Расчет и проектирование колонны непрерывного действия для разделения смеси бензола и толуола

ДР_в =ДР_сух +ДР_у +ДР_п.ж.= 97,48+21,3+236,65= 355,4 Па.

Нижняя часть колонны

Скорость  пара в отверстиях тарелок ω′_отв=ω_н/0,12 = 0,75/0,12=6,25м/с.

Гидравлическое  сопротивление сухой тарелки 

= =95,74 Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения,

ДР′_у=4у/d₀==4∙18,35∙0,001/0,004 =18,35 Па.

Средний объемный расход жидкости в нижней части колонны 

V′_ф,н= g/с_ф,н==26656,3/(3600∙894)=0,0083м³/с.

Высота слоя над сливной перегородкой

Дhп.ж′=( V′_х,н/(1,85∙П∙к′))^2/3=( 0,0083/(1,85∙1,32 ∙0,5))^2/3=0,036м.

Высота парожидкостного  слоя на тарелке 

h′_п.ж.=h_п.+Дh′=0,04+0,036=0,076 м.

Сопротивление парожидкостного слоя

ДР′_п.ж.=1,3∙h′_п.ж.∙с_х,в∙к′∙g=1,3∙0,076∙894∙0,5∙7,4=326,81 Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны 

ДР′_н=ДР′_с+ДР′_у+ДР′_п.ж.= 95,74+18,35+326,81= 440,9 Па.

Проверим, соблюдается  ли при h=0,4 м необходимое условие для нормальной работы тарелок h>1,8∙ДР/(с_жg)

Для тарелок  верхней части колонны: 1,8∙355,4/(820∙7,4)=0,105

Для тарелок  нижней части колонны: 1,8∙440,9/(894∙7,4)=0,12

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается и расстояние между тарелками h=0,4 м обеспечивает нормальную работу переливных устройств.

Минимальная скорость пара в отверстиях ω_отв.min, достаточная для того, чтобы щелевая тарелка работала всеми отверстиями:

Для верхней  части колонны 

ω_отв.min=0,67∙(g∙ с_х.в.∙h_п.ж/ос_в)^1/2=0,67∙(7,4∙ 820_.∙0,06/1,75∙2,72)^1/2 =5,86 м/с;

Для нижней части колонны 

ω′_отв.min=0,67∙(g∙ с_х.н.∙h′_п.ж/ос_н)^1/2=0,67∙(7,4∙894_.∙0,076/1,75∙2,801)^1/2 =5,92 м/с.

Фактические скорости в отверстиях тарелок ω_отви ω′_отв больше минимальных ω_отв.minи ω′_отв.min, следовательно, все отверстия тарелок будут работать равномерно.

 

9. Расчет штуцеров

Диаметры  штуцеров (см. рис.9) рассчитываются по уравнению

d_шт=(V_п/(0,785∙ω_доп))^1/2,

где V_п – объемный расход  потока в трубопроводе, при этом допустимые скорости потоков ω_доп принимаются в соответствии  [1,с.19табл.3].

Плотность жидких продуктов холодного орошения ρ_х, сырья ρ_сырья, кубового остатка ρ_{куб.ост.} рассчитываются в зависимости от температуры и состава:

1/ρ_x =0,97/869+0,03/857, откуда ρ_х =868,6 кг/м³,

1/ρ_сырья= 0,5/793+0,5/788, откуда ρ_сырья = 790,5 кг/м³,

1/ρ_{куб.ост.} = 0,02/781+0,98/777 , откуда ρ_{куб.ост.} =777,1 кг/м³.

Плотность паров, поступающих из кипятильника колонны  ρ_п,R, и паров, уходящих с верха колонны ρ_п,D, рассчитываются при соответствующих температурах и давлениях:

ρ_п,R= (0,02∙78+(1-0,02)∙92)∙273∙131,4/(22,4∙(273+109)∙101,31)=3,8 кг/м³,

ρ_п,D= (0,97∙78+(1-0,97)∙92)∙273∙127,5/(22,4∙(273+82)∙101,31)=3,4 кг/м³.

Диаметр штуцера А для вывода паров из колонны в дефлегматор

d_А=(19235,2/(0,785∙3600∙3,4∙25))^1/2=0,29 м.

Принимаем по ГОСТ 12830-67 d_А=500 мм[3, с.218].

Диаметр штуцера В для ввода холодного орошения 

d_В=(9405,8/(0,785∙3600∙868,6∙1,5))^1/2=0,051 м.

Принимаем по ГОСТ 12830-67 d_В=60 мм.

Диаметр штуцера С для ввода сырья

d_С=(15000/(0,785∙3600∙790,5∙1,5))^1/2=0,067 м.

Принимаем по ГОСТ 12830-67 d_С=100 мм.

Диаметр штуцера К для вывода кубовой жидкости в кипятильник колонны

d_К=(7421,1/(0,785∙3600∙777,1∙0,5))^1/2=0,11 м.

Принимаем по ГОСТ 12830-67 d_К= 180 мм.

Диаметр штуцера Е для ввода паров из кипятильника колонны

d_Е=(11479,0/(0,785∙3600∙3,8∙25))^1/2=0,32 м.

Принимаем по ГОСТ 12830-67 d_Е=600 мм.

 

Заключение

В результате курсовой работы рассчитана и спроектирована колонна непрерывного действия для разделения смеси бензола и толуола. Тип ректификационной колонны – тарельчатая. Тарелки щелевые . 

Производительность  колонны по исходной смеси L=15000 кг/час, по дистилляту D=7578,9 кг/час, по кубовому остатку R=7421,1 кг/час. Диаметр колонны , высота колонны , количество реальных тарелок 19.