іна - 5 шт.
таблиця XIII [1], с. 521;
. Вихід з трубопроводу - 1 шт.
таблиця XIII [1], с. 520;
. Раптове розширення при вході в теплообмінник 2 шт:
? расш=0,81 таблиця XIII [1], с. 522;
. Раптове звуження при виході з теплообмінника 2 шт:
? суж=0,45 таблиця XIII [1], с. 522;
. Опору під вхідний і вихідний камері теплообмінника 2шт:
? вх к =? вих к=1,5 [1], с. 26;
. Вхід в трубну решітку і вихід з неї 2шт:
? вх тр р =? вих тр р=1,0 [1], с. 26.
. Опір у вимірювальній діафрагмі (при m=(d е/D) 2=0,3)):
? Діафен=18,2.
Знайдемо місцеві опори окремо для кожної ділянки:
до теплообмінника:
? ? 1 =? В + 2 *? Зад + 2 *? До +? Діафен + 2 *? Расш=0,5 + 2 * 0,5 + 2 * 1,6 + 18,2 + 2 * 0,81==24,52.
в теплообміннику:
? ? 2=2 *? Вх до + 2 *? Вих до + 2 *? Вх тр р + 2 *? Вих тр р=2 * 1,5 + 2 * 1,5 + 2 * 1,0 + 2 * 1 , 0== 10
від теплообмінника до реактора:
? ? 3=2 *? Суж + 3 *? До + 3 *? Зад +? Вих=2 * 0,45 + 3 * 1,6 + 3 * 0,5 + 1=8,2
Будемо вважати, що тиск у всій мережі постійно, тобто Р2=Р1.
Втрати в трубопроводі до теплообмінника:
? Р1=(1 +?/20 * l1/d е +?? 1) *?/20 * (W/2) 2/2 +?/20 * g * hгеом + (Р2 - Р1)=( 1 + 0,0376 * 6/0,051 + 24,52) * 875,75 * 1,552/2=31653,7 Па,
т.к hгеом=0.
Втрати всередині теплообмінника:
? Р2=(1 +?/20 * l2/d е +?? 2) * (?/20 +?//80)/2 * W12/2=(1 +
+ 0,0376 * 4/0,021 + 10) * (875,75 +813,25)/2 * 0,092/2=62,11 Па.
Втрати від теплообмінника до реактора:
? Р3=(1 +?/20 * l3/d е +?? 3) *?//80 * (W//2) 2/2 +?//80 * g * hгеом=(1 + 0 , 0376 * 26/0,051 + 8,2) * 813,25 * 1,672/2 + 813,25 * 9,81 * 22=207686,67Па.
Визначимо повні втрати в трубопроводі:
? Рсеті =? Р1 +? Р2 +? Р3=31653,7 +62,11 + 207686,67=239402,48Па.
Тоді висота підйому рідини:
hсеті =? Рсеті/((?/20 +?//80)/2 * g)=239402,48/((875,75 +813,25)/2 * 9,81)=28,9м.
Будемо вважати, що характеристика мережі являє собою правильну параболу, що виходить з точки з координатами V=0 м3/год; h на якій відома точка з координатами V2=12,297 м3/год і hсеті=28,9 м. Знайдемо коефіцієнт параболи.
Загальне рівняння параболи у=а * х2 + b. Підставивши значення, маємо 28,9=а * 12,2972 + 22.
Тоді а=0,046.
Візьмемо кілька значень об'ємної продуктивності і визначимо натиск hсеті.
Дані зведемо в таблицю 11.
Таблиця 11 - Залежність напору мережі і насоса від продуктивності насоса
Продуктивність, м3/чНапор мережі, мНапор насоса, м1026,634,51127,56634,31228,6243412,29728,9559533,91329,77433,61431,01633,21532,3532,91633,77632,51735,294321836,90431,61938,60631,12040,430,8
За отриманими точкам в таблиці 11 будуємо характеристику мережі і характеристику насоса на малюнку 10.
Рисунок 9 - Характеристика насоса і характеристика мережі.
Даний насос дозволить подавати бінарну суміш в реактор, т.к робоча точка А на графіку малюнок 3 лежить вище, ніж розрахункова точка насоса В, тобто насос може долати опір мережі. Виберемо насос типу 2КМ - 6 з V=20 м/ч, H=30,8 м, N=4,5 кВт, D=162мм, ККД=64%.
Висновок
ректифікація флегмовое колона тарілчастий
Повірочної розрахунок повної колони ректифікації для поділу бінарної суміші бензол - толуол продуктивністю 10000 кг/год з початковою концентрацією 0,75 мас. частки НКК в суміші показав, що для отримання дистиляту з концентрацією бензолу 0,95 мас. частки і кубового залишку з концентрацією НКК 0,015 мас. частки необхідно:
. вибрати колону типу КСС діаметром 1,8 м;
. встановити в колоні сітчатие тарілки типу ТС-Р ОСТ 28-805-73;
. діаметр отворів в тарілці 4 мм з кроком між отворами 11 мм;
. число дійсних тарілок в колоні 51 (8 в зміцнювальної частини і 43 в вичерпної);
. відстань між тарілками прийняти 0,4 м;
. висоту сепарационной і кубової частин прийняти по 2,7 м;
. загальна висота колони 26,1 м;
. загальний опір проходженню пара в тарельчатой ??частині колони 16,9 кПа;
9.Для нагріву суміші бензол-толуол перед подачею в колону встановити 3 теплообмінника ТН (ГОСТ 15122-79) з діаметром кожуха D=400мм, числом труб n=111, довгою труб lтр=4 м, площею теплопередачі F=35 м і з запасом поверхні 0,399, причому третій - резервний теплообмінник;
10. прийняти до установки тру...
