- •Министерство образования и науки Российской Федерации
- •Введение
- •1.1. Расчет стандартного кожухотрубного аппарата для процесса нагрева смеситолуол – п-ксилол.
- •1.2. Заключение
- •2. Расчет гидравлических сопротивлений в трубопроводе и выбор центробежного насоса
- •2.1.1 Перевод массового расхода жидкости к объёмному
- •2.1.2. Определение ориентировочного диаметра трубопровода
- •2.1.3. Выбор стандартного диаметра трубопровода
- •2.1.4. Уточнение скорости движения жидкости
- •2.1.5. Определение режима движения жидкости
- •2.1.6. Определение коэффициента гидравлического сопротивления
- •2.1.7. На выходе из теплообменника
- •2.1.8. Нахождение коэффициентов местных сопротивлений
- •2.1.9. Определение полной потери напора в трубопроводе
- •2.2. Построение характеристики трубопроводной сети
- •2.3. Выбор насоса
- •2.4. Вывод
- •Список литературы
2.1.1 Перевод массового расхода жидкости к объёмному
В расчетах используется объемный расход жидкости Vc, м3/с.
Перевод осуществляется по формуле:
Vc = G/(3600* ρсм) (13)
Vc = 30000/(3600*865,5) = 0,0096 м3/с.
2.1.2. Определение ориентировочного диаметра трубопровода
По таблице [2, с.17] выбираем скорость движения в напорном трубопроводе w = 2 м/с.
Средний диаметр трубопровода можно определить по формуле:
dср = (4* Vc/π*w)0,5 (14)
dср = (4*0,0096/3,14*2)0,5 = 0,078 м.
2.1.3. Выбор стандартного диаметра трубопровода
Промышленность выпускает гостированный сортамент труб, среди которых необходимо выбрать трубы с диаметром наиболее близким к расчетному (пункт 3.4.). Обозначаются трубы dн х δ, где dн – наружный диаметр трубы, мм; δ – толщина стенки трубы, мм. При этом внутренний диаметр трубы dвн = dн – 2* δ.
Гостированные размеры труб по ГОСТ 8732-78 составляют следующий ряд, мм: 14х2; 18х2; 25х2; 32х2,5; 38х2,5; 45х3; 57х3; 76х3,5; 89х4,5; 108х4,5; 133х4; 159х4,5; 219х6; 272х7; 325х8; 377х10; 426х11; 465х13.
Согласно пункта 3.4. внутренний размер трубы 78 мм, тогда наружный размер dн = 78 + 2*4,5 = 98 мм. Наиболее близкая по размерам труба 89х4,5 мм. Гостированный внутренний диаметр 80 мм, поэтому эквивалентный диаметр примем dэ = 0,080 м.
Для штуцера перегоняющего пар диаметр труб будет:
dср = (4*0,13/3,14*20)0,5=0,091 м.
dэ = 108x4,5 мм
2.1.4. Уточнение скорости движения жидкости
Выразим скорость движения жидкости:
w = 4* Vc/(π* dэ2) = 4*0,0096/(3,14*(0,08)2) = 1,91 м/с.
2.1.5. Определение режима движения жидкости
Режим движения жидкости определим по уравнению Рейнольдса:
Re = W* dэ * ρсм /μсм = 1,91*0,08*865,5/0,62*10-3 = 213303,87.
Плотность при 200C, кг/м3
ρтолуол=866 кг/м3; ρп-ксилол=866 кг/м3
ρсм=(866+865)/2=865,5 кг/м3
Вязкость при 200, мПа/с
μтолуол=0,6 мПа/с; μп-ксилол=0,64 мПа/с
μсм=(0,6+0,64)/2=0,62 мПа/с
Режим движения развитый турбулентный.
2.1.6. Определение коэффициента гидравлического сопротивления
Примем среднее значение шероховатости l = 0,2 мм, тогда относительная шероховатость составит ε = l/ dэ = 0,2/80 = 0,0025.
Проверим условие Re ≥ 220*ε -1,125.
220*(0,0025)-1,125 = 186097,34, т.е. меньше Re = 213303,87. Область движения автомодельная и коэффициент гидравлического сопротивления:
1/ λ0,5 = 2*lg(3,7/ε) = 2*lg(3,7/0,0025) = 6,34. Откуда λ = 0,025.
2.1.7. На выходе из теплообменника
Плотность смеси при 1110С, кг/м3
ρтолуол=777 кг/м3; ρп-ксилол=786 кг/м3;
ρсм = 777+786/2=781,5 кг/м3;
Объемный расход жидкости
Vc = 30000/(3600*781,5) = 0,011 м3/с;
Средний диаметр трубопровода
dср = (4*0,011/3,14*2)0,5 = 0,084 м;
Примем диаметр трубопровода
dэ=0,080м
Вязкость смеси при 1110С, Па/с;
μтолуол=0,251*10-3 Па/с; μп-ксилол=0,28*10-3 Па/с;
μсм = 0,266*10-3 Па/с;
w = 4*0,011/(3,14*(0,08)2) = 2,19 м/с;
Re = 2,19*0,08*781,5/0,266*10-3 = 514732;
Re ≥ 220*ε -1,125 = 220*(0,0025)-1,125 = 186097,34;
1/ λ0,5 = 2*lg(3,7/0,0025) = 6,34;
λ = 0,0025.
Рисунок 2 – Схема установки.
2.1.8. Нахождение коэффициентов местных сопротивлений
При расчёте сопротивлений в трубопроводе от хранилища до реактора необходимо помнить, что оно складывается из трёх участков:
1) от хранилища до входа в теплообменник;
2) движение жидкости в теплообменнике;
3) от теплообменника до входа в реактор.
На всех участках разная средняя температура, поэтому и разные свойства жидкости. Чтобы лучше представить и правильно произвести расчёт заполним таблицу 1.
Таблица 1 – Данные для расчёта потерь напора на участках сети
Учас- ток |
t, 0C |
ρ, кг/м3 |
Vc, м3/с |
d, м |
l, м |
w, м/с |
μ, Па*с |
Re |
∑ ξ |
λ |
hгеом, м |
ΔР, Па |
hсети м |
1 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
2 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
3 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
С учетом того, что [2, с.520] коэффициенты местных сопротивлений следующие:
- внезапное расхождение ξрасх = 20,5;
- внезапное схождение ξсх = 4,8;
- вентиль нормальный ξвен = 4,7;
- выход из трубы ξвтр = 1;
- измерительная диафрагма (при m = (dэ/D)2 = 0,3, то ξд = 18,2);
- входы из теплообменника и решетки ξвх = 1,5;
- выходы из теплообменника и решетки ξвых = 1.
∑ ξмс уч1 = ξтр + 4*ξвен + 2*ξкол + ξд + ξрасш + ξрасх = 0,45 + 4*4,7 + 2*1,1 + 18,2 + 2*0,81+20,5 = 61,77.
∑ ξмс уч2= 2*(ξвх в тепл + ξвх в реш+ ξвых в тепл+ ξвых в реш) = 2*(1,5+1,5+1+1)= 10
∑ ξмс уч3= 4*ξкол+3*ξвен+ξсх+2*ξсуж+ξвх=4*1,1+3*4,7+4,8+2*0,45+0,81 = 25,01
Геометрическая высота подъема смеси 20 м.