Читайте также:
|
|
флегмовый пар тераска колонна тепловой
Содержание легколетучего компонента:
-в исходной смеси;
- в дистилляте;
- в кубовом остатке;
т/ч - производительность по исходной смеси.
Производительность колонны по дистилляту D кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:
Отсюда находим:
т/ч
т/ч
Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение Rопт можно найти путём технико-экономического расчета. Используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения)
b=R/Rmin, Здесь Rmin- минимальное флегмовое число:
,
где - минимальное флегмовое число
,
где xF и xD- мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси; yF*- концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.
Определим R. Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению
кмоль/кмоль см.
где Mм и Мв - молекулярные массы соответственно метанола и воды, кг/кмоль.
Аналогично найдем:
кмоль/кмоль см.
кмоль/кмоль см.
- определяем по графику 1.
Тогда минимальное флегмовое число равно:
Тогда оптимальное флегмовое число равно:
Пересчитаем массовые расходы в мольные
2. ПОСТРОЕНИЕ РАВНОВЕСНОЙ И РАБОЧЕЙ ЛИНИИ (y-x) И ДИАГРАММЫ (t, x,y)
Таблица 1 – Равновесное состояние парп и жидкости для смеси метонол- вода
Смесь | x | ||||||||||||||
Метанол- вода | y | 13.4 | 23.0 | 30.4 | 41.8 | 57.9 | 66.5 | 72.9 | 77.9 | 82.5 | 87.0 | 91.5 | 95.8 | ||
t | 96.4 | 93.5 | 91.2 | 87.7 | 81.7 | 78.0 | 75.3 | 73.1 | 71.2 | 69.3 | 67.5 | 66.0 | 64.5 |
По данным таблицы 1 строим график зависимости y=f(x) - рис.1
Определим уравнения рабочих линий:
1)верхней части колонны
2)нижней части колонны
Относительный мольный расход питания:
По данным таблицы 1 строим график t=f(x,y) - рис.2.
3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ СКОРОСТИ ПАРА И ДИАМЕТРА КОЛОННЫ
Средние концентрации жидкости:
а) в верхней части колонны
б) в нижней части колонны
Средние концентрации пара находим по уравнению рабочих линий:
а) в верхней части колонны
б) в нижней части колонны
Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y (рис.2)
а) при
б) при
Средние мольные массы и плотности пара:
а) в верхней части колонны
кг/кмоль;
кг/м3.
б) в нижней части колонны
кг/кмоль;
кг/м3.
Средняя плотность пара в колонне
кг/м3.
Найдем по справочнику [2] плотности жидких метанола и воды. Температура вверху колонны при yD=0.88 равняется 69˚С, а в кубе-испарителе при xw=0.03 равняется 95˚С.
Плотность жидкого метанола при 69˚С ρм=747 кг/м3, а воды при 69˚С ρв=978 кг/м3.
Средняя плотность жидкости вверху колонны:
Плотность жидкого метанола при 95˚С ρм=719.5кг/м3, а воды при 95˚С ρв=961.5кг/м3.
Средняя плотность жидкости внизу колонны:
Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:
кг/м3.
Определяем скорость пара в колонне по уравнению:
,
где C-коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости;
ρж и ρп-плотности жидкости и пара,кг/м3.
По рис.7.2 [стр.314, 2] определяем коэффициент С в зависимости от расстояния между ситчатыми тарелками h (примем h=400мм) для ректификационной колонны, работающей под атмосферном давлении и средних нагрузках по жидкости. С=0.058.
Тогда м/с.
Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне:
.
,
Где -расход дистиллята, ;
R- флегмовое число;
Tср- средняя температура в колонне, К;
P0- давление при н.у;
T0- температура при н.у.
P- рабочее давление.
м3/с.
Диаметр колонны:
м.
По каталогу [1] берем D=1400 мм. Тогда скорость пара в колонне будет равна:
м/с.
Для колонны диаметром D=1400 мм выбираем ситчатую тарелку типа ТС-Р со следующими конструктивными размерами, [1, стр.217]:
Свободное сечение колонны, - 1.54; Рабочее сечение тарелки – 1.368; Сечение перелива, - 0.087; Относительная площадь перелива, % - 5.65; Периметр слива , м – 0.86; Масса, кг – 72
4. РАСЧЕТ ГИДРАВЛИЧЕСКОГО СОПРАТИВЛЕНИЯ ТАРЕЛОК
Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d0=4мм, высота сливной перегородки hп=40мм. Свободное сечение тарелки(суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 5.65% от общей площади тарелки.
Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению:
,
где - гидравлическое сопративление сухой тарелки;
- сопративление, обусловленое силами поверхностного натяжения;
- сопративление парожидкостного слоя.
1. Верхняя часть колонны.
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
,
где ζ=1.82-коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 8%;
ω0= ω/0.08=1.36/0.08=17 м/с - скорость пара в отверстиях тарелки;
ρп- плотность пара.
Па.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:
,
где σ- поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 73˚С:
для метанола σм=18.16·10-3Н/м;
для воды σв=63.86·10-3Н/м.
Тогда
Н/м.
Па.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
,
где hпж- высота парожидкостного слоя:
,
где - высота сливной перегородки;
Δh- высота слоя над сливной перегородкой:
,
где Vж- объемный расход жидкости, м3/с;
П- периметр сливной перегородки, м;
k=ρпж/ρж- отношение плотности парожидкостного слоя к плотности жидкости, принимаем равным 0.5.
Объемный расход жидкости в верхней части колонны:
,
где - мольный расход дистилята, кмоль/с;
R- флегмовое число;
Мср- средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.
кг/кмоль.
м3/с.
Находим Δh:
м.
Высота парожидкостного слоя на тарелке:
м.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
Па.
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:
Па.
2. Нижняя часть колонны.
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
,
где ζ=1.82-коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 8%;
ω0= ω/0.08=1.36/0.08=17 м/с- скорость пара в отверстиях тарелки;
ρп- плотность пара.
Па.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:
,
где σ- поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в нижней части колонны 75˚С:
для метана σм=18·10-3Н/м;
для воды σв=63.5·10-3Н/м.
Тогда
Н/м.
Па.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
,
где hпж- высота парожидкостного слоя:
,
где Δh- высота слоя над сливной перегородкой:
,
где Vж- объемный расход жидкости, м3/с;
П- периметр сливной перегородки, м;
k=ρпж/ρж- отношение плотности парожидкостного слоя к плотности жидкости, принимаем равным 0.5.
Объемный расход жидкости в нижней части колонны:
,
где - мольный расход дистилята, кмоль/с;
R- флегмовое число;
Мср- средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.
кг/кмоль..
м3/с.
Находим Δh:
м.
Высота парожидкостного слоя на тарелке:
м.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
Па.
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в ниженей части колонны:
Па.
Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0.4м необходимое для нормальной работы тарелок условие:
.
Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление Δp больше, чем у тарелок верхней части:
, .
Следовательно, условие соблюдается.
Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях ω0мин, достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:
м/с.;
Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.
5. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТАРЕЛОК
Число теоретических тарелок, которое обеспечивает заданную четкость разделения, находим путем построения ступенчатой линии между рабочей и равновесной линиями. Построение ступенчатой линии проводим от концентраций XF, XD и от XW, XF.
Число ступеней в пределах концентраций XF…XD равно числу теоретических тарелок в верхней секции колонны. Число ступеней в пределах концентраций XW…XF равно числу теоретических тарелок нижней секции колонны.
В результате построения получаем:
- число теоретических тарелок в верхней секции колонны – 3;
- число теоретических тарелок в нижней секции колонны – 4;
- общее число теоретических тарелок – 7.
Определение число тарелок:
Число тарелок рассчитывается по уравнению:
,
где nТ- теоретическое число тарелок;
η- средний к. п. д. тарелок.
Для определения среднего к. п. д. ситчатых тарелок найдем коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов
,
где Рм- давление насыщенного пара метанола [стр.565, 2]
где Рв- давление насыщенного пара воды [стр.565, 2]
К.п.д. в верхней части колонны при температуре :
.
Рассчитаем динамический коэффициент вязкости смеси по формуле:
,
где - динамические коэффициенты вязкости метанола и воды соответственно;
- массовые доли метанола и воды в смеси соответственно
,
Тогда
По графику [рис.7.4, стр.323,2] находим η=0.43
К.п.д. в средней части колонны при температуре :
Рассчитаем динамический коэффициент вязкости смеси:
,
где - динамические коэффициенты вязкости метанола и воды
- массовые доли метанола и воды в смеси соответственно
,
Тогда
По графику [рис.7.4, стр.323,2] находим η=0.46
К.п.д. в нижней части колонны при температуре :
Рассчитаем динамический коэффициент вязкости смеси:
,
где - динамические коэффициенты вязкости ацетона и этанола соответственно;
- массовые доли ацетона и этанола в смеси соответственно
,
Тогда
По графику [рис.7.4, стр.323,2] находим η=0.47
Средний к.п.д. в колонне будет равен:
Длина пути жидкости на тарелке:
м,
где R- радиус тарелки;
П- периметр перелива.
Средний к.п.д. тарелок по уравнению:
,
где Δ-поправка на длину пути.
По графику [рис.7.5, стр.324,2] находим значение поправки на длину пути Δ=0.052.
Число тарелок:
в верхней части колонны:
в нижней части колонны:
Общее число тарелок 16, с запасом 20 тарелки. Из них в верхней части 9 тарелок и в нижней 11 тарелок.
Высота тарельчатой части колонны:
м.
Общее гидравлическое сопротивление тарелок:
Па или 0.13кгс/см2.
6. ОПРЕДЕЛЕНИЕ РАЗМЕРОВ КОЛОННЫ
Диаметр колонны:
D=1.4м.
Высота колонны.
1. Высота от верха колонны до тарелок в верхней части колонны:
м.
2. Высота верхней части колонны:
,
где Н-расстояние между тарелками, h=0.4м.
м.
На корпусе цельносварного тарельчатого аппарата предусмотрены люки для обслуживания тарелок. Люки рекомендуется предусматривать для каждых 5-10 тарелок, располагая их попеременно с диаметрально противоположных сторон корпуса.
Люки изготавливают по ОСТ 26-2000-77 - ОСТ 26-2015-77.
Для колонн диаметром 1000 - 1600мм рекомендуется диаметр люка 500 мм, расстояние между тарелками в месте установки люка 800мм.
Установка люков в верхней части колонны: 1 люк над верхней зоной колонны, 2-ой люк через 5 тарелок, 3-ий люк в зоне ввода сырья,. Тогда высота верхней зоны колонны увеличится на
м.
Общая высота верхней зоны колонны:
м.
3. Высота зоны ввода сырья:
м.
4. Высота нижней части колонны:
м.
Установка люков в нижней часте колонны: 1 люк под нижней зоной колонны, 2-ой люк через 5 тарелок, 3-ий люк через 5 тарелок. Тогда высота нижней зоны колонны увеличится на
м.
Общая высота нижней зоны колонны:
м.
5. Высота зоны между нижней частью колонны и кубом жидкости:
м.
6. Высота зоны, которая обеспечивает работу насоса 10 минут:
,
где V10- объемный расход жидкости, который обеспечит работу насоса 10 минут;
600- время работы насоса, с;
S- площадь колонны, м2.
м2
Тогда
м.
Округлим до 0.1 м.
7. Высота юбки
м.
Высоту колонны найдем по формуле:
м.
7. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:
,
где -удельная теплота конденсации дистиллята.
,
где и -удельные теплоты конденсации метанола и воды при температуре 69ºС, которая соответствует концентрации .
По таблице [стр.524, 2] определяем удельные теплоты конденсации метанола и воды при температуре 69ºС:
Дж/кг;
Дж/кг.
Дж/кг.
Тогда
Вт.
Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:
,
где , , - удельные теплоемкости дистиллята, кубового остатка, исходной смеси при , , :
,
где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при температуре 56.7ºС:
;
.
,
где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при температуре 76.4ºС:
;
.
,
где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при температуре 65.1ºС:
;
.
- тепловые потери, примем в размере 4% от полезно затрачиваемой теплоты.
Тогда
Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси находим по уравнению:
,
где -удельная теплоемкость исходной смеси при средней температуре:
,
где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней температуре 41.6ºС:
;
.
- тепловые потери, примем в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты.
Вт.
,
где - удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре:
,
где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней температуре 40.85ºС:
;
.
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята находим по уравнению:
Вт.
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка находим по уравнению:
,
где -удельная теплоемкость исходной смеси при средней температуре:
,
где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней температуре 50.7ºС:
;
.
Вт.
Расход греющего пара, имеющего давление и влажности 5%:
1) в кубе-испарителе
,
где - удельная теплота конденсации греющего пара.
кг/с;
2) в подогревателе исходной смеси
кг/с.
Всего кг/с или 6.37т/ч.
Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20ºС:
1) в дефлегматоре
,
где - теплоемкость воды при 20ºС:
- плотность воды при 20ºС:
Тогда
м3/с;
2) в холодильнике дистиллята
,
где - теплоемкость воды при 20ºС:
- плотность воды при 20ºС:
Тогда
м3/с;
3) в водяном холодильнике кубового остатка
,
где - теплоемкость воды при 20ºС:
- плотность воды при 20ºС:
Тогда
м3/с;
Всего м3/с или 145м3/ч.
8. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННОГО ОБОРУДОВАНИЯ
8.1 РАСЧЕТ И ПОДБОР ДЕФЛЕГМАТОРА
Пары с верха колонны поступают в дефлегматор, где конденсируются. После этого часть конденсата, называемая флегмой, возвращается в колонну, а остальная часть – дистиллят охлаждается и поступает в сборник дистиллята. В качестве конденсатора примем кожухотрубчатый конденсатор.
Рассчитаем горизонтальный кожухотрубчатый теплообменный аппарат для конденсации 5.42т/ч смеси, состоящей из ацетона и этилового спирта.
Жидкий конденсат отводится из дефлегматора при температуре конденсации. Охлаждающая вода, проходящая по трубам нагревается от 20 до 40 ºС.
Примем турбулентное течение воды в трубном пространстве.
Принимаем для межтрубного пространства индекс “1”, для трубного – “2”.
Температура конденсации дистилята
Температурная схема:
56.7 56.7
40 20
Найдем среднюю разность температур:
Если , то
Если , то
Проверим условие: , тогда
.
Средняя температура охлаждающей воды:
.
Тепловая нагрузка:
Вт.
Расход охлаждающей воды:
кг/с;
Ориентировочно определяем величину площади поверхности теплообмена. По таблице 4.6 [стр.175, 2] среднее значение коэффициента теплопередачи для случая теплообмена от конденсирующегося пара органических веществ к воде (конденсаторы ). При этом
.
При турбулентном течении смеси в трубном пространстве .
Составим схему процесса теплопередачи.
Для обеспечения развитого турбулентного режима течения воды при скорость в трубах должна быть больше :
,
где - динамический коэффициент вязкости воды при 31.27ºС.
- плотность воды при 31.27ºС.
-внутренний диаметр труб
Принимаем трубы теплообменника диаметром
Тогда
.
Число труб мм, обеспечивающих объемный расход смеси при :
Условию и удовлетворяет [стр.508, 2] теплообменник:
Четырехходовый диаметром 1000 мм с числом труб на один ход , (общее число труб 736).
1. Коэффициент теплоотдачи для смеси.
Уточняем значение критерия :
,
где - Число труб мм, обеспечивающих объемный расход смеси при ;
n – число труб, приходящихся на один ход в выбранном теплообменнике
-режим движения турбулентный
Критерий Прандтля для воды при средней температуре 31.27ºС определяем по таблице XXXIX[стр.512, 2]:
Определим параметр Nu по номограмме [стр.536, 2]:
[стр.156, 2]:
Тогда коэффициент теплоотдачи для воды:
.
2. Коэффициент теплоотдачи для конденсации дистиллята.
Рассчитаем коэффициент теплоотдачи для конденсирующейся смеси по уравнению
,
где - коэффициент теплопроводности смеси;
- плотность смеси;
d - наружные диаметр трубок теплообменника;
n- общее количество трубок;
- коэффициент динамической вязкости смеси;
G - массовый расход смеси.
Значения физико-химических констант берем при температуре конденсации 56.7 ºС
Коэффициенты теплопроводности стали [стр.534, 2].
Термическое сопротивление стальной стенки трубы:
Принимаем тепловую проводимость загрязнений: - со стороны смеси,
- со стороны воды [стр.506, 2].
Тогда
Коэффициент теплопередачи K считаем, как для плоской стенки, поскольку отношение больше 0.5:
С запасом 20%:
Такую поверхность имеет четырехходовой теплообменник с диаметром кожуха 1000 мм и длиной труб 4 м.
Основные параметры принятого дефлегматора.
По ГОСТ 15118-79 выбираем четырехходовый теплообменник.
Его параметры:
Наружный диаметр кожуха D, мм – 1000
Поверхность теплообмена,м2 – 226
Длина труб, м – 4.0
Диаметр труб, мм –
Количество труб, шт. – 736
Запас площади поверхности теплообмена: %.
8.2 РАСЧЕТ И ПОДБОР КИПЯТИЛЬНИКА
Тепло, подводимое в кипятильник, затрачивается на испарение дистиллята, испарение флегмы, нагревание остатка до температуры кипения, а также на компенсацию потерь тепла в окружающую среду.
В качестве кипятильника примем кожухотрубчатый испаритель с паровым пространством.
Необходимую площадь теплообмена определим по уравнению:
,
где К- коэффициент теплопередачи, принимаем [стр.47, 1], - средняя разность температур.
142.9 142.9
76.4 76.4
- температура насыщенного водяного пара при
- температура кипения смеси
.
Тогда
.
По ГОСТ 15121-79 выбираем испаритель одноходовой.
Его параметры:
Диаметр кожуха D, мм – 400
Поверхность теплообмена,м2 – 28
Длина труб, м – 3
Количество труб, шт. – 121
Запас площади поверхности теплообмена: %.
8.3 РАСЧЕТ И ПОДБОР ПОДОГРЕВАТЕЛЯ СЫРЬЯ
Рассчитаем горизонтальный кожухотрубчатый теплообменный аппарат для нагрева 14т/ч смеси, состоящей из ацетона и этилового спирта, от температуры 18ºС до 65.1ºС.
Подогрев будит осуществляться греющим водяным насыщенным паром, который имеет абсолютное давление p=4 кгс/см2. В водяном паре содержится 0.5% влаги.
,
где К – коэффициент теплопередачи, принимаем ([1] стр.47), - средняя разность температур.
142.9 142.9
65.1 18
- температура насыщенного водяного пара при
.
По ГОСТ 15118-79 принимаем кожухотрубчатый теплообменник.
Его параметры:
Диаметр кожуха D, мм –1000
Диаметр труб, мм –
Число ходов – 4
Число труб, шт. – 1072
Длина труб, м – 4.0
Поверхность теплообмена, - 269
Площадь сечения одного хода по трубам, м2- 0.051.
Запас площади поверхности теплообмена: %.
9. РАСЧЁТ И ВЫБОР НАСОСА
Подобрать насос для перекачивания исходной смеси ацетон- этиловый спирт при температуре 18 °С из открытой ёмкости в аппарат, работающий под атмосферным давлением. Расход жидкости 3.89 кг/с (0.00491м3/с).
Геометрическая высота подъёма жидкости:
Длина трубопровода на линии всасывания 10 м, на линии нагнетания 30 м.
Проверить возможность установки насоса на высоте 4 м над уровнем жидкости в ёмкости.
Выбор трубопровода:
Для всасывающего и нагнетательного трубопровода примем одинаковую скорость течения жидкости, равную 2 м/с. Тогда диаметр равен:
,
где G- расход сырья, кг/с;
- скорость течения жидкости, примем ;
- плотность сырья при температуре 18ºС:
Тогда
.
Выбираем стальную трубу наружным диаметром 56 мм, толщиной стенки
3.5 мм [стр.16, 1]. Внутренний диаметр трубы d = 0.049 м. Фактическая скорость сырья в трубе:
.
Примем, что коррозия трубопровода незначительна.
Определение потерь на трение местные сопротивления:
,
где - вязкость сырья при 18ºС:
,
где - вязкость ацетона и этилового спирта при 18ºС:
;
;
.
Тогда
,
т.е. режим течения турбулентный. Примем абсолютную шероховатость равной D=2´10-4 м.
Тогда:
Далее получим:
Таким образом, в трубопроводе имеет автомодельное трение, и расчет l следует проводить по формуле:
Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений:
сумма коэффициентов во всасывающей линии:
вход в трубу с острыми краями - ;
вентиль нормальный - ;
Тогда:
сумма коэффициентов в нагнетательной линии:
2 колена с углом 90 градусов -
выход из трубы - ;
вентиль нормальный - ;
2 колена с углом 90 градусов -
Потерянный напор во всасывающей и нагнетательной линии находим по формуле:
Общие потери напора:
hп=hп вс+hп наг=3.768+8.619=12.387м.
Выбор насоса.
Находим потребный напор насоса по формуле:
.
одноступенчатыми центробежными насосами. Учитывая широкое распространение этих насосов в промышленности ввиду достаточно высокого к.п.д., компактности и удобства комбинирования с электродвигателями, выбираем для последующего рассмотрения именно эти насосы.
Полезную мощность насоса определим по формуле:
Nп=r·g·Q·С,
где r- плотность жидкости, кг/м3;
g- ускорение свободного падения, м/с2;
Q- производительность, м3/с;
H- напор, м.
Nп = 792.24·9.81·0.00491·25.29 = 965.064 Вт = 0.965 кВт
Примем hпер=1 и hн=0.6 (для центробежного насоса средней производительности), найдём по формуле мощность на валу двигателя:
кВт
По таблице устанавливаем, что заданной подаче и напору более всего соответствует центробежный насос марки Х20/31, для которого при оптимальных условиях работы Q=5.5·10-3 м3/с, Н=31 м, hн=0.55. Насос обеспечен электродвигателем ВАО-41-2 номинальной мощностью Nн=5.5 кВт, hдв=0.84. Частота вращения вала n = 48.3 с-1.
Определение предельной высоты всасывания
Рассчитаем запас напора на кавитацию:
hз=0.3· (Q·n2)2/3,
где n- частота вращения вала, с-1
hз=0.3· (Q·n2)2/3=0.3·(0.00491·48.32)2/3=1.524 м
По таблицам давлений насыщенного пара найдём, что при 18°С Pt=10605.35 Па.
Примем, что атмосферное давление равно P1=1.0133·105 Па, а диаметр всасывающего патрубка равен диаметру трубопровода. Тогда по формуле найдём:
м.
Таким образом, можно располагать насоса на высоте над уровнем жидкости в ёмкости.
10. ПОДБОР ШТУЦЕРОВ
Дата добавления: 2015-09-06; просмотров: 115 | Нарушение авторских прав
<== предыдущая страница | | | следующая страница ==> |
ВВЕДЕНИЕ | | | Русские и Рейх. |