Дипломная работа на тему: Ректификация представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости и конденсации

Введение

Ректификация представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров. Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру, и проводится обычно в колонных аппаратах. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно легколетучий, или низкокипящий, компонент (НК), которым обогащаются пары, а из паров конденсируется преимущественно труднолетучий, или высококипящий, компонент (ВК), переходящий в жидкость. Такой двухсторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить в конечном счёте пары, представляющие собой почти чистый НК. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате образуют дистиллят (ректификат) и флегму- жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым ВК.

В ректификационных установках используют главным образом аппараты двух типов: насадочные и тарельчатые ректификационные колонны. Кроме того, для ректификации под вакуумом применяют пленочные и роторные колонны различных конструкций.

Барботажные (тарельчатые) колонны. Представляют собой вертикальные колонны, внутри которых на определенном расстоянии друг от друга расположены горизонтальные перегородки - тарелки. С их помощью осуществляется направленное движение фаз и многократное взаимодействие газа и жидкости. По способу слива жидкости с тарелок барботажные колонны можно разделить на колонны с тарелками со сливными устройствами и на колонны с тарелками без сливных устройств.

Тарельчатые колонны со сливными устройствами. В этих тарелках перелив жидкости с тарелки на тарелку осуществляется при помощи специальных устройств - сливных трубок, карманов и т. п. Нижние концы трубок погружены в стакан на ниже расположенных тарелках и образуют гидрозатворы, исключающие возможность прохождения газа через сливное устройство. К тарелкам со сливными устройствами относятся: ситчатые, колпачковые, клапанные, балластные, пластинчатые и др.

Колонны с тарелками без сливных устройств. В тарелке без сливных устройств газ и жидкость проходят через одни и те же отверстия или щели. На тарелке одновременно с взаимодействием газа и жидкости происходит сток части жидкости на ниже расположенную тарелку - проваливание жидкости. Поэтому тарелки такого типе обычно называют провальными. К ним относятся дырчатые, решетчатые, трубчатые и волнистые тарелки.

Гидродинамические режимы работы тарелок. Эффективность работы тарелок любой конструкции в значительной мере зависит от гидродинамических режимов их работы. В зависимости от скорости газа и плотности орошения различают три основных гидродинамических режима работы барботажных тарелок: пузырьковый, пенный и струйный, или инжекционный. Они различаются структурой барботажного слоя, которая в основном определяет его гидравлическое сопротивление и высоту, а так же поверхность контакта фаз.

Конструкция аппарата разрабатывается исходя из основных технических требований, предъявляемых к аппарату и условий при которых аппарат будет эксплуатироваться. К числу основных требований относятся : назначение и среда, техническая характеристика, параметры технологического процесса, а также надёжность и безопасность.

Конструирование следует начинать с выбора основного конструкционного материала, отвечающего основным условиям технологического процесса, протекающего в аппарате, характеризуемой средой, давлением и температурой.

Выбор конструкционного материала проводится исходя из необходимой химической стойкости, требований прочности при заданных давлениях

и температуре, с учётом стоимости материала, его недефицитности и технологии изготовления.

Для агрессивных сред, в ряде случаев, представляется целесообразным и экономически оправданным, а иногда и единственно возможным применение внутри аппарата защитного слоя, наносимого на основной конструкционный материал из особого химически стойких металлических или неметаллических материалов. [1]

1 Схема установки

Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рисунке 1.

Исходная смесь, состоящая из воды и этанола, поступает в емкость поз.1. Из нее исходная смесь насосом поз.2 подается на разогрев в подогреватель поз.3. Исходная смесь, проходя в трубном пространстве теплообменника, нагревается паром, после чего поступает в точку питания колонны.

Кубовая жидкость после колонны поз.4 проходит холодильник поз.5, откуда подается в сборник кубовых поз.6. По мере наполнения сборника поз.6 кубовая жидкость откачивается для дальнейшего использования.

Исходная смесь, стекая по тарелкам колонны поз.4, обогащается водой, а пар, поднимающийся снизу колонны, обогащается этанолом. Пары, получаемые путем подачи острого пара в низ колонны проходя всю колонну, попадают в дефлегматор поз.7, охлаждаемый оборотной водой.

В нем пары конденсируются и попадают в разделитель поз.8, откуда часть конденсата в виде флегмы через гидрозатвор подается на орошение колонны поз.4, а оставшаяся часть в виде дистиллята поступает на охлаждение в холодильник поз.9, охлаждаемый оборотной водой. После холодильника поз.9 дистиллят попадает в сборник поз.10, откуда, по мере необходимости, откачивается.

1,6,10 - емкости; 2 - насос центробежный; 3 - подогреватель; 4 - колонна ректификационная; 5,9 - холодильники; 7 - дефлегматор; 8 - разделитель;

Рисунок 1 - Технологическая схема ректификационной установки

1.2 Определение минимального и рабочего флегмовых чисел

Для расчета ректификационной установки, в том числе и для определения минимального флегмового числа Rmin, необходимо располагать данными о равновесии между жидкостью и паром компонентов разделяемой исходной смеси для давления, при котором проводится процесс.

Для определения минимального флегмового числа строим квадратную диаграмму у-х (рис.2), на которую наносят все точки из табл. 2 [2], соединив их плавной кривой получили линию равновесия, пересекающую диагональ квадрата при

х = 0,895 (точка азеотропа), также для расчета Rmin необходимо перевести заданные массовые концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка в мольные доли по соответствующей формуле:

где Мнк- молекулярная масса низкокипящего компонента (этанола - Э);

Мвк- молекулярная масса высококипящего компонента (воды - В).

Получим

кмоль/кмоль смеси,

кмоль/кмоль смеси,

кмоль/кмоль смеси.

Рис.2 - х-у диаграмма

По значению xD на диагонали построенной диаграммы у-х находим точку А, а по значению хF на линии равновесия точку В. Данная прямая АВ пересекает линию равновесия. Определяем значение отрезка S при проведении касательной из точки А на диагонали квадрата к линии равновесия. Отрезок прямой между хF и xD определяет положение рабочей линии укрепляющей части колонны при Rmin, что дает возможность рассчитать значение минимального флегмового числа. Так в соответствии с уравнением рабочей линии укрепляющей части колонны:

откуда

Рабочее флегмовое число R рассчитывается в зависимости от Rmin

Рабочее флегмовое число определяет размеры колонны (его диаметр и высоту) и расходы теплоносителей (острого пара, подаваемого в колонну и охлаждающей воды на дефлегматор), что связано с капитальными и эксплуатационными затратами на ректификацию. Для минимизации затрат надо провести расчеты при различных R, что достаточно трудоемко и сложно.

Поэтому в данном расчете применен метод упрощенной оптимизации, который основан на допущении, что минимальным затратам соответствует минимальный объем колонны. Этот расчет проводим на ЭВМ по программе разработанной на кафедре.

Так как рабочий объем колонны пропорционален произведению nт(R +1), где nт - число теоретических тарелок, то задаваясь значениями R> Rmin и рассчитав nт(R +1) и nт при различных R, можно найти минимальное значение nт(R +1), которому и будет отвечать оптимальное рабочее флегмовое число. Достаточно ввести следующие значения хF, xD, хW и Rmin в программу и получим следующие данные:

Таблица 2. Значения числа теоретических тарелок при различных R

Рабочее флегмовое число

Число теоретических тарелок

в колонне

в нижней ее части

в верхней ее части

Получаем, что оптимальное рабочее флегмовое число R = 1,8785, которое соответствует минимуму на графике Nт(R+1) = f(R) (рис. 3). Именно при этом значении проводим дальнейшие расчеты.

Рис.3 - х-у диаграмма с нанесением рабочей линии

Целесообразно сравнить R при оптимизации и R, рассчитанное по формуле, и сделать вывод в отношении применения формулы (в случае отсутствия возможности проведения оптимизации). Мы видим, что рассчитанные с помощью программы и формулы значения R имеют близкие значения, что говорит о применимости данной формулы.

1.3. Материальный баланс процесса

При обогреве ректификационной колонны непрерывного действия острым паром, который подается в куб колонны под нижнюю тарелку (рис.4), уравнения материального баланса можно составить только через мольные расходы и мольные доли низкокипящего компонента в паровой и жидкой фазах.

Рис. 4 - К выводу уравнений материального баланса процесса ректификации при обогреве колонны острым паром.

GF, GD, GR, GW, GV - мольные расходы исходной смеси, дистиллята, флегмы, кубового остатка и пара;

xF, xD, xR, xW, xV - мольные доли низкокипящего компонента в исходной смеси, дистилляте, флегме, кубовом остатке и в пара, поступающем в дефлегматор.

Так как мольный расход пара GV не изменяется по всей высот колонны, а изменяется только его состав, то можно составить уравнение материального баланса по всем компонентам, участвующим в процессе (в мольных расходах):

и уравнение материального баланса по низкокипящему компоненту:

Уравнение материального баланса дефлегматора имеет следующий вид:

а мольный расход кубового остатка определяется как сумма мольных расходов исходной смеси и флегмы, что соответствует мольному расходу жидкости в исчерпывающей части колонны:

Тогда из уравнения (5) с учетом уравнения (7) получаем мольный расход дистиллята:

А из уравнения (7) с учетом (8) мольный расход кубового остатка составит:

Мольный расход острого пара определяется уравнением (6).

Для того чтобы провести расчет материальных потоков по уравнениям (8), (9), необходимо по заданному массовому расходу рассчитать мольный расход исходной смеси по следующей формуле:

где - мольный, массовый расходы исходной смеси, дистиллята, кубового остатка и острого пара;

Мсм - мольная масса исходной смеси, дистиллята, кубового остатка и острого пара.

Мольная масса жидкой смеси находится из формулы

Проверка результатов вычислений осуществляется по уравнению (4).

Если это равенство выполняется то мольные расходы дистиллята, кубового остатка и острого пара переводят в массовые расходы по формуле (10).

Расчёт:

Мольная масса исходной смеси по формуле (11):

Мольный расход исходной смеси по формуле (10):

Мольный расход дистиллята по формуле (8):

мольный расход кубового остатка составит по формуле (9):

Расход пара найдем из формулы (6):

GV = 0,022(1,8785+1) = 0,063 кмоль/с

Проверка результатов вычислений осуществляется по уравнению (4).

Мольные массы дистиллята, кубового остатка и пара найдем по формуле (11):

Среднее содержание этанола в паре найдем по формуле (12)

Массовые расходы дистиллята, кубового остатка и пара найдем по формуле (10)

1.4. Определение числа теоретических ступеней процесса

Для определения числа теоретических тарелок графическим способом на диаграмме у-х, на которой изображена линия равновесия проводим рабочие линии для укрепляющей и исчерпывающей части колоны.

При обогреве куба ректификационной колонны острым паром уравнения рабочих линий принимают следующий вид:

Для укрепляющей части колонны:

Для исчерпывающей части колонны:

где F - относительный (на 1 кмоль дистиллята) мольный расход исходной смеси

При R = 1,8785 отрезок, отсекаемый рабочей линией укрепляющей части колонны равен второму слагаемому в уравнении рабочей линии, т. е. S = 0,257

Построение рабочих линий ведется в следующей последовательности (рис.3):

1. При х = хD находим точку А на диагонали квадрата;

2. Откладываем отрезок S на оси ординат (точка D);

3. Соединяем пунктирной линией точки А и D;

4. При х = хW находим точку С на оси абсцисс;

5. При х = хF находим точку В на линии АD;

6. Соединяем сплошной линией точки А и В - это получается рабочая линия укрепляющей части колонны;

7. Соединяем также сплошной линией точки С и В - это получается рабочая линия исчерпывающей части колонны.

Число теоретических тарелок (ступеней процесса) графически было получено путем проведения вертикальных и горизонтальных отрезков между рабочими линиями и линией равновесия. Вертикальные отрезки характеризуют изменения состава паровой фазы, а горизонтальные жидкой фазы на теоретической тарелке.

Построение ступенчатого графика начинаем из точки на оси абсцисс при х = хW. Из этой точки проводят вертикальный отрезок до пересечения с линией равновесия. А из этой точки проводим горизонтальный отрезок до пересечения с рабочей линией. Аналогичным образом ведем построение ступеней до тех пор, пока последний горизонтальный участок не пересечет горизонталь квадрата выше х = хD.

Ввиду очень малой концентрации НКК в кубовом остатке, графическое построение ступеней процесса провожу при увеличении масштаба в области малых концентраций х в 100 раз (рис.5), в 10 раз (рис.6), в 2,5 раза (рис.7). Так как хD = 0,741 < 0,75 увеличение правого верхнего угла рис.3 не выполняется.

Рис.5 - х-у диаграмма с увеличением в 100 раз

Рис.6 - х-у диаграмма с увеличением в 10 раз

Рис.7 - х-у диаграмма с увеличением в 2,5 раза

Полученное число теоретических тарелок идентично числу теоретических тарелок, полученных при оптимизации процесса на ЭВМ.

1.5. Вычисления числа действительных тарелок

На теоретической тарелке предполагают, что пар, уходящий с тарелки, находится в равновесии с жидкостью на этой тарелке (при графическом определении числа теоретических тарелок - это вертикальные отрезки между рабочей линией и линией равновесия). На практике это не осуществимо и содержание НКК в паровой фазе никогда не достигает равновесного состояния. Отношение реального изменения концентраций НКК в паровой фазе, уходящей с тарелки у2 и поступающей на нее у1, к максимально возможному изменению (у2* - у1), где у2* -концентрация НКК в уходящей с тарелки пара, находящемся в равновесии с жидкостью на ней, представляет коэффициент полезного действия тарелки т. Следовательно,

Любая из тарелок укрепляющей и исчерпывающей частей колонны имеет свое значение т, что значительно усложняет расчет. С целью упрощения расчет проводим, вводя понятие коэффициент полезного действия колонны , который представляет собой усредненное значение т. Тогда число действительных тарелок:

В верхней части колонны составит:

В нижней части колонны:

Если nтв и nтн чаще всего дробные числа, то nв и nн - целые числа с округлением всегда в большую сторону. Общее число тарелок в колонне составит:

n = nв + nн (17)

Таким образом, для определения числа действительных тарелок необходимо знать колонны. Наибольшая точность расчета обеспечивается при наличии экспериментальных данных для колонн, условия разделения в которых близки к заданным. Для многоколпачковых тарелок спиртовых колонн (в частности при разделении смеси этиловый спирт-вода), работающих при атмосферном давлении, рекомендуемое значение т = 0,47.

Расчёт Действительных тарелок:

в верхней части колонны по формуле (15) составит:

в нижней части колонны по формуле (16)

Общее количество тарелок

n = 13 + 14 = 27 шт.

1.6. Определения размера колонны.

Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравнения объемного расхода:

где V - объемный расход пара, м3/с;

wп - скорость пара, отнесенная к полному поперечному сечению колонны, м/с.

Вследствие различия скоростей и расходов пара в колонне диаметры собой укрепляющей и исчерпывающей частей колонны различаются между собой. Поэтому рассчитываем диаметры для верхней и нижней частей колонны, а дальше выбираем стандартный аппарат одного диаметра по большему из рассчитанных значений и уточняем значения скоростей пара в укрепляющей и исчерпывающей частях колонны.

Для расчета диаметра колонны необходимо рассчитать следующие параметры: средние мольные доли НКК в жидкости в верхней и нижней частях колонны по следующим формулам:

в верхней части колонны:

- в нижней части:

Средние мольные доли НКК в паровой фазе рассчитываются по уравнениям (13) и (14) рабочих линий (при подаче в колонну острого пара) при средних значениях частей колонны.

Средние температуры пара в верхней и в нижней частях колонны определяем по диаграмме t-x,y, (рис. 8) построенной по точкам, данным в таблице №2 [2], используя значения уср (на линии конденсации).

Рис.8 - t-x,y диаграмма

Средние мольные массы пара для верхней М' и нижней частей колонны рассчитываются по по формуле (11) с подстановкой у вместо х.

Средние плотности пара в верхней и нижней частях колонны рассчитываются по уравнению Клайперона:

где Т0 = 273 К, а Р0 = 760 мм.рт.ст. - параметры, соответствующие нормальным условиям;

Тср - средняя температура пара в верхней и нижней частях колонны;

Р - рабочее давление в колонне, мм.рт.ст.

Данная колонна работает при атмосферном давлении, то мы можем принять Р0 = Р.

Средние температуры жидкости в верхней и нижней частях колонны также определяем по t-x,y диаграмме по значениям х'ср и х''ср на линии кипения.

Средние массовые доли низкокипящего компонента в жидкости определяются по формулам (19) и (20) с подстановкой вместо х:

Плотность жидкой смеси определяется по уравнению (22)

Учитывая, что в нижней и верхней частях колонны ж >> п рекомендуемую скорость пара для обеих частей колонны рассчитывают по формуле:

где С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между ними, рабочего давления в колонне и нагрузки колонны по жидкости, определяют по рис. 7.2. [3].

Расстояние между тарелками h выбираем по ГОСТу из табл. 14.14. [4].

Объемный расход проходящего по колонне, работающей при атмосферном давлении, пара при средней температуре в колонне Тср составит:

После расчета по уравнению (18) диаметров колонны для верхней и нижней частей по большему значению диаметра в соответствии с имеющимися нормалями [4] выбираем тип колонны с Dн > Dрасч, далее по выбранному диаметру Dн, должны уточнить скорости пара по формуле (18) в колонне и выписывают основные конструктивные размеры колонны.

Высота тарельчатой части колонны (расстояние между верхней и нижней тарелками) равна:

где n - общее число тарелок в колонне.

Общая высота колонны:

где Нкн - высота нижней (кубовой) камеры;

Нкв - высота верхней (сепарационной) камеры.

Ориентировочно принимают:

Нкн = (1,52)DН

Нкв = (0,51)DН

Расчёт:

Средние мольные доли НКК в жидкости в верхней и нижней частях колонны по формулам (19), (20):

в верхней части колонны:

в нижней части:

Средние мольные доли НКК в паровой фазе по уравнениям (13) и (14) рабочих линий:

Средние мольные массы пара для верхней М'ср и нижней М"ср частей колонны по формуле (11):

Средние температуры пара в верхней t'п = 83 С и нижней t"п = 95 С частях колонны определяют по t-x,y диаграмме, используя значения y'ср и нижней y"ср

Средние плотности пара в верхней и нижней частях колонны по уравнению (21)

Средние температуры жидкости в верхней t'ж = 81 С и нижней t"ж = 91 С частях колонны также определяем по t-x,y диаграмме (рис.9) по значениям х'ср и х"ср на линии кипения. Плотности чистых компонентов при этих температурах : 'Э = 735 кг/м3, "Э = 724 кг/м3, 'В = 971 кг/м3, "В = 964 кг/м3

Средние массовые доли НКК в жидкости по формулам (19), (20):

в верхней части колонны:

в нижней части:

Подставив в уравнение (22), получим

Скорость пара определим по формуле (23), где С = 0,035 при h=350 мм

Средняя температура пара

Объемный расход проходящего по колонне пара, работающей при атмосферном давлении по формуле (24) составит:

Диаметр колонны из формулы (18)

Принимаем диаметр колонны D = 1,6 м и колпачковые тарелки типа ТСК-Р. Скорость пара уточнять не будем, так как D = Dв, значит wп = 0,95 м/с

Высота тарельчатой части колонны (расстояние между верхней и нижней тарелками) по формуле (25) равна:

Принимают:

Нкн = 1,51,6 = 2,4 м

Нкв = 0,751,6 = 1,2 м

Общая высота колонны:

1.7. Тепловой расчёт установки

Целью тепловых расчетов является:

уточнение расхода острого пара (с учетом тепловых потерь в окружающую среду);

определение расхода греющего пара в подогревателе исходной смеси, поступающей в колонну;

определение расходов охлаждающей воды в дефлегматоре и холодильниках дистиллята и кубового остатка.

Уточнение расхода острого пара , подаваемого под нижнюю тарелку колонны, осуществляется по уравнению теплового баланса колонны при подаче в нее острого пара:

где Iп - энтальпия острого пара при давлении рк в кубе колонны;

сF, сD, сW - удельные теплоемкости исходной смеси, дистиллята и кубового остатка при соответствующих их температурах;

Qд - расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре;

Qпот - тепловые потери в окружающую среду.

tF = 83 С, tD = 78 С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре, определен зависимостью:

где rD - удельная теплота конденсации паровой смеси в дефлегматоре.

По правилу аддитивности:

где rЭ и rВ - теплоты конденсации этилового спирта и воды при температуре tD.

Применяя линейную интерполяцию, значение rЭ находят по таблице XLV [3], а rВ - по таблице LVI [З].

С учетом, что сопротивление одной колпачковой тарелки рт составляет около 800 Па, давление в кубе колонны приблизительно равно:

Рк = Ратм + nрт (30)

где Ратм = 101300 Па;

n - число действительных тарелок в колонне.

Рк = 101300 + 27800 = 1,25 кгс/см2

По рассчитанному давлению в дальнейшем определяются давление и свойства острого пара.

Расчёт:

Удельные теплоемкости рассчитываются по правилу аддитивности:

где удельные теплоемкости этилового спирта при температуре определяют по номограмме рис. XI [3], а удельные теплоемкости воды при тех же температурах по табл. XXXIX [3].

Расход острого пара при влажности = 3 % из формулы (27) принимая потери тепла 5 %.

Расход теплоты в паровом подогревателе 3 (рис. 1) исходной смеси при нагреве ее до температуры кипения 83 С от начальной температуры t0 составит, принимая потери тепла 5 %:

Здесь с'F - теплоемкость исходной смеси при средней температуре в подогревателе

Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси (с давлением и влажностью острого пара) составляет:

где rп - удельная теплота конденсации греющего пара при давлении Р = 1,25 кгс/см2, которая определяется по табл. LVII [3].

Общий расход пара на установку составит:

При расчете расходов воды, подаваемой на дефлегматор и в холодильник для охлаждения дистиллята и кубового остатка, задаемся начальной температурой

tн = 20 С

Во всех трех теплообменных аппаратах поступающая в них вода нагревается до какой-то температуры tк.

Максимально вода нагреется до tк = 78,2-15 = 63,2 С, которая на (1020) С меньше температуры конденсации пара в дефлегматоре.

Движущая сила в аппарате на выходе из него составляет 15 С .

Такая же tк и по тем же причинам (при противоточном движении теплоносителей) будет на выходе воды из холодильника дистиллята:

t'к = 78,2-15 = 63,2 С

Температура воды t"к на выходе холодильника кубового остатка (при противоточном движении теплоносителей) принимается на (1020) С меньше tw (температуры кубовой жидкости):

t"к = 106 - 15 = 101 С

Принимаем температуры охлажденных дистиллята t'D = 43 С, кубового остатка t'w = 43 С.

Расходы теплоты, которые вода принимает в холодильнике дистиллята Qxд и в холодильнике кубового остатка Qxк , составят:

Здесь с'D = 3,04 кДж/(кгК) - теплоемкость дистиллята при средней температуре

с'W =- 4,19 кДж/(кгК) - теплоемкость кубового остатка при средней температуре

Находим расходы охлаждающей воды по формуле

где св - теплоемкости воды при средней ее температуре в соответствующих аппаратах.

Вода из трех этих аппаратов может быть направлена в систему горячего водоснабжения. Для этого составляем уравнения теплового и материального баланса, находим из них, сколько всего воды и с какой температурой может быть направлено в систему горячего водоснабжения. Уравнение материального баланса:

Уравнение теплового баланса:

Тогда температура смеси составит:

Исходя из выше полученных данных получаю, что в систему горячего водоснабжения можно направить 18,45 кг/с воды с температурой t = 69 С.

2. Расчет вспомогательного оборудования

Необходимо рассчитать и выбрать по ГОСТам и стандартам:

Диаметры трубопроводов для подачи в аппарат острого пара, исходной смеси и флегмы и для отвода пара на дефлегматор, дистиллята и кубового остатка;

Теплообменные аппараты (подогреватель исходной смеси, дефлегматор и холодильники дистиллята и кубового остатка);

Насос для подачи на установку исходной смеси.

2.1. Расчет трубопроводов

Для определения объемных расходов необходимо знать плотности материальных потоков. Плотности исходной смеси, дистиллята, кубового остатка и флегмы при соответствующих температурах tF, tD, tw и tR = tD рассчитываю по уравнению (22).

Плотность исходной смеси при tF = 83 С:

Плотность дистиллята и флегмы при tD = tR = 78,23 С:

Плотность кубового остатка при tW = 106 С:

Плотность острого пара, при давлении РК = 1,25 ат, нахожу путем линейной интерполяции по Taбл. LVII [3].

оп = 0,729 кг/м3.

Плотность пара на дефлегматор определена по уравнению (21):

Объемные расходы материальных потоков:

Исходной смеси:

Дистиллята:

Кубового остатка:

Флегмы:

Острого пара:

Пара на дефлегматоре:

При выборе скорости материальных потоков учитываю, что движение флегмы, дистиллята и кубового остатка происходит самотеком, а движение исходной смеси под напором. Скорость пара выбираю по давлению. Из раздела 1.2. [3] по рассчитанным значениям D по формуле (18) выбираю стандартные трубопроводы и уточняю значения реальных скоростей материальных потоков.

Диаметры трубопровода и уточнение скоростей потока

Исходной смеси:

wF = 1,5 м/с

D70x3H мм

Дистиллята:

wD = 0,3 м/с

D80x4H мм

Кубового остатка:

wW = 0,3 м/с

D159x6H мм

Флегмы:

wR = 0,3 м/с

D108x6H мм

Острого пара:

wоп = 30 м/с

D325x10H мм

Пара на дефлегматоре:

wV = 30 м/с

D325x10H мм

2.2. Расчет теплообменных аппаратов

2.2.1. Расчет пластинчатого подогревателя

Данный теплообменный аппарат должен подогреть GF = 4,167 кг/с = 15000 кг/ч коррозионно-активной смеси этиловый спирт-вода от tн = 20 С до tк = 83 С. При средней температуре tср = 51,5 С эта жидкость имеет следующие теплофизические характеристики:

F = 0,000591 Пас;

F = 0,566 Вт/(мК);

сF = 3951 Дж/(кгК);

Теплофизические характеристики определены по правилу аддитивности.

Для подогрева используем насыщенный водяной пар давлением 1,25 кгс/см2. Температура конденсации t1 = 106 С. Характеристики конденсата при этой температуре находим по табл. ХХХIХ [3] методом линейной интерполяции:

1 = 0,000266 Пас;

1 = 0,684 Вт/(мК);

с1 = 4180 Дж/(кгК);

Тепловая нагрузка аппарата определена ранее и составляет Q = 1094 кВт .

Расход пара так же определён ранее и составляет Gпп = 0,479 кг/с.

Составляем температурную схему процесса

tб = 86 tм = 23

Коэффициенты теплопередачи в пластинчатых теплообменниках выше, чем их ориентировочные значения, приведенные в табл. 2.1 [4], поэтому принимаю Кор=1200 Вт/(м2К). Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит

Рассмотрим пластинчатый подогреватель поверхностью 25 м2 ; поверхность пластины 0,3 м2, число пластин N = 86 (см. табл. 2.13 [4]).

Скорость исходной жидкости и число Rе в 43 каналах площадью поперечного сечения канала 0,0011 м2 и эквивалентным диаметром канала 0,008 м (см. табл. 2.14 [4]) равны:

Коэффициент теплоотдачи к пару:

Для определения коэффициента теплоотдачи от пара примем, что t > 10 С. Тогда в каналах, с приведенной длинной L = 1,12 м (см. табл. 2.14 [4]), получим:

Коэффициент теплоотдачи к жидкости:

Коэффициент теплопередачи находится по формулам

где rст - суммарное тепловое сопротивление стенки, Вт/(м2К) [3, табл. ХХХI];

ст - толщина стенки, м;

ст - коэффициент теплопроводности стенки (стали) Вт/(м2К) [3, табл. ХХХVIII].

Требуемая поверхность теплопередачи составит:

Теплообменник номинальной поверхностью F = 25 м2 подходит с запасом 19 %.

Диаметр присоединяемых штуцеров dш = 0,065 м (см. табл. 2.14 [4]). Скорость жидкости в штуцерах:

меньше 2,5 м/с поэтому их гидравлическое

сопротивление можно не учитывать. Коэффициент трения:

где аF - коэффициент, который зависит от площади пластины (см. п. 2.4.2. (стр. 72) [4])

Для однопакетной компоновки пластин х = 1.

Гидравлическое сопротивление:

2.2.2. Расчет кожухотрубного конденсатора

Расчет веду для конденсации в дефлегматоре GV = 2,458 кг/с паров. Удельная теплота конденсации смеси r = 1024 кДж/кг, температура конденсации 78,2 С.

Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации:

1 = 0,000443 Пас;

1 = 0,209 Вт/(мК);

Тепло конденсации отводится водой с начальной температурой t2н = 20 С.

Температура воды на выходе из конденсатора t2к = 63,2 С. При средней температуре t2 = 41,6 С вода имеет следующие - физико-химические характеристики, определяемые по табл. XXXIX [3] методом линейной интерполяции:

2 = 0,000641 Пас;

2 = 0,636 Вт/(мК);

с2 = 4180 Дж/(кгК);

Тепловая нагрузка дефлегматора определена ранее и составляет QD = 2526 кВт. Расход воды также определен ранее и составляет: .

Составляем температурную схему процесса

tб = 58,2 tм = 15

В соответствии с табл. 2.1 .[4] принимаю Кор = 400 Вт/(м2К). Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит

Задаваясь числом Rе = 15000, определяю соотношение n/z для дефлегматора из труб диаметром dн = 20х2 мм:

где n - общее число труб;

z - число ходов по трубному пространству;

dв - внутренний диаметр труб, м.

Уточненный расчет поверхности теплопередачи.

В соответствии с табл. 2.9. [4] соотношение n/z принимает наиболее близкое к заданному значение у конденсаторов с диаметром кожуха D= 800 мм, диаметром труб 20х2 мм, числом ходов z = 6 и общим числом труб n = 618: n/z=618/6=103.

Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб L = 4,0 м; F = 155 м2. Действительное число Rе равно:

Коэффициент теплоотдачи к воде, пренебрегая поправкой (Рr/Prcт)0,25

Коэффициент теплоотдачи от пара, конденсирующегося на пучке вертикально расположенных труб:

Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны воды и пара равны:

Требуемая поверхность теплопередачи составит:

Теплообменник номинальной поверхностью F = 155 м2 подходит с запасом 21 %.

Гидравлическое сопротивление рассчитывается по формуле:

Скорость воды в трубах:

Коэффициент трения:

где е - относительная шероховатость труб;

- высота выступов шероховатостей

Скорость воды в штуцерах:

Гидравлическое сопротивление:

2.2.3 Расчет кожухотрубчатого теплообменника - холодильника дистиллята

Дистиллят охлаждается от t1D = 78,2 С до t2D = 43 С. Начальная температура охлаждающей воды () t1В = 20 С до t2В = 63,2 С.

Горячий раствор (дистиллят) при его средней температуре t = 60,6 С имеет следующие теплофизические свойства:

D= 770 кг/м3

D = 0,000641 Пас;

D = 0,636 Вт/(мК);

Эти теплофизические свойства находятся из свойств воды и этилового спирта.

Теплофизические свойства воды при средней температуре t = 41,6 С находим из таблицы XXXIX [3] применяя метод линейной интерполяции.

В= 983 кг/м3

В = 0,000466 Пас;

В = 0,660 Вт/(мК);

сВ = 4,18 кДж/(кгК)

Составляем температурную схему процесса

tб = 15 tм = 23

Задаваясь числом Rе = 15000, , что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах, определяю соотношение n/z для теплообменника из труб диаметром dн = 20х2 мм:

для теплообменника из труб диаметром dн = 25х2 мм

Расчет дальше не ведем, т.к. минимальное количество труб по ГОСТу равно 13, поэтому мы используем не кожухотрубчатый теплообменник, а теплообменный аппарат типа "труба в трубе" или пластинчатый теплообменный аппарат.

2.2.4. Расчет кожухотрубчатого теплообменника для кубового остатка

Кубовый остаток охлаждается от t1W = 106 С до t2W = 43 С. Начальная температура охлаждающей воды () t1В = 20 С до t2В = 91 С. Кубовый остаток при средней температуре t = 74,5 С имеет следующие физико-химические характеристики:

W= 975 кг/м3

W = 0,000383 Пас;

W = 0,671 Вт/(мК);

сW = 4,19 кДж/(кгК)

Теплофизические свойства кубового остатка определяются по табл. XXXIX [3] ввиду того, что концентрация этилового спирта в кубовой остатке крайне мала.

Теплофизические свойства воды при средней температуре t = 55,5 С находим из таблицы XXXIX [3] применяя метод линейной интерполяции.

В = 0,000466 Пас;

В = 0,660 Вт/(мК);

сВ = 4,181 кДж/(кгК)

Составляем температурную схему процесса

tб = 15 tм = 23

Задаваясь числом Rе = 12000, , что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах, определяю соотношение n/z для теплообменника из труб диаметром dн = 20х2 мм:

для теплообменника из труб диаметром dн = 25х2 мм

В соответствии с табл. 2.1 [4] принимаю Кор = 800 Вт/(м2К). Тепловая нагрузка определена ранее и составляет Qхк = 1175 кВт. Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит

Уточненный расчет поверхности теплопередачи.

В соответствии с табл. 2.9. [4] соотношение n/z принимает наиболее близкое к заданному значение у теплообменника с диаметром кожуха D = 600 мм, диаметром труб 20х2 мм, числом ходов z = 4 и общим числом труб n = 334: n/z=334/4=83,5.

Уточненный расчет поверхности теплопередачи.

Коэффициент теплоотдачи к жидкости, движущейся по трубам турбулентно, пренебрегая поправкой (Рr/Prcт), так как разность температур невелика, равен:

Площадь сечения потока в межтрубном пространстве между перегородками (см. табл.2.3 [4]) Sмтр = 0,048 м2, тогда:

Коэффициент теплоотдачи к жидкости, движущейся в межтрубном пространстве, составит:

Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны воды среднего качества:

Требуемая поверхность теплопередачи составит:

Выбираем теплообменник с номинальной поверхностью F = 126 м2 (L = 6м), который подходит с запасом 10 %.

2.3. Расчет и выбор насоса для подачи исходной смеси на установку

Выбор насоса производится по двум параметрам: объемной производительности и сопротивлению сети, на которую работает насос.

Для расчета объемного расхода исходной смеси при известном массовом расходе GF рассчитываю ее плотность по при заданной температуре t0 по формуле (22)

Сопротивление сети

где Нг- геометрическая высота подъема смеси из хранилища до тарелки питания;

т- коэффициент гидравлического трения при движении жидкости в трубопроводе;

lт - длина трубопровода;

dt - внутренний диаметр трубопровода;

т - суммарное значение коэффициентов местных сопротивлений трубопровода; wт- скорость движения исходной смеси в трубопроводе;

Рпод - гидравлическое сопротивление подогревателя исходной смеси;

Рдоп - гидравлическое сопротивление всех тарелок, расположенных выше тарелки питания.

Принимаю длину трубопровода L в размере 100 м. Трубопровод имеет 8 отводов (поворотов), для которых значение коэффициента местного сопротивления нахожу по табл. XIII [3]. Принимая значения = 900 и R0/d = 4; = 0,88.

Из той же таблицы определяю значение коэффициента местного сопротивления для диафрагмы, установленной на трубопроводе для контроля расхода исходной смеси = 18,2, а также коэффициенты местных сопротивлений для вентилей в количестве 3 штук, = 4,93 = 14,7. В суммарное значение коэффициентов местных сопротивлений включаю также вход исходной смеси в подогреватель ( = 0,5) и в колонну на тарелку питания ( = 0,5) и выход из подогревателя в трубопровод ( = 1)

Геометрическая высота Нг подъема исходной смеси определяется следующим условием:

Нг = Нп + Нкн+h (nн - 1),

где Нп - высота подставки, на которую устанавливают колонну, принимаю Нп - 1,2 м;

Нкн - высота нижней (кубовой) камеры, рассчитана в п. 1.7;

h - расстояние между тарелками, принято ранее;

nн - число тарелок в нижней части колонны, рассчитано в п. 1.6.

Тогда геометрическая высота составит:

Нг = 1,2 + 2,4 + 0,35(14 - 1) = 8,15 м

Скорость движения исходной смеси в трубопроводе (см. п.2.1) wт = 1,40 м/с, уточненная после выбора стандартного трубопровода.

Значение т зависит от режима движения жидкости по трубопроводу. Поэтому необходимо рассчитать критерии Рейнольдса, где коэффициент динамической вязкости находят по таблице IX [3] при , при t0 = 20 С Пас.

Коэффициент гидравлического трения при движении жидкости в трубопроводе определяю по рис. 1.5.(2) с учетом шероховатости на поверхности трубы:

т = 0,038. Рпод = 2912 Па гидравлическое сопротивление подогревателя исходной смеси

Гидравлическое сопротивление тарелок, расположенных выше тарелки питания равно:

Рпод = nвРтар = 13800 = 10400 Па

Сопротивление сети:

Для преодоления гидравлического сопротивление сети потребуется обеспечить напор в метрах столба жидкости:

Выбор насоса осуществляется по данным приложения 1.1., стр.38 [4] при условии: Q и Н для насоса должны быть несколько больше рассчитанных значений VF и Нс. Выбираем насос марки X20/18:

Q = 5,510-3 м3/с;

Н = 10,5 м,

n = 48,3 с-1;

электродвигатель тип АО2-31-2;

Nн = 3 кВт;

дв = 0,83.

Оглавление

- Введение

- Выводы

- Список литературы

- Приложение

Список литературы

1. Дытнерский Ю. И. Процессы и аппараты химической технологии. ч. 2 - М.: Химия. 1995 - 368 с.

2. Методическое указание к расчету ректификационной колонны. О.А. Кокушкин, АО. Никифоров, МВ. Завьялов. СПбГТУРП, 2007.

3. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: учебное пособие для вузов / Под ред. Романкова П.Г. - 10-е изд., перераб. и доп. - Л.: Химия, 1987. - 576 с.

4. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/Борисов Г.С., Брыков В.П., Дытнерский Ю.И. и др. Под ред. Дытнерского Ю.И. - 2-е изд., перераб. и доп. - М.: Химия, 1991. - 496 с.