Реферат: Расчет ректификационной колонны
Введение
Ректификация –массообменный процесс разделения однородной смеси летучих компонентов,осуществляемый путем противоточного многократного взаимодействия паров,образующихся при перегонке, с жидкостью, образующейся при конденсации этихпаров.
Разделение жидкой смесиосновано на различной летучести веществ. При ректификации исходная смесьделится на две части: дистиллят – смесь, обогащенную низкокипящим компонентом(НК), и кубовый остаток – смесь, обогащенную высококипящим компонентом (ВК).
Процесс ректификации осуществляетсяв ректификационной установке, основным аппаратом которой являетсяректификационная колонна, в которой пары перегоняемой жидкости поднимаютсяснизу, а навстречу парам стекает жидкость, подаваемая в виде флегмы в верхнюючасть аппарата.
Процесс ректификацииможет протекать при атмосферном давлении, а также при давлениях выше и нижеатмосферного. Под вакуумом ректификацию проводят, когда разделению подлежатвысококипящие жидкие смеси. Повышенное давление применяют для разделениясмесей, находящихся в газообразном состоянии при более низком давлении.Атмосферное давление принимают при разделении смесей, имеющих температурукипения от 30 до 150ْС.
Степень разделения смесижидкостей на составляющие компоненты и чистота получаемых дистиллята и кубовогоостатка зависят от того, насколько развита поверхность контакта фаз, отколичества подаваемой на орошение флегмы и устройства ректификационной колонны.
Ректификация известна сначала XIX века как один из важнейшихтехнологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности.В настоящее время ректификацию все шире применяют в самых различных областяххимической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьмаважное значение (в производствах органического синтеза, изотопов, полимеров,полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).
1. Расчетректификационной колонны
1.1 Материальныйбаланс процесса
Составляем материальныйбаланс для определения количеств и состава веществ, участвующих в процессахректификации.
Материальный балансколонны, обогреваемой паром:
/> , (1.1)
где GF—производительность установки по исходнойсмеси, GД –производительность установки по дистилляту, GW— производительность установки покубовому остатку.
Материальный баланс дляНК:
/>, (1.2)
где хF, xД, хW—массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовомостатке соответственно. Преобразуем выражение (1.2)
/>,
3,06·28=(3,06-GW)86+ GW ·0,5,
3,06·28=3,06·86- GW ·86+ GW ·0,5,
85,68=263,16- GW ·85,5,
/>,
GW =2,08 кг/с.
Из уравнения (1.1)определяем расход дистиллята, кг/с.
GД=GF — GW,
GД =3,06-2,08=0,98 кг/с.
Для дальнейших расчётоввыразим концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка в мольныхдолях.
Исходная смесь:
/>. (1.3)
Дистиллят:
/> . (1.4)
Кубовый остаток:
/>, (1.5)
где Мв, Мэ— молярная масса воды и этилового спирта соответственно. Мв=18, Мэ=46.
/>,
/>,
/>.
1.2 Определениеминимального флегмового числа
Для определенияминимального флегмового числа строим кривую равновесия, предварительно выполниврасчет равновесного состава жидкости и пара смеси этанол—вода.
Таблица 1— Равновесныйсостав жидкости и пара смеси этиловый спирт—вода
t, ْC х, мол у, мол t=100 t=90,5 0,05 0,332 t=86,5 0,1 0,442 t=83,2 0,2 0,531 t=81,7 0,3 0,576 t=80,8 0,4 0,614 t=80 0,5 0,654 t=79,4 0,6 0,699 t=79 0,7 0,753 t=78,6 0,8 0,818 t=78,4 0,9 0,898 t=78,4 1,0 1,0Проводим прямую CВ, для этого на диагонали наносимточку С с абсциссой хД=0,71, а на кривой равновесия точку В сабсциссой хF=0,132 (см.прил.) Измерив отрезок вмах, отсекаемый прямой СВ на оси ординатнаходим Rmin по формуле:
/>, (1.6)
откуда выражаем значениеминимального флегмового числа:
/>,
/>.
В уравнение рабочих линийвходит рабочее флегмовое число R,определяемое как
/>, (1.7)
/>
1.3 Построение рабочихлиний укрепляющих и исчерпывающей частей колонны. Определение числатеоретических тарелок
Чтобы определитьколичество тарелок, надо графически изобразить линии рабочего процесса вколонне. Колонну непрерывного действия от места ввода исходной смеси делят надве части: верхняя часть колонны называется укрепляющей, а нижняя часть—исчерпывающей. При построении линий рабочих концентраций укрепляющей и исчерпывающейчасти колонны откладываем на оси ординат отрезок ОД, длина которогоопределяется соотношением:
/>, (1.8)
/>
Через точки С и Дпроводим прямую СД, а через точку В—вертикаль до пересечения с линией СД иполучаем точку В1, соединив ее с А и С, получаем СВ1 –линия рабочих концентраций укрепляющей части колонны, АВ1 – линияконцентраций исчерпывающей части колонны.
Число теоретическихтарелок определяем путем построения ступенчатой линии между линией равновесия илиниями рабочих концентраций в пределах от хД до хW. Количество теоретических тарелок внижней части –3, в верхней части колонны — 5. Всего 8 теоретических тарелок.
1.4.1 Определение КПДтарелки
Для выбора КПД тарелкиη воспользуемся обобщенным опытным графиком [5, рис. 90]
В зависимости КПД отпроизведения относительной летучести α на коэффициент динамическойвязкости µ перегоняемой смеси.
Относительная летучестьα, динамические коэффициенты вязкости смеси µ и отдельных компонентовопределяются при температурах кипения исходной смеси, дистиллята и кубовогоостатка, определяемые по диаграмме t –x,y (см. прил).
Относительную летучестьнаходим по формуле:
/> , (1.9)
где Рэ, Рв– давление насыщенного пара низкокипящего и высококипящего компонентасоответственно, Па.
Для исходной смеси:
t=85°C />,
для дистиллята:
t=79°С />,
для кубового остатка:
t=99°C />.
По номограмме V [4] определяем коэффициентдинамической вязкости:
t=85°C µэ=0,38·10-3 Па µв=0,299·10-3Па
t=79°С µэ=0,44 ·10-3Па µв=0,344·10-3 Па
t=99°C µэ=0,3·10-3 Па µв=0,287·10-3 Па
Вязкость исходной смеси,дистиллята и кубового остатка определяем по формуле:
/>, (1.10)
где хЭ, хВ– молярные доли компонентов (воды и этилового спирта);
µэ, µв– вязкость компонентов жидкой смеси при температуре смеси.
Для исходной смеси:
/>, />
Для дистиллята:
/>, />
Для кубового остатка:
/>, />
Определяем произведениеα,µ и выбираем соответствующее КПД [5]:
/> η1=0,53,
/> η2=0,5,
/> η3=0,59.
Средний КПД тарелки:
/> , (1.11)
/>.
Для укрепляющей частиколонны действительное число тарелок
/>,
/>.
Для исчерпывающей частиколонны
/>,
/>.
1.4.2 Определениеобъёмов и объёмных скоростей пара и жидкости, проходящих через колонну
Средняя плотностьжидкости:
/>, (1.12)
где /> — средняя массоваяконцентрация НК в жидкости, которая определяется:
1) для верхней частиколонны:
/>
, (1.13)
/>,
2) для нижней частиколонны:
/> (1.14)
/>.
Плотности НК и ВК вформуле (1.12) необходимо выбрать при средней температуре, tср в нижней и верхней части колонны:
/> , (1.15)
/>,
/>,
/>.
По таблице IV, XXXIX [4] определяем плотность ρ в зависимости оттемпературы t
При tв ср=82°С
ρнк=731,2 кг/м3,
ρвк=970,6 кг/м3,
При tн ср=92°С
ρнк=723,6 кг/м3,
ρвк=963,6 кг/м3.
Подставим получившиесязначения в выражение (1.12).
Для верхней части:
/> кг/м3,
для нижней части:
/> кг/м3.
Определяем среднююплотность пара
/> , (1.16)
где средняя мольная массапара определяется
/>, (1.17)
где уср –мольная концентрация НК в парах, которая для верхней части колонны определяется
/>, (1.18)
/>.
Для нижней части колонны:
/>, (1.19)
/>.
/>кг/кмоль,
в нижней части:
/> кг/кмоль,
в верхней части колонны:
/> кг/м3,
в нижней части колонны:
/> кг/м3,
Объемная скорость пара вколонне:
/>, (1.20)
где GД=1,12 кг/с – расход дистиллята
в верхней части колонны:
/> м3/с,
в нижней части колонны:
/> м3/с,
Определяем максимальнуюобъёмную скорость жидкости:
1) в верхней частиколонны на верхней тарелке
/> , (1.21)
где Lв – средний массовый расход по жидкости для верхнейчасти колонны:
/>, (1.22)
для нижней части:
/>, (1.23)
где МД и МF — мольные массы дистиллята и исходнойсмеси, Мв и Мн – средние мольные массы жидкости в верхнейи нижней частях колонны.
Средняя мольная массажидкости:
в верхней части колонны
/>кг/кмоль,
в нижней части колонны
/>кг/кмоль.
Мольная масса дистиллята
/> кг/кмоль.
Мольная масса исходнойсмеси
/> кг/кмоль,
/>кг/с,
/> кг/с.
Подставим в (1.21)полученные значения и определим максимальную объемную скорость жидкости:
/> м3/с,
2) в нижней части
/> (1.24)
/> м3/с.
1.5 Определениеосновных геометрических размеров ректификационной колонны
Скорость пара должна бытьниже некоторого предельного значения ωпред, при которой начинаетсябрызгоунос. Для ситчатых тарелок.
/> (1.25)
Предельное значениескорости пара ωпред определяем по графику [6, рис 17-20, с624].
Принимаем расстояниемежду тарелками Н=0.3 м, так как
/>,
/>,
следовательно, дляверхней части колонны />м/с, для нижней части колонны />м/с. Подставивданные в (1.25) получим:
/> м/с,
/> м/с.
Диаметр колонны Дкопределяем в зависимости от скорости и количества поднимающихся по колоннепаров:
/>, (1.26)
/>м
/>м
Тогда диаметр колонны равен:
/> м
Скорость пара в колонне:
/>
/>
/>
Выбираем тарелку типаТСБ-II
Диаметр отверстий d0=4 мм.
Высота сливнойперегородки hп=40 мм.
Колонный аппарат Дк=1600 мм – внутренний диаметр колонны
Fк =2,0 м2 – площадь поперечного сеченияколонны
Расчёт высоты колонны
Определение высотытарельчатой колонны мы проводим по уравнению:
/>
(1.27)
H1=(n-1)H – высота тарельчатой части колонны;
h1 – высота сепараторной части колонны мм., h1 =1000 мм по табл2 [7];
h2 – расстояние от нижней тарелки до днища, мм., h2=2000 мм табл2 [7];
n – число тарелок;
H – расстояние между тарелками.
Для определения высотытарельчатой части колонны воспользуемся рассчитанным в пункте 1.4действительным числом тарелок:
/>м,
По выражению (1.27)высота колонны равна:
Hк=4,5+1,0+2,0=7,5 м.
1.6 Расчётгидравлического сопротивления колонны
Расчёт гидравлическогосопротивления тарелки в верхней и в нижней части колонны
/>, (1.28)
где />—сопротивление сухойтарелки, Па; />— сопротивление, обусловленноесилами поверхностного натяжения, Па; />— сопротивление парожидкостногослоя на тарелке, Па.
а) Верхняя часть колонны.
Сопротивление сухойтарелки
/> (1.29)
где ξ – коэффициентсопротивления сухих тарелок, для ситчатой тарелки ξ=1,82 [1];
ω0–скорость пара в отверстиях тарелки:
/>, (1.30)
Плотность жидкости игаза определяем как среднюю плотность жидкости и газа в верхней и нижнейчастях колоны соответственно:
/>, (1.31)
/> кг/м3.
Следовательно,гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
/> Па.
Сопротивление,обусловленное силами поверхностного натяжения
/>, (1.33)
где σ=20*10-3Н/м— поверхностное натяжение жидкости; d0=0,004 м — эквивалентный диаметр прорези.
/> Па.
Сопротивлениегазожидкостного слоя принимаем равным:
/>, (1.34)
/>
где hпж – высота парожидкостного слоя, м;; k — отношение плотности пены кплотности чистой жидкости, принимаем к=0,5; />h— высота уровня жидкости над сливным порогом, м. По таблице 3[7] />h=0,01м.
/>
/>
Подставив, полученныезначения получим гидравлическое сопротивление:
/> Па.
Сопротивление всехтарелок колонны:
/>, (1.35)
где п— число тарелок.
/> Па.
1.7 Проверкарасстояния между тарелками
Минимальное расстояниемежду тарелками должно обеспечить работу гидравлического затвора на тарелке.Проверим, соблюдено ли при расстоянии Н=0,3 м — необходимое для нормальнойработы тарелок условие:
/>, (1.36)
/>.
Так как 0,3>0,0846условие выполняется, расстояние подобрано верно.
1.8 Тепловые расчеты
Целью расчета являетсяопределение расхода греющего пара на обогрев колонны. По диаграмме t- x- y находимтемпературу кипения и соответствующую ей удельную теплоемкость:
Исходной смеси:
tF=85° C
с<sub/>в=4357,6 Дж/(кг·К)
с<sub/>э=3289,2 Дж/(кг·К)
Дистиллята:
tD=79° C
с<sub/>в=4231,9 Дж/(кг· К)
с<sub/>э=3226,3 Дж/(кг· К)
Кубового остатка:
tW=99° C
с<sub/>в=4609 Дж/(кг·К)
с<sub/>э=3477,7 Дж/(кг·К)
Для расчета удельныхтеплот испарения смесей этанола с водой принимаем следующие значения чистыхвеществ [6]:
rвF=1961·103 Дж/кг
rэF=822·103 Дж/кг
rвD=2009·103 Дж/кг
rэD=844·103 Дж/кг
rвW=1936·103 Дж/кг
rэW=815·103 Дж/кг
Расчет ведем на массовыеколичества:
/>, (1.37)
/>. (1.38)
Для исходной смеси при />=28 %:
/> Дж/(кг·К),
Для дистиллята при />=86 %:
/> Дж/(кг·К),
/>Дж/кг
Для кубового остатка />=0.5%:
cw=3477.7·0.005+4609(1-0.005)=4603Дж/(кг·К),
Расход теплоты наиспарение исходной смеси определяем по формуле:
/>, (1.39)
где GД – расход дистиллята, кг/с.
/>кВт.
Расход теплоты наиспарение дистиллята определяем по формуле:
/> (1.40)
/>кВт.
Расход теплоты нанагревание остатка определяем по формуле:
/> (1.41)
/>кВт.
Общий расход теплоты вкубе колонны (без учёта потерь в окружающую среду):
/> (1.42)
/> кВт.
С учётом 3% потерь вокружающую среду общий расход теплоты:
/> кВт. (1.43)
Давление греющего пара P=300 кПа, (3 атм) по табл LVII [4] соответствует удельная теплотаконденсации rгр=2171·103 Дж/кг
Расход греющего пара:
/>, (1.44)
/> кг/с.
1.8.1 Расчёт и выбортеплообменного аппарата для подогрева исходной смеси
Необходимые для расчетазаданные параметры:
GF=3,06 кг/с;
tсм=20°C;
аF=28%; tF=95,6°C;
P=300кПа.
Целью теплового расчётаявляется определение необходимой площади теплопередающей поверхности,соответственно при заданных температурах оптимальными гидродинамические условияпроцесса и выбор стандартизованного теплообменника.
Из основного уравнениятеплопередачи:
/> (1.45)
где F – площадь теплопередающейповерхности, м2;
Q – тепловая нагрузка аппарата;
К – коэффициенттеплопередачи Вт, (м2·к);
∆tср средний температурный напор, °К.
Определяем тепловуюнагрузку:
/>, (1.46)
где Gхол – массовый расход этанола, кг/с;
схол – средняяудельная теплоёмкость этанола Дж/кг·с;
t2, t1 – конечная и начальная температурыэтанола, °С,
X= 1.05 – коэффициент учитывающийпотери тепла в окружающую среду.
Средняя температураэтанола:
/>, (1.47)
/>.
Этому значению температурыэтанола соответствует значение теплоёмкости С=2933 Дж/кг·К:
Q=3,06·2933·(95,6-20) ·1,05=712·103Вт.
Расход пара определяем изуравнения:
Q=D·r, (1.48)
D – расход пара, кг/с;
r – средняя теплота конденсации параДж/кг.
Из формулы (1.48)следует, что
/>,
/>.
Расчёт температурногорежима теплообменника.
Цель расчёта –определение средней разности температур ∆tср и средних температур теплоносителей tср1 и tср2.
Для определения среднеготемпературного напора составим схему движения теплоносителей (в нашем случаесхема противоточная)
/>Тн=132,7 пар Тн =132,7°С
∆tм = Тн — tк =132,7-85=47,7
∆tб = Тн – tн =132,7-20=112,7
/>.
tк=85 этиловый спирт tн =20°С
∆tм = 47,7
∆tб = 112,7
Тн выбираем потабл. XXXIX [4]
tср1 = Тн=132,7 °С, т.к.температура пара в процессе конденсации не меняется.
т.к />, то
/> (1.49)
/>,
∆ tср= tср1-tср2=132,7-75,8=56,9°С.
Температура одного изтеплоносителей (пара) в аппарате не изменяется, поэтому выбор температурногорежима окончателен.
Ориентировочный расчётплощади поверхности аппарата. Выбор конструкции аппарата и материалов для егоизготовления.
Ориентировочным расчётомназывается расчёт площади теплопередающей поверхности по ориентировочномузначению коэффициента теплопередачи К, выбранному из [4]. Принимаем К=900Вт/(м2К), тогда ориентировочное значение площади аппарата вычислимпо формуле (1.45):
/> (1.50)
,
Учитывая, что в аппаратегорячим теплоносителем является пар, для обеспечения высокой интенсивноститеплообмена со стороны метанола необходимо обеспечить турбулентный режимдвижения и скорость движения метанола в трубах аппарата />2= 1,0 м/с[4].
Для изготовлениятеплообменника выбираем трубы стальные бесшовные диаметром 25х2мм. необходимоечисло труб в аппарате n,обеспечивающее такую скорость, определим из уравнения расхода:
/> (1.51)
/>.
Такому числу труб в одномходе n=12 шт, и площади поверхностиаппарата F=13,9≈14 м2 поГОСТ15118-79 и ГОСТ 15122-79 наиболее полно отвечает двухходовой теплообменникдиаметром 325 мм, с числом труб 56 (в одном ходе 28 шт.), длинной теплообменныхтруб 4000 мм и площадью поверхности F=13м2.
1.8.2 Расчетдефлегматора
Тепловую нагрузкудефлегматора определим из теплового баланса.
Таблица 2— Тепловойбаланс для дефлегматора
Приход теплоты Расход теплоты1. С паром из колонны
/>
2. С охлаждающей водой
/>
3. С дистиллятом
/>
4. С охлаждающей водой
/>
Приход теплоты
Расход теплоты
1. С паром из колонны
/>
2. С охлаждающей водой
/>
3. С дистиллятом
/>
4. С охлаждающей водой
/>
Потерями теплоты вокружающую среду пренебрегаем.
Тепловой баланс:
/>, (1.52)
/>, (1.53)
откуда расход охлаждающейводы на дефлегматор:
/>. (1.54)
Количество паров,поднимающихся из колонны:
/>, (1.55)
/> кг/с.
Скрытую теплотуконденсации паровой смеси в дефлегматоре определяем по формуле:
/>, (1.56)
где rДэ=852·103 Дж/кг, rДв=2307·103 Дж/кг при tД=79ْ С.
/> Дж/кг.
Принимаем температуруохлаждающей воды на входе в дефлегматор tн=9ْС, на выходе tк=29ْ С, тогда расход воды на дефлегматорсоставит:
/> кг/с.
1.8.3 Выборхолодильника дистиллята
Расход воды нахолодильник определяем из уравнения теплового баланса
Таблица 3—Тепловой баланс
Приход теплоты Расход теплоты1. С дистиллятом
/>
2. С охлаждение волы
/>
3. С охлажденным дистиллятом
/>
4. С охлаждающей водой
/>
Приход теплоты
Расход теплоты
1. С дистиллятом
/>
2. С охлаждение волы
/>
3. С охлажденнымдистиллятом
/>
4. С охлаждающей водой
/>
Тепловой баланс:
/> (1.57)
Подставляя в последнееуравнение вместо />, выражения из теплового баланса ирешая его относительно расхода охлаждающей воды, имеем:
/> (1.58)
где сд –теплоёмкость дистиллята при его средней температуре. Дано tод охлаждения дистиллята t=35,0°С.
/>.
Теплопроводностьдистиллята при этой температуре
/>, (1.59)
где />; />
/>,
/>,
(начальные конечныетемпературы принимаем такими же, как в дефлегматоре)
1.8.4 Холодильниккубового остатка
Таблица 4—Тепловой балансдля холодильника кубового остатка
Приход теплоты Расход теплоты1. С кубовым остатком
/>
2. С охлаждение волы
/>
3. С охлажденным кубовым остатком
/>
4. С охлаждающей водой
/>
/>, .60)
Подставим в это уравнениевместо />,выражение теплового баланса и, решая его относительно расхода охлаждающейводы, получим:
/>, (1.61)
где /> - теплоёмкость кубовогоостатка при его средней температуре tхиср,
/>.
Конечная температуракубового остатка задана 45°С:
/>, />
/>
/>
1.8.5 Кипятильникколонны
Тепловая нагрузкакипятильника колонны определялась ранее Q=5590,6 кВт, средняя разность температур в кипятильнике –разность между температурой греющего пара при Р=0,3МПа и температурой кипениякубового остатка:
/>
При ориентировочнопринятом значении коэффициента в кипятильнике к=1500 Вт(м3к) площадьповерхности теплообменника составит:
/> (1.62)
/>
2. Конструктивныйрасчёт ректификационной колонны
2.1 Расчёт диаметровштуцеров, подбор фланцев
Рассчитаем диаметрыосновных штуцеров, через которые проходят известные по величине материальные потоки, а именно: штуцер подачи исходной смеси, штуцеры выхода паров изколонны, штуцер выхода кубового остатка.
Независимо от назначенияштуцера его диаметр рассчитывают из уравнения расхода:
/>, (2.1)
где V – объёмный расход среды черезштуцер, м3/с; /> – скорость движения среды вштуцере, м/с;
/>;
/>
Штуцер подачи исходнойсмеси
/> (2.2)
/>,
при
/>
/>;
/>
/>,
/>.
Принимая />XF=1,5м/с, получим:
/>.
Стандартный размер трубыдля изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 70x3 (внутренний диаметр dвн=70-3·2=64мм).
Скорость движенияпитательной смеси в штуцере:
/>, (2.3)
/>.
Штуцер подачи флегмы:
/> , (2.4)
При />
/>.
/>
Принимаем />XR=1,0м/с,
Тогда
/>
Стандартный размер трубыдля изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 70x3 (внутренний диаметр dвн=70-3·2=64мм).
Скорость движения флегмыв штуцере:
/> (2.5)
Штуцер выхода кубовогоостатка:
/>, (2.6)
При />
плотность воды />.
/>.
Принимаем />XW=0,5м/с,
Тогда
/>.
Стандартный размер трубыдля изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 95x4 (внутренний диаметр dвн=95-4·2=87мм=0,087м)
Скорость движениякубового остатка в штуцере:
/>.
Штуцер выхода паров изколонны:
/>, (2.7)
/>.
Определяем среднююплотность пара для верхней и нижней части колонны:
/>, (2.8)
/>.
Принимаем />у=25 м/с.
/>.
Выбираем стальнуюэлектросварную прямошовную ГОСТ10704-81 630х16, внутренний диаметр которойравен dвн=630-16·2=598 мм. Следовательно,скорость паров в штуцере:
/>, (2.9)
/>
Для всех штуцероввыбираем стандартные фланцы тип 1[9]. Для штуцера подачи исходной смеси ифлегмы выбираем фланец (ГОСТ 1235-54) с основными размерами dв=72мм, D1=130мм, D=160мм, b=11мм,D2=110мм, h=3мм,d=12мм, n=8шт. Фланец штуцера кубового остатка dв=97мм, D1=160мм, D=195мм, b=22мм,D2=138мм, h=4мм,d=16мм, n=8шт. Фланец штуцера для выхода паров из колонны dв=634мм, D1=740мм, D=770мм, b=11мм,d=24мм, n=20шт, (ГОСТ1255-54). Уплотнительный материал принимаемпаронит марки ПОН (ГОСТ481-80).
3.1 Гидравлическийрасчёт
Цель гидравлическогорасчёта – определение величины сопротивлений различных участков трубопроводов итеплообменника и подбор насоса, обеспечивающего заданную подачу и рассчитанныйнапор при перекачке этанола.
Различают два видасопротивлений (потерь напора): сопротивления трения (по длине) h1 и местные сопротивления hмс.
Для расчёта потерь напорапо длине пользуются формулой Дарси-Вейсбаха.
/>, (3.1)
где λ –гидравлический коэффициент трения;
l – длина трубопровода или тракта покоторому протекает теплоноситель, м;
d – диаметр трубопровода, м;
/> - скоростной коэффициент напора,м.
Для расчёта потерь напорав местных сопротивлениях применяется формула Вейсбаха:
/>, (3.2)
где ξ – коэффициентместных сопротивлений;
/> - скоростной напор за местнымсопротивлением, м.
3.1.1 Определениегеометрических характеристик трубопровода
Гидравлическому расчётуподлежит схема на рис 1. Диаметр всасывающего и напорного трубопроводовопределим из уравнения расхода, принимая скорость во всасывающем трубопроводе />вс =1,0÷1,5м/с, в напорном1,5÷2,0м/с.
/>. (3.3)
/>
Рисунок 1— Расчетнаясхема
В выражении (3.3) /> - объёмныйрасход питательной смеси (этанол)
/>,
/>,
по ГОСТ 9941-62 выбираемтрубу 95х4 (внутренний диаметр 87).
Скорость движения этанолана всасывающем участке трубы
/>, (3.4)
/>,
Определяем режим движенияна всасывающем участке трубопровода
/>, (3.5)
где /> /> — кинематическийкоэффициент вязкости при t=19°С.
/>,
/>—режим движения турбулентный.
Определяем трубу длянапорного участка />н=1,5м/с
/>.
По ГОСТ выбираем трубунапорного трубопровода диаметром 70х3 (внутренний диаметр 64мм).
Скорость движения этанолана напорном участке трубы:
/>.
Режим движения нанапорном участке трубопровода:
/> (3.7)
/>.
При данном числеРейнольдса режим движения турбулентный.
Режим движения этанола нанапорном участке трубопровода от теплообменника до ректификационной колонны:
/> (3.8)
где /> - коэффициент вязкостипри t=85°С
/> />
/>.
Следовательно, режимдвижения турбулентный.
Скорость движения этанолав трубках аппарата:
/>, (3.9)
/>.
/>, (3.10)
/>.
Режим движениятурбулентный.
Расчёт сопротивлений навсасывающем участке трубопровода.
При турбулентном режимедвижения гидравлический коэффициент трения λ может зависеть и от числаРейнольдса, и от шероховатости трубы.
Рассчитаем гидравлическийкоэффициент трения λ для гидравлически гладких труб по формуле Блазиуса.,
/>. (3.11)
Проверим трубу нашероховатость, рассчитав толщину вязкого подслоя δ и сравнив её свеличиной абсолютной шероховатости.
/>, (3.12)
где /> - для стальныхбесшовных туб.
/>,
/>, (3.13)
/> м.
Т.к. δ>∆,следовательно труба гидравлически гладкая λ=λгл =0,0276 навсех остальных участках трубопровода будем считать трубу так же гидравлическигладкой.
В соответствии с заданнымвариантом Н=14м – максимальная высота подъёма, hвс=1,0м-высота всасывания, lвс=2,8 – длина всасывающего трубопровода, l΄н=12м – длина трубопровода от теплообменника доректификационной колонны, lн=25м – длина нагнетательноготрубопровода. Смесь подаётся по трубопроводу длиной l= lвс+ lн =1,0+2,8=3,8 м.
По формуле (3.1)определяем потери напора по длине
/>.
Согласно схеме насоснойустановки на всасывающей линии имеются следующие местные сопротивления: главныйповорот на 90°, вход в трубу. Коэффициент местного сопротивления ξвх=1,0;ξпов=0,5, следовательно ∑ξ=0,5+1=1,5 по формулеВейсбаха потери напора в местных сопротивлениях определяются как
/>, (3.14)
где ξ – коэффициентместных сопротивлений; /> - скоростной напор за местнымсопротивлением, м.
/>.
Суммарные потери напорана всасывающем участке трубопровода:
/>, (3.15)
/>.
Расчёт сопротивлений нанапорном участке трубопровода от насоса до теплообменника. Т.к. трубагидравлически гладкая, то гидравлический коэффициент трения λ рассчитываемпо формуле Блазиуса (3.11):
/>,
/>.
Потери напора по длине:
/>, (3.16)
/>.
Согласно расчётной схемена напорном участке трубопровода от насоса до теплообменника имеется один видместного сопротивления – главный поворот ξ=0,5
/>.
Суммарные потери напорана участке напорного трубопровода от насоса до теплообменника:
/>.
Расчёт сопротивлениятеплообменника
Определим напор теряемыйв местных сопротивлениях теплообменника ( рис 1)
/>,
/>
/>/>.
Предварительно вычисляемплощади на различных участках.
/>
Рисунок 2— Коэффициентыместных сопротивлений теплообменника
Площадь поперечногосечения штуцера
/>, (3.18)
/>
Площадь поперечногосечения крышки (свободного сечения аппарата)
/>, (3.19)
/>.
Площадь поперечногосечения 28-и труб одного хода теплообменника:
/>, (3.20)
/>.
Скорость и скоростнойнапор в соответствующих сечениях:
/>
/>,
/>
/>,
/>
/>.
Коэффициент местныхсопротивлений:
а) при входе через штуцерв крышку (внезапное расширение):
/>, (3.21)
/>;
б) при входе потока изкрышки в трубы (внезапное сужение):
/>, (3.22)
/>.
в) при входе потока изтруб в крышку (внезапное расширение):
/>, (3.23)
/>.
г) при входе потока изкрышки в штуцер (внезапное сужение):
/>, (3.24)
/>
Вычислим потери напора вместных сопротивлениях:
а) при входе потока черезштуцер:
/>,
б) при входе потока втрубы:
/>,
в) при выходе потока изтруб:
/>,
г) при выходе потока изкрышки через штуцер:
/>,
д) при повороте из одногохода в другой на 180° (ξ=2,5):
/>.
Суммарные потери напора вместных сопротивлениях теплообменника:
/> (3.25)
/>.
Общее потери потока (подлине и в местных сопротивлениях теплообменника):
/>, (3.26)
/>.
Расчёт сопротивленияучастка напорного трубопровода от теплообменника до колонны:
/>,
/>,
/>,
/>.
Участок напорноготрубопровода включает два плавных поворота трубопровода ξпов=0,5:
/>,
/>,
/>.
Суммарные потери напора внасосной установке (сети):
/>, (3.27)
/>.
3.1 Подбор насоса
Определение требуемогонапора.
Требуемый напор насосаопределим по формуле:
/>, (3.28)
где Н=14м – высотаподъёма жидкости в насосной установке;
hвс=1,0м – высота всасывания насоса;
Рр=9,81·104Па – давление в колонне;
Ратм=9,81·104Па – атмосферное давление;
∑hn=0,992 м – суммарные потери напора всети.
/>.
Выбор типа и маркинасоса
Выбираем для перекачкиметанола насос по рассчитанному требуемому напору /> и заданной подаче:
/>.
Выбираем насос марки 2К-9со следующими параметрами:
Подача – 20м3/час,полный напор – 18,5м, число оборотов – 2900об/мин, внутренний диаметрпатрубков: входного – 50мм., напорного – 40мм., количество колёс – 1, марканасоса 2К-9, габаритные размеры: длина – 438мм, ширина – 206мм, высота – 247мм,вес – 31кг, КПД – 68%, допустимая максимальная высота всасывания />, диаметр рабочегоколеса – Д=129мм.
/>,(3.29)
где />, (3.30)
/>.
Так как трубопроводэксплуатируется в квадратичной зоне сопротивлений (Re>105), то зависимость потерь напора в трубопроводе отизменения скоростей носит квадратичный характер, т.е.
/>, (3.31)
где b – коэффициент пропорциональности,определяемый по координатам т. D,лежащей на этой кривой. Этой точке соответствуют:
/>,
/>,
Отсюда
/>, (3.32)
/>.
Уравнение кривойсопротивления трубопровода, выражающее собой потребные напоры насоса приразличных расходах (подачах) по заданному трубопроводу:
/> (3.33)
Задаваясь различнымизначениями Q, рассчитываем соответствующие имзначения Нтр. Результаты расчёта заносим в таблицы 5.
По данным таблицы 5строим характеристику трубопровода Нтр=f(Q), отложив наоси ординат величину Нст=15м.
Таблица 5— Характеристикитрубопровода
№
п/п
QНтр,
м
∑hп,
м
Нтр=Нст+b·Q2,
м
м3/с
м3/ч
1 15 15 21,39·10-3
5,0 15 0,112 15,112 32,78·10-3
10 15 0,45 15,45 44,17·10-3
15 15 1,012 16,012 55,56·10-3
20 15 1,8 16,8 66,94·10-3
25 15 2,8 17,8 78,33·10-3
30 15 4,04 19,04Точка пересеченияхарактеристик насоса и трубопровода определяет рабочую точку А, координатыкоторой: />,/>, NA=1,51 кВт, />=68% (см приложение).
4. Описаниетехнологической схемы
Этан-этиленовая фракция4.6.1 подается в абсорбционную колонну КА, где абсорбируется под воздействиемсерной концентрированной кислоты 6.1.1. Затем этановая фракция 4.6.2 черездроссель ДР подается в скруббер С1, после чего отводится через брызгоуловительБ. В свою очередь раствор этилсульфатов 6.1.2 направляется в холодильник Х1,который охлаждает посредствам оборотной воды 1.6.1. Охлажденный растворэтилсульфатов 6.1.2 подается в гидролизер Г, откуда гидролизат 6.1.3 попадает вотпарную колонну КО. Под воздействием давления выше атмосферного и насыщенногопара 2.2 из гидролизат 6.1.3 образуются пары этанола загрязненные 4.9.1 исерная кислота концентрированная 6.1.1. Поступающие в конденсатор К парыэтанола загрязненные 4.9.1 конденсируются и в виде раствора попадают всепаратор СП, где отделяются от раствора газовые примеси 5.2, далеенаправляются в скруббер С3, затем раствор спирта-сырца 8.9.2 направляется вемкость1, откуда с помощью центробежного насоса Н2 перекачивается вподогреватель П. Разогретый до температуры 83ْ С растворэтанола—сырца 8.9.2 подается в ректификационную колонну КР, откуда пар этанолаобогащенный 4.9.3 поступает в дефлегматор Д, откуда с помощью распределителя Рчасть в виде флегмы возвращается обратно в ректификационную колонну КР, другаячасть охлаждается в холодильнике Х3. Дистиллят этанола 8.9.3 направляется вемкость Е3, откуда перекачивается центробежным насосом Н4 на последующиетехнологические операции. Часть кубового остатка 1.9 из ректификационнойколонны КР попадет в кипятильник КП, из которого конденсат 1.8 отводитсяконденсатоотводчиком КО2, а часть в виде пара кубового остатка 2.9 подается надальнейшую ректификацию в колонну.
Кубовый остаток 1.9 такжеиз ректификационной колонны КР направляется в холодильник Х2. охлаждающий засчет оборотной воды 1.6.1. Охлажденный кубовый остаток подается в емкость Е2 инасосом Н3 перекачивается на последующие технологические операции.
Список используемойлитературы
1. Иоффе И.Л. Проектированиепроцессов и аппаратов химической технологии: Учебник для техникумов. –Л.:Химия, 1991.-352 с.
2. Дытнерский Ю.И. Процессы иаппараты химической технологии. – М.: Химия, 1995.-Ч. 1,2.- 766с.
3. Красовицкий Ю.В. Процессы иаппараты пищевых производств (теория и расчеты) [Текст]: учебное пособие / Ю.В.Красовицкий, Н.С. Родионова, А.В. Логинов; Воронеж. гос. технолог. акад.Воронеж, 2004, 304 с.
4. Павлов К.Ф. Примеры и задачи покурсу процессов и аппаратов химической технологии: Учеб. пособие для студ.хим-технолог. спец. вузов/ К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков; Под. ред.П.Г. Романкова. – 10-е изд. перераб. и доп.- Л.: Химия, 1987. – 676 с.
5. Чернобыльский И.И. Машины иаппараты химических производств./ И.И. Чернобыльский, А.Г. Бондарь, Б.А.Гаевский и др.; Под ред. И.И. Чернобыльского.-3-е изд. перераб. и доп. – М.:Машиностроение, 1974. – 456с.
6. Плановский А.Н. Процессы иаппараты химической технологии / А.Н. Плановский, В.М. Рамм, С.З. Каган. — 5-еизд., стереотип. – М.: Химия, 1983.-783 с.
7. Колонные аппараты: Каталог. М.:ЦИНТИхимнефтемаш, 1978. 31 с.
8. Логинов А.В. Процессы и аппаратыхимических и пищевых производств (пособие по проектированию) / А.В. Логинов,Н.М. Подгорнова, И.Н. Болгова; Воронеж. гос. технолог. акад. Воронеж, 2003. 264с.
9. Лащинский А.А. Основы расчета иконструирования химической аппаратуры: Справочник. / А.А. Лащинский, А.Р. Толчинский;Под. ред. Н.Н. Логинова. 2-е изд. перераб. и доп. – Л.: Машиностроение,1970.-753 с.