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 1,0

Проводим 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 теплоты

1. 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 теплоты

1. 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 теплоты

1. 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

Q

Нтр,

м

∑hп,

м

Нтр=Нст+b·Q2,

м

м3/с

м3/ч

1 15 15 2

1,39·10-3

5,0 15 0,112 15,112 3

2,78·10-3

10 15 0,45 15,45 4

4,17·10-3

15 15 1,012 16,012 5

5,56·10-3

20 15 1,8 16,8 6

6,94·10-3

25 15 2,8 17,8 7

8,33·10-3

30 15 4,04 19,04

Точка 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.

еще рефераты
Еще работы по промышленности, производству