Расчет ректификационной установки непрерывного действия - файл n1.doc

приобрести
Расчет ректификационной установки непрерывного действия
скачать (1502 kb.)
Доступные файлы (1):
n1.doc1502kb.10.09.2012 13:31скачать

n1.doc

Министерство образования и науки

Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования

Санкт-петербургский государственный технологический университет растительных полимеров
Кафедра процессов и аппаратов химической технологии
Курсовой проект на тему

Ректификационная установка непрерывного действия.


Руководитель: Выполнила:

Профессор Кокушкин О.А. студент Новикова Н. А.

группа 832

Санкт-Петербург

2010
Содержание

Задание……………………………………………………………………………….3

Введение……………………………………………………………………………..4

1. Расчет ректификационной колонны

    1. Определение минимального и рабочего флегмовых чисел……….…….6

    2. Материальный баланс процесса…………………………………………..9

    3. Определение числа теоретических ступеней процесса ректификации графическим способом…………………………………………………………………...10

    4. Вычисление числа действительных тарелок……………………………15

    5. Определение размеров колоны…………………………………………..16

    6. Тепловые расчеты установки…………………………………………….20

2. Расчет вспомогательного оборудования

2.1. Расчет трубопровода……………………………………………………..24

2.2. Расчет теплообменной аппаратуры………………………….………….27

2.3. Расчет и выбор насоса для подачи исходной смеси на установку........34

Библиографический список………………………………………...... …………...36

Введение

Ректификация – это непрерывное или ступенчатое взаимодействие жидкой смеси и пара, не находящихся в состоянии равновесия, движущихся в колонном аппарате противотоком друг к другу.

При взаимодействии между восходящим потоком пара и стекающей жидкостью из пара конденсируется преимущественно высококипящий компонент, а выделяющаяся теплота конденсации расходуется на испарение из жидкости низкокипящего компонента. Таким образом, пар, двигаясь наверх, непрерывно обогащается низкокипящим компонентом и на выходе колонны представляет собой практически чистый низкокипящий компонент, а жидкость, стекающая вниз, непрерывно обогащается высококипящим компонентом и на выходе из колонны представляет собой практически чистый высококипящий компонент.

Ступенчатое взаимодействие происходит в колоннах тарельчатого типа, а непрерывное – в колоннах насадочного типа.




Рис.1 Схема ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси этиловый спирт – вода при атмосферном давлении.

1 – емкость исходной смеси;

2, 9 – насосы;

3 – теплообменник – подогреватель;

4 – ректификационная колонна тарельчатого типа;

5 – дефлегматор;

6 – делитель;

7 – холодильник дистиллята;

8 – емкость для сбора дистиллята;

10 – холодильник кубовой жидкости;

11 – емкость для сбора кубовой жидкости.
Ректификационная колонна (4) имеет цилиндрический корпус, внутри установлены контактные устройства в виде тарелок. Под нижнюю тарелку колонны подается водяной пар, который также называется «острым паром». Водяной пар восходящим потоком поднимается из куба колонны, при этом на каждой тарелке колонны происходит массообмен и пар выходит из верхней части колонны близким по составу к точке азеотропа. Поступает в дефлегматор (5), здесь пар конденсируется, и конденсат пара поступает в делитель (6), где разделяется на два потока: готовый продукт – дистиллят и флегму, которая возвращается в колонну на верхнюю тарелку. Флегма создает нисходящий поток жидкости в ректификационной колонне. При стекании жидкости вниз в нее переходит ВКК и в этот же момент из нее испаряется НКК. Пар проходит через слой жидкости. На каждой тарелке температура пара больше, чем температура кипения жидкости. В результате из пара конденсируется частично ВКК, а теплота, выделившаяся при конденсации, идет на испарение из жидкости НКК.

Дистиллят поступает в холодильник (7), после охлаждения противоточным потоком воды, дистиллят поступает в емкость для сбора дистиллята (8). Исходная смесь из промежуточной емкости (1) с помощью насоса (2) поступает в теплообменник – подогреватель (3), далее идет в колонну. Исходная смесь поступает на ту тарелку колонны, на которой состав жидкости и ее температура кипения будут такими же, как состав и температура кипения исходной смеси. Эта тарелка называется тарелкой питания, она делит колонну на две части. Выше тарелки питания – укрепляющая часть колонны, т.к. здесь происходит обогащение паров НКК. А ниже тарелки питания находится исчерпывающая часть колонны, здесь из жидкости удаляется НКК для того, чтобы в холодильник кубовой жидкости (10) стекала жидкость, близкая по составу к ВКК. После жидкость охлаждается и стекает в емкость для сбора кубовой жидкости (11).


    1. Определение минимального и рабочего флегмовых чисел.


На рисунке 2 строим квадратную диаграмму y – x, на которую наносим все точки из табл.2 [1], и соединяя их плавной кривой, получаем линию равновесия, которая пересекает диагональ квадрата при .

Для расчета минимального флегмового числа заданные массовые концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка переводим в мольные доли:

Мольная доля НКК в дистилляте:



где Мэ = 46 г/моль – мольная масса этилового спирта;

Мв = 18 г/моль – мольная масса воды.

Мольная доля НКК в исходной смеси:



Мольная доля НКК в кубовом остатке:



По значению XD находим точку А, а по значению \ XF на линии равновесия точку В. Так как прямая пересекает линию равновесия, то из точки А проводим касательную к линии равновесия и определяем значение отрезка S, отсекаемого этой касательной на оси ординат. Отрезок АВ определяет положение рабочей линии укрепляющей части колонны при , что позволяет рассчитать значение минимального флегмового числа.

Эта рабочая линия отсекает на оси ординат отрезок S =0,336. По уравнению (1) [1] рассчитываем величину минимального флегмового числа:



Для расчета рабочего флегмового числа воспользуемся упрощенным методом оптимизации. Расчеты проводятся на ЭВМ по программе, которая учитывает эффективность верхней и нижней частей колонны у тарелки питания и у верхней тарелки, а также эффективность куба.

Используя полученные данные определим оптимальное значение рабочего флегмового числа. Упрощенный метод основан на допущении, что затраты на процесс ректификации пропорциональны объему ректификационной колонны. Принимают, что рабочий объем колонны пропорционален произведению N(R+1), где N – эффективность колонны, выраженная в теоретических ступенях разделения (теоретических тарелках).

Оптимальное флегмовое число соответствует минимуму на кривой N(R+1)=f(R).

Rопт=2,48



.

1.2. Материальный баланс процесса.


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

- мольные расходы исходной смеси, дистиллята, флегмы, кубового остатка и пара; - мольные доли низкокипящего компонента в исходной смеси, дистилляте, флегме, кубовом остатке и в паре, поступающем на дефлегматор.

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



Для того чтобы провести расчет материальных потоков необходимо по заданному массовому расходу рассчитать мольный расход исходной смеси:

,где GF и - соответственно мольный и массовый расходы исходной смеси; - мольная масса исходной смеси.

Мсм = МАх + МВ(1-х) = 46*0,083 + 18(1-0,083) = 20,324 кмоль/кг

Мольный расход исходной смеси:

GF = (10660*103/3600)/20,324 = 145.695моль/с

Мольный расход кубового остатка:



Мольный расход дистиллята:



Мольный расход острого пара:



Проверка результатов вычислений осуществляется по уравнению (11)[1].

;

145,691 + 50,871 = 14,618 + 181,976

196,566 = 196,574

При выполнении равенства мольные расходы дистиллята, кубового остатка и острого пара переводят в массовые расходы

, где и - массовые и мольные расходы дистиллята, кубового остатка и острого пара, - мольные массы дистиллята, кубового остатка и острого пара:

Массовый расход дистиллята:

= GD MсмD,

где МсмD = МАхD + МВ(1-хD) – мольная масса дистиллята

МсмD = 46*0,826 + 18(1-0,826) = 41,128 г/моль

, GD – массовый и мольный расход дистиллята

= 14,618*41,128 = 601,209кг/с = 0,60 кг/с

Массовый расход кубового остатка:

= GW MW= 181,976 * 18 = 3,276 кг/с

Массовый расход острого пара:

= GV MV = 50,871 * 18 = 0,916 кг/с

1.3. Определение числа теоретических ступеней процесса

ректификации графическим способом.

Для определения числа теоретических тарелок графическим способом на диаграмме у – х (рисунок 1), на которой изображена линия равновесия необходимо провести рабочие линии для укрепляющей и исчерпывающей частей колонны. При обогреве куба ректификационной колонны острым паром уравнения рабочих линий принимают вид:

для укрепляющей части колонны:

= =

для исчерпывающей части колонны:

= =

F=

Рабочая линия укрепляющей части колонны выходит из точки на диагонали квадрата с абсциссой = 0,826 и отсекает на оси ординат отрезок , а рабочая линия исчерпывающей части колонны пересекает ось абсцисс при = 0,0001. Обе линии пересекаются при = 0,0829.

Для теоретической тарелки составы по низкокипящему компоненту пара, уходящего с тарелки, и жидкости, стекающей с нее, находятся в равновесии. Поэтому число теоретических тарелок графически получают путем проведения вертикальных и горизонтальных отрезков между рабочими линиями и линией равновесия. Вертикальные линии характеризуют изменение состава паровой фаз, а горизонтальные – жидкой фазы на теоретической тарелке.

Построение ступенчатого графика начинаем из точки на оси абсцисс при X = Xw= 0.0001, из которой проводят вертикальный отрезок до пересечения с линией равновесия.

Ввиду очень малой концентрации низкокипящего компонента в кубовом остатке Xw,, графическое построение ступеней процесса проводим при увеличении масштаба в области малых концентраций Х. Первоначально увеличиваем масштаб нижнего левого угла диаграммы у-х в 100 раз (рис 3), на нем строим первые ступени. Затем увеличиваем масштаб в 10 раз (рис 4) и продолжаем построение ступеней процесса, то же и при увеличении масштаба в 2,5 раза (рис 5). В дальнейшем возможно построение ступеней процесса на основной диаграмме у-х до численного значения х=0,75 (Приложение 1). Закончить построение, целесообразно увеличив масштаб верхнего правого угла диаграммы в 5 раз (рис. 6).

1.4. Вычисление числа действительных тарелок.

На теоретической тарелке предполагается, что пар, уходящий с тарелки, находится в равновесии с жидкостью на этой тарелке. На практике это не осуществимо и содержание низкокипящего компонента в паровой фазе никогда не достигает равновесного состояния. Отношение реального изменения концентраций низкокипящего компонента в паровой фазе, уходящего с тарелки и поступающей на неё , к максимально возможному значению изменению , где - концентрация низкокипящего компонента в уходящем с тарелки паре, находящемся в равновесии с жидкостью на ней, представляет коэффициент полезного действия тарелки

Так как любая из тарелок укрепляющей и исчерпывающей части колонны имеет своё значение , то расчёт значительно усложняется. С целью его упрощения расчёт проводят чаще, вводя понятие коэффициента полезного действия колонны (усреднённое значение ).

Тогда число действительных тарелок в верхней части колонны составляет: ,

а в нижней:

= 6,7

= 13,8

Общее число тарелок в колонне составит:



Для многоколпачковых тарелок спиртовых колонн (в частно­сти при разделении смеси этиловый спирт - вода), работающих при атмо­сферном давлении, рекомендуемое значение = 0,47.

= 15

= 30

Число действительных тарелок:

= 45

1.5. Определение размеров колонны

Ориентировочный диаметр колонны D определяется из уравнения объёмного расхода:



Для расчёта диаметра колонны рассчитаем следующие параметры:

Средние мольные доли низкокипящего компонента в жидкости:

1) в верхней части колонны:

== 0,454

2) в нижней части колонны:

== 0,0415

Средние мольные доли низкокипящего компонента в паровой фазе:

1) в верхней части колонны:

= = 0,561

2) в нижней части колонны:

= = 0,149

Средние температуры пара в верхней и нижней частях колонны определяются по t – x,y диаграмме (рис 7) используя значения и (на линии конденсации):

и

Средние мольные массы пара:

1) для верхней части колонны:

= = 33,708 г/моль

2) для нижней части колонны:

= = 22,172 г/моль

Средние плотности пара в верхней и в нижней частях колонны рассчитывают по уравнению Клапейрона:

1) в верхней части колонны:

= = 1,156

2) в нижней части колонны:

= = 0,733

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

- средняя температура пара в верхней и нижней частях колонны,

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

Так как колонна работает при атмосферном давлении, то в первом приближении можно принять

Средние температуры жидкости в верхней и в нижней частях колонны определяют по t - х,у диаграмме по значениям и (на линии кипения).

При средних температурах жидкости и применяя линейную интерполяцию, по табл. ХХХ1Х [3] определяем плотности воды и:

1) в верхней части колонны:



2) в нижней части колонны:



По табл. IV [3] плотности второго компонента смеси (этилового спирта) и :

1) в верхней части колонны:



2) в нижней части колонны:



Средние массовые доли низкокипящего компонента в жидкости:

1) в верхней части колонны:



2) в нижней части колонны:



Средние плотности жидкости:

1) в верхней части колонны:

= отсюда

= 824.402

2) в нижней части колонны:

= 934.579

Учитывая, что в нижней и верхней частях колонны, рекомен­дуемую скорость пара для обеих частей колонны рассчитываем по формуле:



С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния h -между ними, рабочего давления в колонне и нагрузки колонны по жидкости определяют по рис.7.2. [2].

По таблице [2,табл.14.14] выбираем расстояние между тарелками: h = 350 мм;

тогда С = 0,035.

Рассчитаем скорости пара в верхней и нижней частях колонны:

1) в верхней части колонны:

= 0,935 м/с

2) в нижней части колонны:

1,250 м/с

Объемный расход проходящего по колонне, работающей при атмосфер­ном давлении, пара при средней его температуре в колонне = 362.1 К

составит:

1,51

Тогда ориентировочный диаметр колонны:

1) в верхней части:

== 1,434 м = 1434 мм

2) в нижней части:

= = 1,241 м =1241мм

В соответствии с имеющимися нормалями [2, стр.211] по большему значению диаметра = 1435 мм выбираем тип колонны: ТСК-Р с = 1600 мм (с колпачковыми тарелками).
По выбранному диаметру уточняем значение скорости пара:

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

= 15050 мм,

где n = 45 - общее число тарелок в колонне, рассчитанное в пункте 1.5.

Общая высота колонны:

,

Где ориентировочно принимаем высоту нижней части камеры

= 1,6 * 1,6 = 2,56 м

Высоту верхней части колонны

= 0,6 * 1,6 = 0,96 м

= 18,57 м

1.6 Тепловые расчеты установки.

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

,

где - массовые расходы исходной смеси, дистиллята и ку­бового остатка; Iп – энтальпия острого пара при давлении рк в кубе колонны; cF, cD, cw – удельные теплоемкости исходной сме­си, дистиллята и кубового остатка при соответствующих их температурах tF, tD и tw; tF – температура кипения исходной смеси, определенная по t – x,y диаграмме при xF (линия кипения); tD – температура дистиллята, определен­ная по t – х,у диаграмме при xD (линия кипения); tw – температура кубового остатка в кубе колонны при давлении Рк (определяем по табл. XXXIX [2]); QД – расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре; Qпот – тепловые потери в окружающую среду.

при = 0,0829

при = 0,826

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре, опреде­ляем из зависимости:

,

где – удельная теплота конденсации паровой смеси в дефлегматоре.

По правилу аддитивности:



rэ и rв – удельные теплоты конденсации этилового спирта и воды при температуре tD, которые определяем, применяя линейную интерполяцию:

по табл. ХLV [3] rэ = 845 кДж/кг

по табл. LVI [3] = 2313,6 кДж/кг

956,6 кДж/кг

= 1997,38 кВт

Принимаем тепловые потери = 5% от полезно затрачиваемой теплоты

? = 0,03 – влажность пара в долях, (1- ?) – сухость пара.

С учётом, что сопротивление одной колпачковой тарелки = 800 Па, давление в кубе колонны приблизительно равно:

,

где = 101300 Па (760 мм.рт.ст.), n = 44 – число действительных тарелок (пункт 1.5.)

Па = 1,4

При по табл.LVII [2], применяя линейную интерполяцию находим:

= 2693 кДж/кг и

Рассчитываем удельные теплоёмкости ,и по правилу аддитивности:

,

,

,

где ,и - удельные теплоемкости этилового спирта при температу­рах tD, tw и tF определяем по номограмме рис.XI [3], а ,и - удельные теплоемкости воды при тех же температурах по табл.XXXIX [3]:

,

,,- массовые доли низкокипящего компонента в дистилляте, кубовом остатке и сходной смеси;

= 3,299

= 4,23

= 4,032

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси при нагреве её до температуры кипения составит:

,

где = 22- начальная температура исходной смеси (по заданию); c'F = – удельная теплоемкость исходной смеси, определенная по правилу аддитив­ности, при средней температуре

При по номограмме рис.XI [3] определяем и по табл.XXXIX [2] определяем , тогда



= 800,35 кВт

Уточнённый расход острого пара с учётом тепловых потерь :



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

,

где rп – удельная теплота конденсации греющего пара при давлении , определяемая по табл.LVII [2]: = 2237 кДж/кг

= 0,369 кг/с

Общий расход пара на установку:

= 1,04+0,369 = 1,409 кг/с

При расчете расходов воды, подаваемой на дефлегматор и в холодильни­ки для охлаждения дистиллята и кубового остатка, принимаем её начальную температуру = 20.

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

58,36,

где - температура конденсации пара в дефлегматоре;

Температуру воды на выходе ее из холодильника кубового остатка (при противоточном движении теплоносителей):

108,7 – 20 = 93,7,

где - температура кубовой жидкости.

Температуры охлажденных дистиллята (при противотоке теплоносителей):

= + 15 = 35

и кубового остатка : =+20 = 40

Расходы теплоты, которые вода принимает в холодильнике дистиллята:



и в холодильнике кубового остатка:



где и - теплоёмкости дистиллята и кубового остатка, рассчитываем по правилу аддитивности при средних температурах:

= = 56,68, = 3,02 , = 4,18 ,

= = 3,11

=74,35, = 3,20 , = 4,19



80,91 кВт,

943,00 кВт

Рассчитаем расходы охлаждающей воды:

1) в дефлегматоре:

кг/с,

2) в холодильнике дистиллята:

кг/с,

3) в холодильнике кубового остатка:

кг/с, где - теплоемкости воды при средней ее температуре в соответствующих аппаратах.

Составим уравнения материального и теплового балансов и определим, сколько всего воды и с какой температурой может быть направлено в систему горячего водоснабжения.

Уравнение материального баланса:

кг/с

Уравнение теплового баланса:




2. Расчет вспомогательного оборудования.

2.1. Расчет трубопровода.

Внутренний диаметр трубопровода D для жидких или паровых фаз определяется исходя из уравнения объёмного расхода:



Для определения внутреннего диаметра трубопровода необходимо рассчитать объемные расходы - V и скорость движения жидкости или пара - w.

,

где - массовые расходы; - плотности материальных потоков.

При температурах исходной смеси, дистиллята, кубового остатка и флегмы tF, tD, tw и

tR = tD определяем соответствующие плотности:

, где - массовые доли низкокипящего компонента в соответствующем материальном потоке; - плотности низкокипящего компонента (этиловый спирт) при соответствующих температурах материального потока, находим по табл. IX [3] путём линейной интерполяции; - плотности высококипящего компонента (вода), находим по табл.ХХХIX [3] путём линейной интерполяции;

1) плотность исходной смеси при tF = 87,210C:





910,664

2) Плотность дистиллята при tD = 78,360C:





749,963

3) Плотность кубового остатка при tW = 108,70C





951,928

4) Плотность флегмы при tR = tD = 78,360C

==749,963

Плотность острого пара при давлении Рк = 1,4 находим путем линейной ин­терполяции по табл.LVII [3]:

Плотность пара на дефлегматор определяем по уравнению:

,

где MD = 41,128 г/моль - мольная масса пара на выходе из колонны;

Т = (tD + 273) К = (78,36+273) = 351,36К - температура пара (tD определяем по t - х,у диаграмме при yD=xD на линий конденсации); Р=Р0, так как колонна работает при атмосферном давлении.

= 1,427

Объемные расходы материальных потоков:

1) исходной смеси:



2) дистиллята:



3) кубового остатка:



4) флегмы:



5) острого пара:



6) пара на дефлегматоре:





Рассчитываем внутренние диаметры трубопроводов для всех материальных потоков, предварительно задаваясь скоростями потоков в соответствии с 1.1. [2]:

1) исходной смеси:

,

мм

2) дистиллята:

,

мм

3) кубового остатка:

,

мм

4) флегмы:

,

мм

5) острого пара:

,

мм

6) пара на дефлегматоре:

,

мм

По рассчитанным значениям D выбираем из раздела 1.2. [2] стандартные трубопроводы и уточняем значения реальных скоростей материальных потоков:



1)

м/с

2)

м/с

3)

м/с

4)

м/с
5)

м/с

6)

м/с

2.2. Расчет теплообменной аппаратуры.

2.2.1. Расчёт пластинчатого подогревателя (конденсатора).

Рассчитываем и подбираем вариант конструкции для подогрева =2,96 кг/с исходной смеси (этиловый спирт – вода) от температуры tн = 22єС до tк = tF=87,21єС.

Рассчитаем среднюю температуру исходной смеси:

= 0,5(22+87,21) = 54,6єС

При теплофизические свойства воды определяем по табл. XXXIX [3] методом линейной интерполяции:

?= 980 кг/м3

?= 0,0005095 Па·с

?= 0,653 Вт/(м·К)

с= 4180 Дж/(кг·К)

При определяем ?, применяя метод линейной интерполяции:

?= 758,5 кг/м (по табл. IV [3])

Определяем теплофизические свойства исходной смеси:

= 0,000770





?2 находим по правилу аддитивности:



?2 = 925,926 кг/мі,

Для подогрева используем насыщенный водяной пар давлением 0,136 МПа. Температура конденсации t1=tw=108,7єС. Характеристики конденсата при этой температуре находим по табл. XXXIX [3] и LVII [3] с помощью метода линейной интерполяции:

?1 = 951,91 кг/мі,

?1 = 0,000259 Па·с,

?1 = 0,681 Вт/(м·К),

r1 = 2237380 Дж/(кг·К),

Pr1 = 1,602.

Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата:

кВт

Расход пара определим из уравнения теплового баланса:

кг/с

Рассчитаем среднюю разность температур:



Примем коэффициент теплопередачи в пластинчатом теплообменнике

Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит:



Рассмотрим пластинчатый подогреватель (конденсатор паров) поверхностью 16 мІ; поверхность пластины 0,3 мІ, число пластин N=56 (табл.2.13[2]).

Скорость жидкости и число Re в 10 каналах площадью поперечного сечения канала 0,0011 мІ и эквивалентным диаметром канала 0,008 м (табл.2.14.[2]) равны:

м/с



Рассчитаем коэффициент теплоотдачи к жидкости:



Для определения коэффициента теплоотдачи от пара примем, что . Тогда в каналах с приведенной длинной L=1,12 м (табл.2.14[2]) получим:





Пренебрегаем термическими сопротивлениями загрязнений со стороны пара. Толщина пластин 1,0 мм, материал – нержавеющая сталь, ?ст=17,5 Вт/(м·К). Сумма термических сопротивлений стенки пластин и загрязнений со стороны жидкости составит:



Коэффициент теплопередачи:



Проверим правильность принятого допущения относительно ?t:



Рассчитаем требуемую поверхность теплопередачи:



Теплообменник номинальной поверхностью F = 16мІ подходит с запасом ?=5,4%. Масса для этого аппарата М= 440 кг (табл.2.13[2]).

Диаметр присоединяемых штуцеров dш=0,065 м (табл.2.14[2]).

Скорость жидкости в штуцерах:

м/с < 2,5 м/с, поэтому их гидравлическое сопротивление можно не учитывать.

Рассчитаем коэффициент трения:



где а2 – коэффициент, который зависит от площадь пластины.

Для однопакетной компоновки пластин х=1.

Рассчитаем гидравлическое сопротивление:

Па

2.2.2. Расчет кожухотрубчатого дефлегматора (конденсатора).

Рассчитываем кожухотрубчатый конденсатор для конденсации = 0,916 кг/с паров.

Удельная теплота конденсации смеси = 956600 Дж/кг, температура конденсации

=78,36єC.

Тепло конденсации отводится водой с начальной температурой t=20єC.

Примем температуру воды на выходе из конденсатора t=58,36єC.

Рассчитаем среднюю температуру воды:



При теплофизические свойства воды определяем по табл. XXXIX [3] методом линейной интерполяции:

?2 = 992 кг/мі,

?2 = 0,000657 Па·с,

?2 = 0,634 Вт/(м·К),

Pr2 = 4,31

Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации определяются по аналогии с расчетом теплофизических свойств исходной смеси:

?1=0,2610 Вт/(м·К),

?1=774,44 кг/мі,

?1=0,00045 Па·с.

тепловая нагрузка аппарата:



Расход воды:

кг/с

Средняя разность температур:



В соответствии с табл. 2.1.[2] примем Кор=600 Вт/(мІ·К). Ориентировочное значение поверхности:



Задаваясь числом Re=15000, определим соотношение n/z для конденсатора из труб диаметром dн=25х2 мм:



где n – общее число труб; z – число ходов по трубному пространству; dн – внутренний диаметр труб, м.

Уточненный расчет поверхности теплопередачи:

В соответствии с табл. 2.9.[2] соотношение n/z принимает наиболее близкое к заданному значение у конденсаторов с диаметром кожуха D= 600 мм, диаметром труб 25х2 мм, числом ходов z=4 и общим числом труб n=206:

n/z=206/4=51,5

Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб L= 3,0 м; F= 49 мІ.

Действительное число равно:



Коэффициент теплоотдачи к воде, пренебрегая поправкой :



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:



Коэффициент теплопередачи:



Требуемая поверхность теплопередачи:



Конденсатор с длиной труб 3 м и поверхностью 49 мІ походит с запасом:

.

Скорость воды в трубах:



Коэффициент трения:



где - относительная шероховатость труб; - высота выступов шероховатостей.

Скорость воды в штуцерах (табл.2.6.[2]):

м/с

Гидравлическое сопротивление:



=2274,32Па
2.2.3. Расчет кожухотрубчатого теплообменника для холодильника дистиллята.
Рассчитаем кожухотрубчатый теплообменник, в котором горячий раствор в количестве

= 0,6кг/с охлаждается от = 78,36єС до = 35єС.

Начальная температура холодного раствора (=0,5 кг/с) равна t=20єС.

Средняя температура горячей жидкости:



При определяем физико-химические характеристики горячей жидкости (теплофизические свойства дистиллята определяются по аналогии с расчетом теплофизических свойств исходной смеси):

?1 = 770,3 кг/мі,

?1 = 0,000726 Па·с,

?1 = 0,1745 Вт/(м·К),

с1 = 3100,6 Дж/(кг·К)
Определим тепловую нагрузку:

Вт

Определим конечную температуру холодного раствора из уравнения теплового баланса:

,

где 4182 Дж/(кг·К) – теплоемкость холодного раствора при его средней температуре

t2 = 27,5єС, остальные свойства определяем по табл. XXXIX [3] методом линейной интерполяции:

?2 = 992кг/мі,

?2 = 0,0006 Па·с,

?2 = 0,634 Вт/(м·К)

Определим среднелогарифмическую разность температур:



Ориентировочный выбор теплообменника:

Примем ориентировочное значение Re1ор=15000, что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах. Такой режим возможен в теплообменнике, у которого число труб, приходящееся на один ход, равно:

для труб диаметром dн=20х2 мм



для труб диаметром dн=25х2 мм



Дальше вести расчёт не целесообразно, так как минимальное количество труб по ГОСТу равно 13, в этом случае 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.

Рассчитаем кожухотрубчатый теплообменник для кубового остатка, в котором горячий раствор в количестве = 3,276 кг/с охлаждается от = 108,7єС до = 40єС.

Начальная температура холодного раствора (=3,05 кг/с) равна t=20єС.

Средняя температура горячей жидкости:



При находим физико-химические характеристики горячей жидкости (теплофизические свойства кубового остатка определяются по аналогии с расчетом теплофизических свойств исходной смеси):

?1 = 975,039 кг/мі,

?1 = 0,000381 Па·с,

?1 = 0,67 Вт/(м·К),

с1 = 4190 Дж/(кг·К)

Определим тепловую нагрузку:

Вт

Определяем конечную температуру холодного раствора из уравнения теплового баланса:

,

где 4180 Дж/(кг·К) – теплоемкость с2 холодного раствора при его средней температуре

t2 = 56,98єС, остальные свойства холодного раствора при этой температуре:

?2 = 985,03кг/мі,

?2 = 0,000675 Па·с,

?2 = 0,653 Вт/(м·К)

Определим среднелогарифмическую разность температур:



Ориентировочный выбор теплообменника:

Примем ориентировочное значение Re1ор=15000, что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах. Такой режим возможен в теплообменнике, у которого число труб, приходящееся на один ход, равно:

для труб диаметром dн=20х2 мм



для труб диаметром dн=25х2 мм



Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, соответствующее турбулентному режиму (табл. 2.1[2]): Кор=800 Вт/(мІ·К). При этом ориентировочное значение поверхности теплообмена ставит:



По таблице 2.3 [2]определяем, что теплообменники с близкой поверхностью 46 мІ имеют диаметр кожуха 600 - 800 мм и d = 25х2мм, числом ходов z = 6 и n = 196, n/z = 32,6.

Определим поправку для среднелогарифмической разности температур:



Из рис. 2.1, [2], ??t=0,9 , тогда

С учетом поправки ориентировочная поверхность составит:



Проведём уточнённый расчёт поверхности теплопередачи:



Рассчитаем коэффициент теплоотдачи, движущейся по трубам турбулентно:



Площадь сечения потока в межтрубном пространстве между перегородками (табл.2.3[2]) Sмтр= 0,045 мІ, тогда:



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



Оба теплоносителя – малоконцентрированные водные растворы, поэтому в соответствии с табл. 2.2 [2] примем термическое сопротивление загрязнений одинаковыми. Повышенная коррозионная активность этих жидкостей диктует выбор нержавеющей стали в качестве материала труб. Теплопроводность нержавеющей стали примем равной Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений равны:



Коэффициент теплопередачи:



Требуемая поверхность составит:

.

Из табл. 2.3 [2] следует, что из выбранного ряда подходит теплообменник с трубами длиной 6 м и номинальной поверхностью F = 97 мІ. При этом запас:

? = (97-78,52)·100/78,52 = 23,5%.


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


Для расчета объемного расхода исходной смеси при известном массовом расходе необходимо рассчитать ее плотность ?0 при заданной температу­ре:

, отсюда

Тогда объемный расход составит:



Так как в задании на проектирование не дается план расположения обо­рудования в цехе, то некоторыми физическими параметрами задаемся услов­но.

Принимаем длину трубопровода = 30 м,

отводов 8 с ? = 90єС R0/d=4, отсюда по табл. ХШ [3] находим значение коэффици­ента местного сопротивления : ?=8·1·0,11=0,88

- для диафрагмы с m=0,3, отсюда ?=18,2

- для двух вентилей нормальных ?=5,25·2=10,42

- два входа с острыми краями в подогреватель и в колонну ?=0,5 и ?=0,5

- выход из подогревателя ?=1



Геометрическая высота Нг подъема исходной смеси определяется следующим условием:

,

где Нп - высота подставки, на которую устанавливают колонну, прини­маем Нп= 1,2м,

Нкн - высота нижней (кубовой) камеры, Нкн = 2,56 м (рассчитана в п.1.6.),

h - расстояние между тарелками = 350 мм (п.1.6.),

nн - число тарелок в ниж­ней части колонны = 30 (рассчитано в п. 1.6.)



Значение скорости м/с уточнено в п. 2.1. после выбора стандартного трубопровода для подачи исходной смеси.

Рассчитать критерии Рейнольдса:

,

где находим путём линейной интерполяции по табл. IX [2] при и :

= 0,00204



При турбулентном режиме:

.

Гидравлическое сопротивление пластинчатого подогревателя исходной смеси

= 2404,56 Па (рассчитано в п.2.2.1), а гидравлическое сопротивление тарелок, расположенных выше тарелки питания рассчитываем:

,

где = 15 - число тарелок в укрепляющей части колонны (рассчитано в п.1.5),

= 800 Па - сопротивление одной тарелки (установлено в п.1.7.)

Па

Рассчитаем сопротивление сети:



Па

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

м

По данным приложения 1.1. [2] выбираем насос марки Х20/31 с техническими характеристиками:


Библиографический список



1. Расчет установки непрерывного действия: Методические указания к расчету курсового проекта. Сост. О.А.Кокушкин, А.О.Никифоров, М.В.Завьялов; СПбГТУРП. СПб., 2007.

2. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. /Под ред. Ю.И. Дытнерского. 2-е изд. М.: Химия, 1991

3.. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Изд. 12-е. М.: 2005.

Учебный материал
© nashaucheba.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации