Введение
Ректификация – массообменный процесс разделения однородной смеси летучих компонентов, осуществляемый путем противоточного многократного взаимодействия паров, образующихся при перегонке, с жидкостью, образующейся при конденсации этих паров.
Разделение жидкой смеси основано на различной летучести веществ. При ректификации исходная смесь делится на две части: дистиллят – смесь, обогащенную низкокипящим компонентом (НК), и кубовый остаток – смесь, обогащенную высококипящим компонентом (ВК).
Процесс ректификации осуществляется в ректификационной установке, основным аппаратом которой является ректификационная колонна, в которой пары перегоняемой жидкости поднимаются снизу, а навстречу парам стекает жидкость, подаваемая в виде флегмы в верхнюю часть аппарата.
Процесс ректификации может протекать при атмосферном давлении, а также при давлениях выше и ниже атмосферного. Под вакуумом ректификацию проводят, когда разделению подлежат высококипящие жидкие смеси. Повышенное давление применяют для разделения смесей, находящихся в газообразном состоянии при более низком давлении. Атмосферное давление принимают при разделении смесей, имеющих температуру кипения от 30 до 150ْ С.
Степень разделения смеси жидкостей на составляющие компоненты и чистота получаемых дистиллята и кубового остатка зависят от того, насколько развита поверхность контакта фаз, от количества подаваемой на орошение флегмы и устройства ректификационной колонны.
Ректификация известна с начала XIX века как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию все шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производствах органического синтеза, изотопов, полимеров, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).
1. Расчет ректификационной колонны
1.1 Материальный баланс процесса
Составляем материальный баланс для определения количеств и состава веществ, участвующих в процессах ректификации.
Материальный баланс колонны, обогреваемой паром:
, (1.1)
где GF
—производительность установки по исходной смеси, GД
–производительность установки по дистилляту, GW
— производительность установки по кубовому остатку.
Материальный баланс для НК:
, (1.2)
где хF
, xД,
хW
— массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке 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 расчётов выразим концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка в мольных долях.
Исходная смесь:
. (1.3)
Дистиллят:
. (1.4)
Кубовый остаток:
, (1.5)
где Мв ,
М э
— молярная масса воды и этилового спирта соответственно. Мв
=18, М э
=46.
,
,
.
1.2 Определение минимального флегмового числа
Для определения минимального флегмового числа строим кривую равновесия, предварительно выполнив расчет равновесного состава жидкости и пара смеси этанол—вода.
Таблица 1— Равновесный состав жидкости и пара смеси этиловый спирт—вода
| t, ْC | х, мол | у, мол |
| t=100 | 0 | 0 |
| 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 наносим точку С с абсциссой хД
=0,71, а на кривой равновесия точку В с абсциссой хF
=0,132 (см. прил.) Измерив отрезок вмах
, отсекаемый прямой СВ на оси ординат находим Rmin
по формуле:
, (1.6)
откуда выражаем значение минимального флегмового числа:
,
.
В уравнение рабочих линий входит рабочее флегмовое число R, определяемое как
, (1.7)
1.3 Построение рабочих линий укрепляющих и исчерпывающей частей колонны. Определение числа теоретических тарелок
Чтобы определить количество тарелок, надо графически изобразить линии рабочего процесса в колонне. Колонну непрерывного действия от места ввода исходной смеси делят на две части: верхняя часть колонны называется укрепляющей, а нижняя часть— исчерпывающей. При построении линий рабочих концентраций укрепляющей и исчерпывающей части колонны откладываем на оси ординат отрезок ОД, длина которого определяется соотношением:
, (1.8)
Через точки С и Д проводим прямую СД, а через точку В—вертикаль до пересечения с линией СД и получаем точку В1
, соединив ее с А и С, получаем СВ1
– линия рабочих концентраций укрепляющей части колонны, АВ1
– линия концентраций исчерпывающей части колонны.
Число теоретических тарелок определяем путем построения ступенчатой линии между линией равновесия и линиями рабочих концентраций в пределах от хД
до хW
. Количество теоретических тарелок в нижней части –3, в верхней части колонны — 5. Всего 8 теоретических тарелок.
1.4.1 Определение КПД тарелки
Для выбора КПД тарелки η воспользуемся обобщенным опытным графиком [5, рис. 90]
В зависимости КПД от произведения относительной летучести α на коэффициент динамической вязкости µ перегоняемой смеси.
Относительная летучесть α, динамические коэффициенты вязкости смеси µ и отдельных компонентов определяются при температурах кипения исходной смеси, дистиллята и кубового остатка, определяемые по диаграмме t –x,y (см. прил).
Относительную летучесть находим по формуле:
, (1.9)
где Рэ
, Рв
– давление насыщенного пара низкокипящего и высококипящего компонента соответственно, Па.
Для исходной смеси:
t=85°C,
для дистиллята:
t=79°С ,
для кубового остатка:
t=99°C.
По номограмме V [4] определяем коэффициент динамической вязкости:
t=85°C µэ
=0,38·10-3
Па µв
=0,299·10-3
Па
t=79°С µэ
=0,44 ·10-3
Па 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 произведение α,µ и выбираем соответствующее КПД [5]:
η1
=0,53,
η2
=0,5,
η3
=0,59.
Средний КПД тарелки:
, (1.11)
.
Для укрепляющей части колонны действительное число тарелок
,
.
Для исчерпывающей части колонны
,
.
1.4.2 Определение объёмов и объёмных скоростей пара и жидкости, проходящих через колонну
Средняя плотность жидкости:
, (1.12)
где - средняя массовая концентрация НК в жидкости, которая определяется:
1) для верхней части колонны:
, (1.13)
,
2) для нижней части колонны:
(1.14)
.
Плотности НК и ВК в формуле (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 от температуры 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 получившиеся значения в выражение (1.12).
Для верхней части:
кг/м3
,
для нижней части:
кг/м3
.
Определяем среднюю плотность пара
, (1.16)
где средняя мольная масса пара 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 в колонне:
, (1.20)
где GД
=1,12 кг/с – расход дистиллята
в верхней части колонны:
м3
/с,
в нижней части колонны:
м3
/с,
Определяем максимальную объёмную скорость жидкости:
1) в верхней части колонны на верхней тарелке
, (1.21)
где Lв
– средний массовый расход по жидкости для верхней части колонны:
, (1.22)
для нижней части:
, (1.23)
где МД
и МF
- мольные массы дистиллята и исходной смеси, Мв
и Мн
– средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.
Средняя мольная масса жидкости:
в верхней части колонны
кг/кмоль,
в нижней части колонны
кг/кмоль.
Мольная масса дистиллята
кг/кмоль.
Мольная масса исходной смеси
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 Определение основных геометрических размеров ректификационной колонны
Скорость пара должна быть ниже некоторого предельного значения ωпред
, при которой начинается брызгоунос. Для ситчатых тарелок.
(1.25)
Предельное значение скорости пара ωпред
определяем по графику [6, рис 17-20, с624].
Принимаем расстояние между тарелками Н=0.3 м, так как
,
,
следовательно, для верхней части колонны м/с, для нижней части колонны м/с. Подставив данные в (1.25) получим:
м/с,
м/с.
Диаметр колонны Дк
определяем в зависимости от скорости и количества поднимающихся по колонне паров:
, (1.26)
м
м
Тогда диаметр колонны равен:
м
Скорость пара в колонне:
Выбираем тарелку типа ТСБ-II
Диаметр отверстий d0
=4 мм.
Высота сливной перегородки hп
=40 мм.
Колонный аппарат Дк
=1600 мм – внутренний диаметр колонны
Fк
=2,0 м2
– площадь поперечного сечения колонны
Расчёт высоты колонны
Определение высоты тарельчатой 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 высоты тарельчатой части колонны воспользуемся рассчитанным в пункте 1.4 действительным числом тарелок:
м,
По выражению (1.27) высота колонны равна:
Hк
=4,5+1,0+2,0=7,5 м.
1.6 Расчёт гидравлического сопротивления колонны
Расчёт гидравлического сопротивления тарелки в верхней и в нижней части колонны
, (1.28)
где —сопротивление сухой тарелки, Па; — сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, Па; — сопротивление парожидкостного слоя на тарелке, Па.
а) Верхняя часть колонны.
Сопротивление сухой тарелки
(1.29)
где ξ – коэффициент сопротивления сухих тарелок, для ситчатой тарелки ξ=1,82 [1];
ω0
– скорость пара в отверстиях тарелки:
, (1.30)
Плотность жидкости и газа определяем как среднюю плотность жидкости и газа в верхней и нижней частях колоны соответственно:
, (1.31)
кг/м3
.
Следовательно, гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
Па.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения
, (1.33)
где σ=20*10-3
Н/м— поверхностное натяжение жидкости; d0
=0,004 м — эквивалентный диаметр прорези.
Па.
Сопротивление газожидкостного слоя принимаем равным:
, (1.34)
где hпж
– высота парожидкостного слоя, м; ; k — отношение плотности пены к плотности чистой жидкости, принимаем к=0,5; h— высота уровня жидкости над сливным порогом, м. По таблице 3 [7] h=0,01м.
Подставив, полученные значения получим гидравлическое сопротивление:
Па.
Сопротивление всех тарелок колонны:
, (1.35)
где п— число тарелок.
Па.
1.7 Проверка расстояния между тарелками
Минимальное расстояние между тарелками должно обеспечить работу гидравлического затвора на тарелке. Проверим, соблюдено ли при расстоянии Н=0,3 м - необходимое для нормальной работы тарелок условие:
, (1.36)
.
Так как 0,3>0,0846 условие выполняется, расстояние подобрано верно.
1.8 Тепловые расчеты
Целью расчета является определение расхода греющего пара на обогрев колонны. По диаграмме t- x- y находим температуру кипения и соответствующую ей удельную теплоемкость:
Исходной смеси:
tF
=85° C
св
=4357,6 Дж/(кг·К)
сэ
=3289,2 Дж/(кг·К)
Дистиллята:
tD
=79° C
св
=4231,9 Дж/(кг· К)
сэ
=3226,3 Дж/(кг· К)
Кубового остатка:
tW
=99° C
св
=4609 Дж/(кг·К)
сэ
=3477,7 Дж/(кг·К)
Для расчета удельных теплот испарения смесей этанола с водой принимаем следующие значения чистых веществ [6]:
rв
F
=1961·103
Дж/кг
rэ
F
=822·103
Дж/кг
rв
D
=2009·103
Дж/кг
rэ
D
=844·103
Дж/кг
rв
W
=1936·103
Дж/кг
rэ
W
=815·103
Дж/кг
Расчет ведем на массовые количества:
, (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)=4603 Дж/(кг·К),
Расход теплоты на испарение исходной смеси определяем по формуле:
, (1.39)
где GД
– расход дистиллята, кг/с.
кВт.
Расход теплоты на испарение дистиллята определяем по формуле:
(1.40)
кВт.
Расход теплоты на нагревание остатка определяем по формуле:
(1.41)
кВт.
Общий расход теплоты в кубе колонны (без учёта потерь в окружающую среду):
(1.42)
кВт.
С учётом 3% потерь в окружающую среду общий расход теплоты:
кВт. (1.43)
Давление греющего пара P=300 кПа, (3 атм) по табл LVII [4] соответствует удельная теплота конденсации rгр
=2171·103
Дж/кг
Расход греющего пара:
, (1.44)
кг/с.
1.8.1 Расчёт и выбор теплообменного аппарата для подогрева исходной смеси
Необходимые для расчета заданные параметры:
GF
=3,06 кг/с;
tсм
=20°C;
аF
=28%; tF
=95,6°C;
P=300кПа.
Целью теплового расчёта является определение необходимой площади теплопередающей поверхности, соответственно при заданных температурах оптимальными гидродинамические условия процесса и выбор стандартизованного теплообменника.
Из основного уравнения теплопередачи:
(1.45)
где F – площадь теплопередающей поверхности, м2
;
Q – тепловая нагрузка аппарата;
К – коэффициент теплопередачи Вт, (м2
·к);
∆tср
средний температурный напор, °К.
Определяем тепловую нагрузку:
, (1.46)
где Gхол
– массовый расход этанола, кг/с;
схол
– средняя удельная теплоёмкость этанола Дж/кг·с;
t2
, t1
– конечная и начальная температуры этанола, °С,
X= 1.05 – коэффициент учитывающий потери тепла в окружающую среду.
Средняя температура этанола:
, (1.47)
.
Этому значению температуры этанола соответствует значение теплоёмкости С=2933 Дж/кг·К:
Q=3,06·2933·(95,6-20) ·1,05=712·103
Вт.
Расход пара определяем из уравнения:
Q=D·r, (1.48)
D – расход пара, кг/с;
r – средняя теплота конденсации пара Дж/кг.
Из формулы (1.48) следует, что
,
.
Расчёт температурного режима теплообменника.
Цель расчёта – определение средней разности температур ∆tср
и средних температур теплоносителей tср1
и tср2
.
Для определения среднего температурного напора составим схему движения теплоносителей (в нашем случае схема 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 по табл. 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 из теплоносителей (пара) в аппарате не изменяется, поэтому выбор температурного режима окончателен.
Ориентировочный расчёт площади поверхности аппарата. Выбор конструкции аппарата и материалов для его изготовления.
Ориентировочным расчётом называется расчёт площади теплопередающей поверхности по ориентировочному значению коэффициента теплопередачи К, выбранному из [4]. Принимаем К=900 Вт/(м2
К), тогда ориентировочное значение площади аппарата вычислим по формуле (1.45):
(1.50)
,
Учитывая, что в аппарате горячим теплоносителем является пар, для обеспечения высокой интенсивности теплообмена со стороны метанола необходимо обеспечить турбулентный режим движения и скорость движения метанола в трубах аппарата 2
= 1,0 м/с [4].
Для изготовления теплообменника выбираем трубы стальные бесшовные диаметром 25х2мм. необходимое число труб в аппарате n, обеспечивающее такую скорость, определим из уравнения расхода:
(1.51)
.
Такому числу труб в одном ходе n=12 шт, и площади поверхности аппарата F=13,9≈14 м2
по ГОСТ15118-79 и ГОСТ 15122-79 наиболее полно отвечает двухходовой теплообменник диаметром 325 мм, с числом труб 56 (в одном ходе 28 шт.), длинной теплообменных труб 4000 мм и площадью поверхности F=13м2
.
1.8.2 Расчет дефлегматора
Тепловую нагрузку дефлегматора определим из теплового баланса.<
Таблица 2— Тепловой баланс 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 в окружающую среду пренебрегаем.
Тепловой баланс:
, (1.52)
, (1.53)
откуда расход охлаждающей воды на дефлегматор:
. (1.54)
Количество паров, поднимающихся из колонны:
, (1.55)
кг/с.
Скрытую теплоту конденсации 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 температуру охлаждающей воды на входе в дефлегматор tн
=9ْ С, на выходе tк
=29ْ С, тогда расход воды на дефлегматор составит:
кг/с.
1.8.3 Выбор холодильника дистиллята
Расход воды на холодильник 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 охлажденным дистиллятом
4. С охлаждающей водой
Тепловой баланс:
(1.57)
Подставляя в последнее уравнение вместо , выражения из теплового баланса и решая его относительно расхода охлаждающей воды, имеем:
(1.58)
где сд
– теплоёмкость дистиллята при его средней температуре. Дано tод
охлаждения дистиллята t=35,0°С.
.
Теплопроводность дистиллята при этой температуре
, (1.59)
где ;
,
,
(начальные конечные температуры принимаем такими же, как в дефлегматоре)
1.8.4 Холодильник кубового остатка
Таблица 4—Тепловой баланс для 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 уравнение вместо , выражение теплового баланса и, решая его относительно расхода охлаждающей воды, получим:
, (1.61)
где - теплоёмкость кубового остатка при его средней температуре tхиср
,
.
Конечная температура кубового остатка задана 45°С:
,
1.8.5 Кипятильник колонны
Тепловая нагрузка кипятильника колонны определялась ранее Q=5590,6 кВт, средняя разность температур в кипятильнике – разность между температурой греющего пара при Р=0,3МПа и температурой кипения кубового остатка:
При ориентировочно принятом значении коэффициента в кипятильнике к=1500 Вт(м3
к) площадь поверхности теплообменника составит:
(1.62)
2. Конструктивный расчёт ректификационной колонны
2.1 Расчёт диаметров штуцеров, подбор фланцев
Рассчитаем диаметры основных штуцеров, через которые проходят известные по величине материальные потоки, а именно: штуцер подачи исходной смеси, штуцеры выхода паров из колонны, штуцер выхода кубового остатка.
Независимо от назначения штуцера его диаметр рассчитывают из уравнения расхода:
, (2.1)
где V – объёмный расход среды через штуцер, м3
/с; – скорость движения среды в штуцере, м/с;
;
Штуцер подачи исходной смеси
(2.2)
,
при
;
,
.
Принимая XF
=1,5м/с, получим:
.
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 70x3 (внутренний диаметр dвн
=70-3·2=64мм).
Скорость движения питательной смеси в штуцере:
, (2.3)
.
Штуцер подачи флегмы:
, (2.4)
При
.
Принимаем XR
=1,0м/с,
Тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 70x3 (внутренний диаметр dвн
=70-3·2=64мм).
Скорость движения флегмы в штуцере:
(2.5)
Штуцер выхода кубового остатка:
, (2.6)
При
плотность воды .
.
Принимаем XW
=0,5м/с,
Тогда
.
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 95x4 (внутренний диаметр dвн
=95-4·2=87мм=0,087м)
Скорость движения кубового остатка в штуцере:
.
Штуцер выхода паров из колонны:
, (2.7)
.
Определяем среднюю плотность пара для верхней и нижней части колонны:
, (2.8)
.
Принимаем у
=25 м/с.
.
Выбираем стальную электросварную прямошовную ГОСТ10704-81 630х16, внутренний диаметр которой равен dвн
=630-16·2=598 мм. Следовательно, скорость паров в штуцере:
, (2.9)
Для всех штуцеров выбираем стандартные фланцы тип 1[9]. Для штуцера подачи исходной смеси и флегмы 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 принимаем паронит марки ПОН (ГОСТ481-80).
3.1 Гидравлический расчёт
Цель гидравлического расчёта – определение величины сопротивлений различных участков трубопроводов и теплообменника и подбор насоса, обеспечивающего заданную подачу и рассчитанный напор при перекачке этанола.
Различают два вида сопротивлений (потерь напора): сопротивления трения (по длине) h1
и местные сопротивления hмс
.
Для расчёта потерь напора по длине пользуются формулой Дарси-Вейсбаха.
, (3.1)
где λ – гидравлический коэффициент трения;
l – длина трубопровода или тракта по которому протекает теплоноситель, м;
d – диаметр трубопровода, м;
- скоростной коэффициент напора, м.
Для расчёта потерь напора в местных сопротивлениях применяется формула Вейсбаха:
, (3.2)
где ξ – коэффициент местных сопротивлений;
- скоростной напор за местным сопротивлением, м.
3.1.1 Определение геометрических характеристик трубопровода
Гидравлическому расчёту подлежит схема на рис 1. Диаметр всасывающего и напорного трубопроводов определим из уравнения расхода, принимая скорость во всасывающем трубопроводе вс
=1,0÷1,5м/с, в напорном 1,5÷2,0м/с.
. (3.3)
Рисунок 1— Расчетная схема
В выражении (3.3) - объёмный расход питательной смеси (этанол)
,
,
по ГОСТ 9941-62 выбираем трубу 95х4 (внутренний диаметр 87).
Скорость движения этанола на всасывающем участке трубы
, (3.4)
,
Определяем режим движения на всасывающем участке трубопровода
, (3.5)
где - кинематический коэффициент вязкости при t=19°С.
,
—режим движения турбулентный.
Определяем трубу для напорного участка н
=1,5м/с
.
По ГОСТ выбираем трубу напорного трубопровода диаметром 70х3 (внутренний диаметр 64мм).
Скорость движения этанола на напорном участке трубы:
.
Режим движения на напорном участке трубопровода:
(3.7)
.
При данном числе Рейнольдса режим движения турбулентный.
Режим движения этанола на напорном участке трубопровода от теплообменника до ректификационной колонны:
(3.8)
где - коэффициент вязкости при t=85°С
.
Следовательно, режим движения турбулентный.
Скорость движения этанола в трубках аппарата:
, (3.9)
.
, (3.10)
.
Режим движения турбулентный.
Расчёт сопротивлений на всасывающем участке трубопровода.
При турбулентном режиме движения гидравлический коэффициент трения λ может зависеть и от числа Рейнольдса, и от шероховатости трубы.
Рассчитаем гидравлический коэффициент трения λ для гидравлически гладких труб по формуле Блазиуса.,
. (3.11)
Проверим трубу на шероховатость, рассчитав толщину вязкого подслоя δ и сравнив её с величиной абсолютной шероховатости.
, (3.12)
где - для стальных бесшовных туб.
,
, (3.13)
м.
Т.к. δ>∆, следовательно труба гидравлически гладкая λ=λгл
=0,0276 на всех остальных участках трубопровода будем считать трубу так же гидравлически гладкой.
В соответствии с заданным вариантом Н=14м – максимальная высота подъёма, hвс
=1,0м-высота всасывания, lвс
=2,8 – длина всасывающего трубопровода, l΄н
=12м – длина трубопровода от теплообменника до ректификационной колонны, lн
=25м – длина нагнетательного трубопровода. 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 насосной установки на всасывающей линии имеются следующие местные сопротивления: главный поворот на 90°, вход в трубу. Коэффициент местного сопротивления ξвх
=1,0; ξпов
=0,5, следовательно ∑ξ=0,5+1=1,5 по формуле Вейсбаха потери напора в местных сопротивлениях определяются как
, (3.14)
где ξ – коэффициент местных сопротивлений; - скоростной напор за местным сопротивлением, м.
.
Суммарные потери напора на всасывающем участке трубопровода:
, (3.15)
.
Расчёт сопротивлений на напорном участке трубопровода от насоса до теплообменника. Т.к. труба гидравлически гладкая, то гидравлический коэффициент трения λ рассчитываем по формуле Блазиуса (3.11):
,
.
Потери напора по длине:
, (3.16)
.
Согласно расчётной схеме на напорном участке трубопровода от насоса до теплообменника имеется один вид местного сопротивления – главный поворот ξ=0,5
.
Суммарные потери напора на участке напорного трубопровода от насоса до теплообменника:
.
Расчёт сопротивления теплообменника
Определим напор теряемый в местных сопротивлениях теплообменника ( рис 1)
,
.
Предварительно вычисляем площади на различных участках.
Рисунок 2— Коэффициенты местных сопротивлений теплообменника
Площадь поперечного сечения штуцера
, (3.18)
Площадь поперечного сечения крышки (свободного сечения аппарата)
, (3.19)
.
Площадь поперечного сечения 28-и труб одного хода теплообменника:
, (3.20)
.
Скорость и скоростной напор в соответствующих сечениях:
,
,
.
Коэффициент местных сопротивлений:
а) при входе через штуцер в крышку (внезапное расширение):
, (3.21)
;
б) при входе потока из крышки в трубы (внезапное сужение):
, (3.22)
.
в) при входе потока из труб в крышку (внезапное расширение):
, (3.23)
.
г) при входе потока из крышки в штуцер (внезапное сужение):
, (3.24)
Вычислим потери напора в местных сопротивлениях:
а) при входе потока через штуцер:
,
б) при входе потока в трубы:
,
в) при выходе потока из труб:
,
г) при выходе потока из крышки через штуцер:
,
д) при повороте из одного хода в другой на 180° (ξ=2,5):
.
Суммарные потери напора в местных сопротивлениях теплообменника:
(3.25)
.
Общее потери потока (по длине и в местных сопротивлениях теплообменника):
, (3.26)
.
Расчёт сопротивления участка напорного трубопровода от теплообменника до колонны:
,
,
,
.
Участок напорного трубопровода включает два плавных поворота трубопровода ξпов
=0,5:
,
,
.
Суммарные потери напора в насосной установке (сети):
, (3.27)
.
3.1 Подбор насоса
Определение требуемого напора.
Требуемый напор насоса определим по формуле:
, (3.28)
где Н=14м – высота подъёма жидкости в насосной установке;
hвс
=1,0м – высота всасывания насоса;
Рр
=9,81·104
Па – давление в колонне;
Ратм
=9,81·104
Па – атмосферное давление;
∑hn
=0,992 м – суммарные потери напора в сети.
.
Выбор типа и марки насоса
Выбираем для перекачки метанола насос по рассчитанному требуемому напору и заданной подаче:
.
Выбираем насос марки 2К-9 со следующими параметрами:
Подача – 20м3
/час, полный напор – 18,5м, число оборотов – 2900об/мин, внутренний диаметр патрубков: входного – 50мм., напорного – 40мм., количество колёс – 1, марка насоса 2К-9, габаритные размеры: длина – 438мм, ширина – 206мм, высота – 247мм, вес – 31кг, КПД – 68%, допустимая максимальная высота всасывания , диаметр рабочего колеса – Д=129мм.
,(3.29)
где , (3.30)
.
Так как трубопровод эксплуатируется в квадратичной зоне сопротивлений (Re>105), то зависимость потерь напора в трубопроводе от изменения 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 кривой сопротивления трубопровода, выражающее собой потребные напоры насоса при различных расходах (подачах) по заданному трубопроводу:
(3.33)
Задаваясь различными значениями Q, рассчитываем соответствующие им значения Нтр
. Результаты расчёта заносим в таблицы 5.
По данным таблицы 5 строим характеристику трубопровода Нтр
=f(Q), отложив на оси ординат величину Нст
=15м.
Таблица 5— Характеристики трубопровода
№ п/п |
Q | Нтр
м |
∑hп
м |
Нтр
м |
|
| м3
/с |
м3
/ч |
||||
| 1 | 0 | 0 | 15 | 0 | 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 пересечения характеристик насоса и трубопровода определяет рабочую точку А, координаты которой: , , NA
=1,51 кВт, =68% (см приложение).
4. Описание технологической схемы
Этан-этиленовая фракция 4.6.1 подается в абсорбционную колонну КА, где абсорбируется под воздействием серной концентрированной кислоты 6.1.1. Затем этановая фракция 4.6.2 через дроссель ДР подается в скруббер С1, после чего отводится через брызгоуловитель Б. В свою очередь раствор этилсульфатов 6.1.2 направляется в холодильник Х1, который охлаждает посредствам оборотной воды 1.6.1. Охлажденный раствор этилсульфатов 6.1.2 подается в гидролизер Г, откуда гидролизат 6.1.3 попадает в отпарную колонну КО. Под воздействием давления выше атмосферного и насыщенного пара 2.2 из гидролизат 6.1.3 образуются пары этанола загрязненные 4.9.1 и серная кислота концентрированная 6.1.1. Поступающие в конденсатор К пары этанола загрязненные 4.9.1 конденсируются и в виде раствора попадают в сепаратор СП, где отделяются от раствора газовые примеси 5.2, далее направляются в скруббер С3, затем раствор спирта-сырца 8.9.2 направляется в емкость1, откуда с помощью центробежного насоса Н2 перекачивается в подогреватель П. Разогретый до температуры 83ْ С раствор этанола—сырца 8.9.2 подается в ректификационную колонну КР, откуда пар этанола обогащенный 4.9.3 поступает в дефлегматор Д, откуда с помощью распределителя Р часть в виде флегмы возвращается обратно в ректификационную колонну КР, другая часть охлаждается в холодильнике Х3. Дистиллят этанола 8.9.3 направляется в емкость Е3, откуда перекачивается центробежным насосом Н4 на последующие технологические операции. Часть кубового остатка 1.9 из ректификационной колонны КР попадет в кипятильник КП, из которого конденсат 1.8 отводится конденсатоотводчиком КО2, а часть в виде пара кубового остатка 2.9 подается на дальнейшую ректификацию в колонну.
Кубовый остаток 1.9 также из ректификационной колонны КР направляется в холодильник Х2. охлаждающий за счет оборотной воды 1.6.1. Охлажденный кубовый остаток подается в емкость Е2 и насосом Н3 перекачивается на последующие технологические операции.
Список используемой литературы
1. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии: Учебник для техникумов. –Л.: Химия, 1991.-352 с.
2. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии. – М.: Химия, 1995.-Ч. 1,2.- 766с.
3. Красовицкий Ю.В. Процессы и аппараты 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 по курсу 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 и аппараты 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 и аппараты химической технологии / А.Н. Плановский, В.М. Рамм, С.З. Каган. - 5-е изд., стереотип. – М.: Химия, 1983.-783 с.
7. Колонные аппараты: Каталог. М.: ЦИНТИхимнефтемаш, 1978. 31 с.
8. Логинов А.В. Процессы и аппараты химических и пищевых производств (пособие по проектированию) / А.В. Логинов, Н.М. Подгорнова, И.Н. Болгова;Воронеж. гос. технолог. акад. Воронеж, 2003. 264 с.
9. Лащинский А.А. Основы расчета и конструирования 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.