Расчет ректификационной колонны (работа 3)

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 G>F>—производительность установки по исходной смеси, G>Д> –производительность установки по дистилляту, G>W>— производительность установки по кубовому остатку.

Материальный баланс для НК:

, (1.2)

где х>F>, x>Д, >х>W>— массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке соответственно. Преобразуем выражение (1.2)

,

3,06·28=(3,06-G>W>)86+ G>W> ·0,5,

3,06·28=3,06·86- G>W> ·86+ G>W> ·0,5,

85,68=263,16- G>W> ·85,5,

,

G>W> =2,08 кг/с.

Из уравнения (1.1) определяем расход дистиллята, кг/с.

G>Д>=G>F>-- G>W>,

G>Д> =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 М>в ,>М> э>— молярная масса воды и этилового спирта соответственно. М>в> =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 х>Д>=0,71, а на кривой равновесия точку В с абсциссой х>F>=0,132 (см. прил.) Измерив отрезок в>мах>, отсекаемый прямой СВ на оси ординат находим R>min> 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 В>1>, соединив ее с А и С, получаем СВ>1> – линия рабочих концентраций укрепляющей части колонны, АВ>1> – линия концентраций исчерпывающей части колонны.

Число теоретических тарелок определяем путем построения ступенчатой линии между линией равновесия и линиями рабочих концентраций в пределах от х>Д >до > >х>W>. 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 Р>э>, Р>в> – 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 µ>э>=0,38·10-3 Па µ>в>=0,299·10-3 Па

t=79°С µ>э>=0,44 ·10-3 Па µ>в>=0,344·10-3 Па

t=99°C µ>э>=0,3·10-3 Па µ>в>=0,287 ·10-3 Па

Вязкость исходной смеси, дистиллята и кубового остатка определяем по формуле:

, (1.10)

где х>Э >, > >х>В >– молярные доли компонентов (воды и этилового спирта);

µ>э>, µ>в> – вязкость компонентов жидкой смеси при температуре смеси.

Для исходной смеси:

,

Для дистиллята:

,

Для кубового остатка:

,

Определяем произведение α,µ и выбираем соответствующее КПД [5]:

η>1>=0,53,

η>2>=0,5,

η>3>=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)

,

  1. для нижней части колонны:

(1.14)

.

Плотности НК и ВК в формуле (1.12) необходимо выбрать при средней температуре, t>ср> в нижней и верхней части колонны:

, (1.15)

,

,

.

По таблице IV, XXXIX [4] определяем плотность ρ в зависимости от температуры t

При t>в ср>=82°С

ρ>нк> =731,2 кг/м3,

ρ>вк> =970,6 кг/м3,

При t>н ср>=92°С

ρ>нк> =723,6 кг/м3,

ρ>вк> =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 у>ср >– 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 G>Д>=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 L>в> – средний массовый расход по жидкости для верхней части колонны:

, (1.22)

для нижней части:

, (1.23)

где М>Д> и М>F> - мольные массы дистиллята и исходной смеси, М>в> и М>н> – 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 ω>пред>, при которой начинается брызгоунос. Для ситчатых тарелок.

(1.25)

Предельное значение скорости пара ω>пред> 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 Д>к> 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 d>0>=4 мм.

Высота сливной перегородки h>п>=40 мм.

Колонный аппарат Д>к> =1600 мм – внутренний диаметр колонны

F>к> =2,0 м2 – площадь поперечного сечения колонны

Расчёт высоты колонны

Определение высоты тарельчатой колонны мы проводим по уравнению:


(1.27)

H>1>=(n-1)H – высота тарельчатой части колонны;

h>1> – высота сепараторной части колонны мм., h>1> =1000 мм по табл2 [7];

h>2> – расстояние от нижней тарелки до днища, мм., h>2>=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:

H>к>=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];

ω>0> – 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; d>0>=0,004 м — эквивалентный диаметр прорези.

Па.

Сопротивление газожидкостного слоя принимаем равным:

, (1.34)

где h>пж> – 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:

t>F>=85° C

с> >>в>=4357,6 Дж/(кг·К)

с> >>э>=3289,2 Дж/(кг·К)

Дистиллята:

t>D>=79° C

с> >>в>=4231,9 Дж/(кг· К)

с> >>э>=3226,3 Дж/(кг· К)

Кубового остатка:

t>W>=99° C

с> >>в>=4609 Дж/(кг·К)

с> >>э>=3477,7 Дж/(кг·К)

Для расчета удельных теплот испарения смесей этанола с водой принимаем следующие значения чистых веществ [6]:

r>в>>F>=1961·103 Дж/кг

r>э>>F>=822·103 Дж/кг

r>в>>D>=2009·103 Дж/кг

r>э>>D>=844·103 Дж/кг

r>в>>W>=1936·103 Дж/кг

r>э>>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%:

c>w>=3477.7·0.005+4609(1-0.005)=4603 Дж/(кг·К),

Расход теплоты на испарение исходной смеси определяем по формуле:

, (1.39)

где G>Д> – 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 r>гр>=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:

G>F>=3,06 кг/с;

t>см>=20°C;

а>F>=28%; t>F>=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);

∆t>ср> средний температурный напор, °К.

Определяем тепловую нагрузку:

, (1.46)

где G>хол> – массовый расход этанола, кг/с;

с>хол> – средняя удельная теплоёмкость этанола Дж/кг·с;

t>2>, t>1> – 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 ∆t>ср> и средних температур теплоносителей t>ср1> и t>ср2>.

Для определения среднего температурного напора составим схему движения теплоносителей (в нашем случае схема противоточная)

Т>н>=132,7 пар Т>н> =132,7°С

∆t>м> = Т>н> - t>к >=132,7-85=47,7

∆t>б> = Т>н> – t>н >=132,7-20=112,7

.

t>к>=85 этиловый спирт t>н> =20°С

∆t>м> = 47,7

∆t>б> = 112,7

Т>н> выбираем по табл. XXXIX [4]

t>ср1> = Т>н>=132,7 °С, т.к. температура пара в процессе конденсации не меняется.

т.к , то

(1.49)

,

∆ t>ср>= t>ср1>-t>ср2>=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/(м2К), 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 r>Дэ>=852·103 Дж/кг, r>Дв>=2307·103 Дж/кг при t>Д>=79ْ С.

Дж/кг.

Принимаем температуру охлаждающей воды на входе в дефлегматор t>н>=9ْ С, на выходе t>к>=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 с>д> – теплоёмкость дистиллята при его средней температуре. Дано t>од> 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 t>хиср>,

.

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(м3к) 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 d>вн>=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 d>вн>=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 d>вн>=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 d>вн>=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 d>в>=72мм, D>1>=130мм, D=160мм, b=11мм, D>2>=110мм, h=3мм, d=12мм, n=8шт. Фланец штуцера кубового остатка d>в>=97мм, D>1>=160мм, D=195мм, b=22мм, D>2>=138мм, h=4мм, d=16мм, n=8шт. Фланец штуцера для выхода паров из колонны d>в>=634мм, D>1>=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) h>1> и местные сопротивления h>мс>.

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=λ>гл> =0,0276 на всех остальных участках трубопровода будем считать трубу так же гидравлически гладкой.

В соответствии с заданным вариантом Н=14м – максимальная высота подъёма, h>вс>=1,0м-высота всасывания, l>вс>=2,8 – длина всасывающего трубопровода, l΄>н>=12м – длина трубопровода от теплообменника до ректификационной колонны, l>н>=25м – длина нагнетательного трубопровода. Смесь подаётся по трубопроводу длиной l= l>вс>+ l>н> =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 ξ>вх>=1,0; ξ>пов>=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 ξ>пов>=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;

h>вс>=1,0м – высота всасывания насоса;

Р>р>=9,81·104 Па – давление в колонне;

Р>атм>=9,81·104 Па – атмосферное давление;

∑h>n>=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 Н>тр>. Результаты расчёта заносим в таблицы 5.

По данным таблицы 5 строим характеристику трубопровода Н>тр>=f(Q), отложив на оси ординат величину Н>ст>=15м.

Таблица 5— Характеристики трубопровода

№

п/п

Q

Н>тр>,

м

∑h>п>,

м

Н>тр>=Н>ст>+b·Q2,

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: , , N>A>=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.

1