1 краткое описание технологического процесса

СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ……………………………………………………......………….....5

1 КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО ПРОЦЕССА

В РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКЕ………………...............………....6

2 РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ…………..............……….9

2.1 Выбор тепловой схемы установки………….……..……….......…….….....9

2.2 Материальный баланс процесса ректификации………………….............10

2.3 Молярные концентрации низкокипящего компонента……….................11

2.4 Построение фазовой диаграммы и диаграммы равновесия..…................11

2.5 Расчет флегмового числа……………………………………………..........13

2.6 Определение числа тарелок в колонне.......................................................14

2.7 Конструктивный расчет колонны................................................................16

2.8 Гидравлический расчет колонны.................................................................23

2.9 Тепловой баланс колонны............................................................................26

2.9.1 Приход тепла..............................................................................................26

2.9.2 Расход тепла...............................................................................................27

2.10 Тепловой баланс дефлегматора.................................................................28

2.11 Тепловой баланс охладителя готового продукта.....................................29

2.12 Тепловой баланс подогревателя исходной смеси....................................30

2.13 Тепловой баланс конденсатора готового продукта.................................31

2.14 Тепловой баланс подогревателя кубовым остатком................................32

3 РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ..................................................................34

3.1 Конструктивный расчет дефлегматора.......................................................34

3.2 Конструктивный расчет охладителя готового продукта...........................37

ЗАКЛЮЧЕНИЕ...................................................................................................42

ПЕРЕЧЕНЬ ССЫЛОК........................................................................................43

ВВЕДЕНИЕ

Ректификация называемая часто перегонкой, пред­ставляет собой такой термический процесс разделения жидких смесей на их составные части, в котором из кипящей смеси выделяются пары, содержащие те же компоненты, но в другой пропорции. Обычно в парах процент содержания легкокипящих компонентов, имеющих более низкую температуру кипения при данном давлении, больше, чем в самой жидкой смеси. Ректификацией называют перегонку одной и той же смеси с многократными частичными конденсацией и сепарацией паров.

Ректификационные установки получили широ­кое применение в пищевой, нефтяной, химической и ряде других отрас­лей промышленности.

Путем перегонки смесей выделяют, например, в чистом или концен­трированном виде следующие продукты: этиловый спирт, бензол, уксус­ную кислоту, газы при крекинге, продукты переработки нефти– хлоропрен, нитротолуол, продукты хлорирования бензола, анилиновую воду, аммиак и многие другие промежуточные продукты и отходы различных производств. При перегонке могут разделяться как многокомпонентные, так и бинарные (состоящие из двух компонентов) смеси. В данном курсовом проекте рассматривается разделение бинарной смеси этиловый спирт–вода.

1 КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО ПРОЦЕССА В РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКЕ

Практическое осуществление многократной дистилляции и дефлегмации (частичной конденсации путем поверхностного охлаждения) требует большого числа громоздких, неэкономичных аппаратов. Поэтому на практике применяют принцип многократной частичной конденсации и сепарации путем ректификации, т.е. многократного тепло- и массообмена без ограничительной стенки, в одном аппарате– ректификационной колонне.

Рисунок 1.1– Принципиальная схема ректификационной колонны и процесс ректификации на t-x диаграмме

На рис. 1.1 показаны схемы и процессы тепло- и массообмена на t-х диаграмме в упрощенной ректификационной колонне с тремя тарелками, которые имеют по одному колпачку (в действующих колоннах иногда устанавливают более 300 колпачков на тарелке) [1]. Иногда вместо тарелок колонна имеет сита или заполняется насадкой из колец Рашига.

Рассмотрим по рис. 1.1 совместно принцип работы ректификацион­ной установки и происходящие в ней процессы тепло и массообмена. В перегонном кубе I за счет подвода тепла происходит испарение бинарной смеси. Пары смеси поднимаются в ректификационной колонне, а навстречу им из дефлегматора III стекает некоторая часть дистиллята, которая носит название флегмы. Пары на выходе из ректификационной колонны II с параметрами точки 8 (на t-х диаграмме) поступают в дефлегматор III, в котором они частично конденсируются за счет отдачи тепла подаваемой в него воде (процесс идет по линии 8–c₁). Парожидкостная эмульсия с параметрами, соответствующими точке с₁ поступает в сепаратор IV; в нем происходит отделение пара с парамет­рами точки 10 от жидкости (флегмы), параметры которой определяются точкой 9. Отсепарированный пар поступает в конденсатор V, где он пол­ностью конденсируется до состояния точки 11 и в виде готового продук­та (ректификата) поступает в сборный бак VI.

Процесс тепло- и массообмена на верхней тарелке протекает в сле­дующем порядке: жидкость (флегма), получающаяся в сепараторе IV, с параметрами точки 9 вступает в контакт с парами состояния точки 6, поступающими с предшествующей по ходу пара нижней тарелки; при этом происходит частичная конденсация паров до состояния с₂ и после­дующая их сепарация, в результате которой образуются пар состояния 8 и флегма состояния 7. Эта флегма по опускной трубе сливается на ниж­нюю тарелку и вступает в контакт с парами состояния 4. После сепара­ции образуются флегма состояния 5 и пары состояния 6 и т. д. Надеж­ное контактирование флегмы с парами осуществляется благодаря наличию на тарелках колпачков с прорезями в виде зубцов на нижней кромке, через которые проходят пузырьки пара при движении их с ниж­ней тарелки на верхнюю.

Таким образом, ректификация представляет собой процессы тепло- и массообмена при непосредственном смешении жидкой смеси (флегмы) с парами при их многократной частичной конденсации и сепарации. В процессе ректификации флегма, опускаясь и вступая в тепло- и массообмен с парами, поднимающимися по колонне, испаряется за счет тепла конденсации паров и при этом обедняется легкокипящим компонентом, но обогащается высококипящим компонентом за счет частичной конден­сации паров; пары же, наоборот, поднимаясь, обогащаются легкокипя­щим компонентом за счет испарения его из флегмы и обедняются высо­кокипящим компонентом. В результате такого массообмена возможна глубокая разгонка бинарных и многокомпонентных смесей.

Количество флегмы в килограммах, приходящееся на 1 кг пара в любом рассматриваемом сечении колонны, называется флегмовым числом. В расчетах по всей колонне принимают постоянное флегмовое число. В действительности оно может изменяться в зависимости от ин­тенсивности процессов тепло- и массообмена на отдельных тарелках.

Представленные на t-x диаграмме процессы ректификации возмож­ны только при переменных для различных тарелок количествах флегмы. Это следует из рассмотрения диаграммы, представленной на рис. 1.1, из которой видно, что отношение отрезков, соответствующих количест­вам флегмы и пара (флегмовые числа), для отдельных ступеней раз­личны.

Характеристика процессов на отдельных тарелках может изменять­ся также в зависимости от режима работы колонны.

2 РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

2.1 Выбор тепловой схемы установки

Составляем принципиальную схему ректификационной установки (рис. 2.1) и наносим на нее значения заданных величин.

Рисунок 2.1– Тепловая схема ректификационной установки

Исходная смесь, подогретая до температуры кипения в теплообменных аппаратах 4, 6, 7 подается в среднюю часть колонны. Пары НКК поднимаются вверх и поступают в дефлегматор 3, где за счет подвода охлаждающей воды часть паров конденсируется. Флегма поступает на верхнюю тарелку колонны 2, а пар– в конденсатор– подогреватель исходной смеси 4, где часть паров конденсируется за счет передачи тепла исходной смеси. Оставшийся пар поступает в конденсатор 5, где происходит его конденсация за счет подвода охлаждающей воды. Сконденсировавшийся ректификат подается в охладитель 6, где охлаждается до заданной температуры за счет передачи тепла исходной смеси. Тепло на кипение в колонне подводится к теплообменнику куба колонны 1, который располагается внутри куба или выносится в виде самостоятельного теплообменника.

Применение данной схемы позволяет не использовать греющий пар для подогрева исходной смеси, а так же снизить расход охлаждающей воды.

Использование в дефлегматоре охлаждающей воды позволяет при необходимости изменять количество флегмы, возвращаемой в колонну, путем изменения расхода охлаждающей воды.

2.2 Материальный баланс процесса ректификации

Материальный баланс, основанный на законе сохранения массы вещества, составляется для определения количества материальных потоков по всему количеству вещества и низкокипящему компоненту. Затем определятся количество дистиллята и кубового остатка.

Уравнение материального баланса для всего количества смеси:

кг/с,

где G_f– количество исходной смеси, кг/с;

G_d– количество дистиллята, кг/с;

G_w– количество кубового остатка, кг/с.

Уравнение материального баланса для низкокипящего компонента:

,

где a_f, a_d, a_w– содержание низкокипящего компонента в массовых долях в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке.

Т.к. количество разгоняемой смеси и концентрации заданы, определяем из этих уравнений количество дистиллята и кубового остатка:

кг/с;

кг/с.

2.3 Молярные концентрации низкокипящего компонента

Т. к. заданы массовые концентрации а_f, а_w, а_d, то для определения количества тарелок необходимо пересчитать их в молярные концентрации.

При этом используются молекулярные массы компонентов– этилового спирта (μ_с=46) и воды (μ_в=18).

Молярная доля спирта С₂Н₅ОН в начальной смеси:

%.

Молярная доля спирта С₂Н₅ОН в дистилляте:

%.

Молярная доля спирта С₂Н₅ОН в кубовом остатке:

%.

2.4 Построение фазовой диаграммы и диаграммы равновесия

Выбрав несколько значений температуры кипения смеси, лежащих между температурами кипения чистых компонентов А и В по таблице 3-1 [2], строим фазовую t-x-y- диаграмму (рисунок 2.2), в которой по оси абсцисс отложены молярные концентрации низкокипящего компонента в жидкости– х и в парах– у, а по оси ординат– температура t.

По тем же данным строим х-у- диаграмму (рисунок 2.3), в которой по оси абсцисс отложены молярные концентрации низкокипящего компонента в жидкости– х, а по оси ординат– в парах– у.

Рисунок 2.2– Фазовая диаграмма смеси «этиловый спирт– вода»

Рисунок 2.3– Диаграмма равновесия смеси «этиловый спирт– вода»

2.5 Расчет флегмового числа

Работа колонны в большой степени зависит от величины флегмового числа:

,

где R– флегмовое число;

G_ф– массовый расход флегмы;

G_d– массовый расход дистиллята.

Для определения рабочего флегмового числа R необходимо знать минимальное флегмовое число:

,

где y_f– молярная концентрация в паровой фазе, соответствующая концентрации в жидкости χ_f; определяется по диаграмме равновесия (рисунок 2.3) y_f =51,8 %.

Определяем минимальное флегмовое число:

.

Рабочее флегмовое число определяем по формуле:

,

где β– коэффициент избытка флегмы (β=1.2÷2.5 [3]) принимаем β=2;

.

2.6 Определение числа тарелок в колонне

Для определения теоретического числа тарелок, на диаграмме равновесия разделяемой смеси (рисунок 2.4) проводим диагональ ОК и вертикальные прямые:

x_w= 2 %; x_f= 17,4 %; x_d= 61%.

Отмечаем точки W и N (пересечений диагонали соответственно с пер­вой и третьей прямой) и точку F₁ пересечения второй прямой с кривой равновесия. Затем откладываем на оси У отрезок ОМ = В, причем:

.

В качестве рабочей линии укрепляющей части колонны проводим на tx-диаграмме прямую MN. Точку пересечения этой прямой с x_f соединяем с точкой W, в результате чего получаем рабочую линию FW исчерпывающей части колонны.

По ух- диаграмме определяем теоретическое число тарелок (ступе­ней изменения концентраций). Для этого строим ступенчатую линию, состоящую из горизонтальных и вертикальных отрезков, в пределах изменения х от х_d до x_w

Количество ступеней, соответ­ствующее теоретическому числу тарелок,

n_т= 5 шт.

Для определения действительного числа тарелок определяем коэффициент полезного дей­ствия тарелки [2] по формуле:

,

где μ_ж– вязкость разгоняемой жидкости (определяем по таблице 3-2 [2]) μ_ж=0,32 спз;

α– относительная летучесть.

Рисунок 2.4– Графическое определение теоретического числа тарелок в колонне по диаграмме равновесия

Относительная летучесть α определяем по формуле:

,

где Т_В= 373 К; Т_А= 351,4 К– температуры кипения компонентов.

=> α= 1,85.

Коэффициент полезного действия тарелки равен:

.

Определяем действительное число тарелок:

шт.

Принимаем действительное число тарелок n= 9 шт.

2.7 Конструктивный расчет колонны

Для определения размеров колонны вычислим средние значения основных параметров паровой смеси и жидкости в колонне.

Количество поднимающихся паров:

кг/с.

Количество стекающей жидкости в укрепляющей части колонны равно количеству флегмы и составляет:

кг/с.

Количество стекающей жидкости в исчерпывающей части колонны:

кг/с.

По рабочей линии ух- диаграммы (рисунок 2.3) определяем состав па­ра в точке F, соответствующий составу исходной смеси (у_f=45,8 %), затем нахо­дим среднюю молярную долю пара в верхней части колонны в молярных долях:

.

Средняя молярная доля пара в нижней части колонны:

.

Средняя молярная доля пара в колонне:

.

По фазовой tx-диаграмме (рисунок 2.2) находим, что величине у_ср=0,387 соответствует температура пара t_п = 88,2 °С.

Молярная доля спирта в жидкости при у_ср=0,387:

.

Средняя молекулярная масса пара, имеющего концентрацию у_ср, определяется по соотношению:

.

Средняя плотность пара при t_п=88,2 °С и р=1 ат по уравнению со­стояния составляет:

кг/м³,

где R– универсальная газовая постоянная, кгс·м/кмоль·град.

Определяем объемный расход пара:

м³/с.

Средняя молярная доля жидкости в верхней части колонны:

.

Плотности низкокипящего (спирта) и высококипящего (воды) компонентов при t = 88,2 °С (табл. 3-3 [2]) равны: ρ_а= 727,5 кг/м³, ρ_b= 950 кг/м³.

Плотность жидкости в верхней части колонны:

кг/м³.

Средняя молярная доля жидкости в нижней части колонны:

.

Плотность жидкости в нижней части колонны:

кг/м³.

Средняя плотность жидкости в колонне:

кг/м³.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

м³/с.

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

м³/с.

Определим основные размеры колонны с капсульными колпачками.

Для уменьшения уноса жидкости с поднимающимися парами же­лательно иметь большее расстояние между тарелками, но в этом случае возрастает общая высота ко­лонны.

По таблице 3-10 [2] расстояние между тарелками Н_т для ко­лонных аппаратов с капсуль­ными колпачками принимают Н_т= 200÷350 мм и более.

Задаемся Н_т = 300 мм.

Определяем по рисунку 3-9 [2] по значению Н_т и = 0,77 кг/м³ предельно допустимую ско­рость пара в колонне ω_пр= 1,2 м/с.

Рабочую скорость обычно принимают равной (0,8÷ 0,9) ω_пр, принимаем:

ω_р=0,8·1,2= 0,96 м/с.

Определяем сечение колонны:

м².

Рассчитаем диаметр колонны:

м.

Принимаем согласно таблице 3-10 [2] D_к=1800 мм.

Активная высота колонны:

м.

Исходя из табл. 3-11 [2], основные размеры нормализованных колпачковых тарелок со сливными устройствами сегментного типа принимаем при D_к=1,8 м Количество колпачков n_к = 96 шт.

В таблице 3-11 [2] указано, что площадь сечения переливной сегмент­ной трубы в свету для этих условий при D_к=1800 мм и n= 96 состав­ляет S_сл= 0,09 м², длина сливного борта 1100 мм, а площадь поперечного сечения колонны S=2,54 м².

Истинная площадь поперечного сечения колонны, свободная для прохода пара, равна:

м².

Соответственно действительная скорость пара в свободном сече­нии колонны равна:

м/с.

По условиям разбивки колпачков согласно таблице 3-11 [2] количество паровых патрубков равно n=96 а суммарная площадь сечения паровых патрубков 0,29 м². Площадь сечения одного патрубка равна:

м².

Внутренний диаметр патрубка:

м.

Определим размеры колпачков. Поскольку при конструировании колпачков исходят из равенства площадей, имеем:

,

где S₁– площадь поперечного сечения газового патрубка;

S₂– площадь между верхним краем га­зового патрубка и кол­пачком;

S₃– площадь кольцевого пространства между газовым патруб­ком и колпачком;

S₄– площадь сечения проре­зей одного колпачка.

Схе­ма колонны с указанными размерами колпачков при­ведена на рисунке 2.5.

Рисунок 2.5– Схема колонны с колпачковыми тарелками

Площадь S₂ можно определить по формуле:

,

где h– расстояние от верхнего края патрубка до колпачка по вер­тикали.

Из равенства S₁=S₂ имеем:

мм.

Далее из формулы:

,

учитывая равенство S₁=S₃ и принимая 70 мм, определяем внутренний диаметр колпачка:

м.

Выбираем колпачки с внутренним диаметром 94 мм и наружным диаметром 100 мм (что соответствует данным таблицы 3-11 [2]).

Принимаем прямоугольные прорези шириной b= 4 мм и высотой h= 20 мм.

Площадь сечения одной прорези:

м².

При условии равенства проходных сечений для пара в патрубке и в прорезях колпачка определяем число прорезей в колпачке:

шт.

Определяем скорость пара в прорезях. Фактическое живое сече­ние в прорезях колпачков на одной тарелке составляет:

м².

Отношение живого сечения прорезей к площади поперечного сечения колонны, свободной для прохода пара:

.

Тогда скорость пара в прорезях:

м/с.

Находим скорость, соответствующую полному открытию прорезей, по формуле [2]:

,

где – коэффи­циент сопротивления (по таблице 3-8 [2] ξ= 5).

м/с.

Поскольку w₀>w'₀, принятые компоновка и конструкция колпачков обеспечивают полное открытие прорезей.

2.8 Гидравлический расчет колонны

Определим гидравлическое сопротивление тарелки Δр, которое складывается из сопротивления Δр₁ сухой тарелки, сопротивления Δр₂ столба жид­кости на тарелке, соответствующего глубине барботажа и сопротивления Δр₃, обусловленного силами поверхностного натяжения жид­кости:

.

Сопротивление сухой тарелки Δр₁ определим по формуле:

,

где ω₀– скорость пара в прорезях;

– коэффи­циент сопротивления (по таблице 3-8 [2] ξ= 5);

н/м².

Зная периметр (длину сливного порога) П=1,1 м (определяется из таблицы 3-11 [2]), определяем высоту уровня жидкости над сливным порогом по формуле:

,

где k– отношение плотности пены к плотности чистой жидкости (при расчетах принимают k =0,5).

Для верхней части колонны:

м.

Для нижней части колонны:

м.

Сопротивление столба жидкости на тарелке Δр₂ вычисляем по формуле:

,

где g=9,81 м/сек²;

k =0,5;

ρ_ж– плотность жидкости, кг/м³;

е– расстоя­ние от верхнего края прорезей до верха сливного порога, м (принимаем е=20 мм);

h– высота прорези, м;

Δh_пр– высота уровня жидкости над сливным порогом, м.

Для верхней части колонны:

н/м².

Для нижней части колонны:

н/м².

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, вычисляем по формуле:

,

где σ_ж– поверхностное натяжение жидкости, н/м;

d_э– эквивалентный диаметр прорези в колпачковой тарелке, м::

м.

Величина поверхностного натяжения σ_ж находится по таблице 3-4 [2]. Для верхней части колонны при t_ж=77 °С, =0,392 σ^в_ж≈24·10^-3 н/м, для нижней части колонны (t_ж =89,4°С, = 0,097) σ^н_ж≈34·10^-3 н/м.

Следовательно, для верхней и нижней частей колонны сопротивле­ния будут соответственно:

н/м²;

н/м².

Общие сопротивления тарелок:

н/м²,

н/м²,

н/м².

2.9 Тепловой баланс колонны

Тепловой баланс колонны (рисунок 2.1) составляется для определения расхода греющего пара в ректификационных установках непрерывного действия.

По фазовой диаграмме (рисунок 2.2) находим температуру кипения исходной смеси t_f= 83,7 ºС, дистиллята t_d= 79,3 ºС и кубового остатка t_w=95 ºС.

2.9.1 Приход тепла

Количество тепла, вносимое начальной смесью:

,

где с_а– удельная теплоемкость спирта (с_а = 3,266 );

с_b– удельная теплоемкость воды (с_b = 4,187 );

а_f– содержание спирта в исходной смеси, % массе;

Здесь, и далее удельные теплоемкости берутся по таблицам 3-5 и 3-7 [2] при соответствующих температурах;

кДж/с.

Количество тепла, вносимое в колонну греющим паром:

,

где i и i_K– энтальпия водяного пара и его конденсата при заданном давлении, кДж/кг (определяем при р=0,45МПа по таблице VI-7 [4] i= 2743,5 кДж/кг; i_к= 622,4 кДж/кг).

Тепло, вносимое флегмой:

кДж/с.

2.9.2 Расход тепла

Тепло, уносимое парами, поднимающимися с верхней тарелки в деф­легматор:

,

где r_a и r_b– теплоты парообразования компонентов (определяем по таблицам 3-6 [2] и VI-7 [4]) r_a= 850 кДж/кг; r_b= 2258 кДж/кг.

кДж/с.

Тепло, уносимое с кубовым остатком:

кДж/с.

Потери в окружающую среду [3]:

кДж/с.

Уравнение теплового баланса для колонны:

,

откуда расход тепла на колонну определяется равенством

,

а расход греющего пара:

кг/с.

2.10 Тепловой баланс дефлегматора

Количество тепла, передаваемое паром в дефлегматоре:

,

где Q₁– тепло вносимое в деф­легматор парами, поднимающимися с верхней тарелки (по п. 2.9.2 Q₁= 2416,8 кДж/с);

Q₂– тепло, уносимое флегмой из дефлегматора в колонну (по п. 2.9.1 Q₂= 163,1 кДж/с);

Q₃– тепло, уносимое парами в подогреватель исходной смеси;

кДж/с;

кДж/с.

Количество тепла, передаваемое охлаждающей воде в дефлегматоре с учетом потерь в окружающую среду (η_деф=0,95):

кДж/с.

Задавшись температурами воды на входе в дефлегматор 22 ºС и на выходе из дефлегматора 32 ºС определяем расход охлаждающей воды:

кг/с = 55,8 т/ч.

2.11 Тепловой баланс охладителя готового продукта

Уравнение теплового баланса охладителя готового продукта (1-1)[1]:

,

где – температура дистиллята на входе и выходе теплообменника;

η_охл– КПД теплообменника, учитывающий потери в окружающую среду (η_охл=0,95);

– температура исходной смеси на входе и выходе теплообменника.

Из этого уравнения определяем температуру исходной смеси на выходе из теплообменника :

ºС.

Количество тепла, передаваемое исходной смеси:

кДж/с.

2.12 Тепловой баланс подогревателя исходной смеси

Схема подогревателя исходной смеси представлена на рисунке 2.6.

Рисунок 2.6– Схема подогревателя исходной смеси

Уравнение теплового баланса:

или

.

Подставив в последнее выражение , получаем выражение для определения расхода конденсата:

.

Принимаем температуру исходной смеси на выходе из подогревателя ºС и рассчитываем расход конденсата:

кг/с.

Расход пара на выходе из подогревателя:

кг/с.

Количество тепла, получаемое исходной смесью в подогревателе:

кДж/с.

2.13 Тепловой баланс конденсатора готового продукта

Уравнение теплового баланса конденсатора готового продукта:

,

где η_кон– КПД теплообменника, учитывающий потери в окружающую среду (η_кон=0,95);

– температура воды на входе и выходе теплообменника.

Из этого уравнения определяем количество тепла, передаваемое охлаждающей воде:

кДж/с.

Задавшись температурами воды на входе в конденсатор 22 ºС и на выходе из конденсатора 32 ºС определяем расход охлаждающей воды:

кг/с = 65,2 т/ч.

2.14 Тепловой баланс подогревателя кубовым остатком

Уравнение теплового баланса подогревателя кубовым остатком (1-1)[1]:

,

где – температура кубового остатка на входе и выходе теплообменника;

η_пко– КПД теплообменника, учитывающий потери в окружающую среду (η_пко=0,95);

– температура исходной смеси на входе и выходе теплообменника.

Из этого уравнения определяем температуру кубового остатка на выходе из теплообменника :

ºС.

Количество тепла, передаваемое исходной смеси:

кДж/с.

3 РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ

3.1 Конструктивный расчет конденсатора готового продукта

Температура кипения этилового спирта при заданной концентрации и атмосферном давлении равна t_к= 79,3 ºС.

Определим среднюю разность температур между конденсирующимся спиртом и охлаждающей водой.

Большая разность температур:

ºС.

Меньшая разность температур:

ºС.

Ввиду того, что отношение , температурный напор определяем как среднюю арифметическую разность температур:

ºС.

Средняя температура охлаждающей воды:

ºС.

Тепловая нагрузка по п 2.10 Q= 759 кДж/с, а расход воды G_в= 18,11 кг/с. Плотность воды при t_в=27 ºС определяем по таблице 2-17 [5] ρ_в=996,5 кг/м³.

Определим режим движения воды в трубах.
Рассчитаем, какое количество труб диаметром 25х2 ммпотребуется
на один ход в трубном пространстве при турбулентном движении
воды. Примем Re=20000.

Из выражений:

,

определим число труб в одном ходу:

шт,

где ν= 0,86· 10^-6 м²/с– вязкость воды при 27 °С,

По каталогам НИИХИММАШ и таблицам 1-28–1-30 [2] для аппаратов типа ТН выбираем двухходовой теплообменник с n=110 шт, n₁= 55 шт, D= 400 мм, L= 1500 мм.

Определим удельную тепловую нагрузку. Коэффициент теплоотдачи при конденсации спирта в случае конденсации на вертикальных трубах:

.

Задаемся температурой наружной стенки трубок t_ст1=43 ºС и находим [2, 5] физические константы при температуре пленки конденсата спирта:

ºС;

ρ= 860 кг/м³; λ=0,36·10^-3 кВт/(м· К); μ= 0,89 сп= 0,89·1,02·10^-4 кгс/м²;

r=1131,6 кДж/кг;

.

Действительная скорость воды:

м/с.

Действительное число Рейнольдса:

,

следовательно, режим течения турбулентный. Тогда:

,

где λ=0,612 Вт/(м·К);

ε_l– поправочный коэффициент ε_l=1 т.к. L/d=1,5/0,021=71>50;

Рr=5,8 для воды при 27 ºС;

Pr_ст– критерий Прандтля при температуре внутренней стенки трубок.

Определяем коэффициент теплопроводности стали λ_ст=51,4 Вт/(м·К) [5] и температуру внутренней стенки трубок:

ºС.

Определяем Pr_ст=4,3 [5] и рассчитываем коэффициент теплоотдачи со стороны воды:

.

Рассчитываем удельный тепловой поток со стороны конденсирующегося пара и со стороны охлаждающей воды:

;

.

Определяем относительную разность тепловых потоков:

% < 3%.

Так как полученная величина не превышает 3%, расчет коэффициентов теплоотдачи считаем оконченным.

Рассчитываем коэффициент теплопередачи:

.

Вычисляем площадь поверхности нагрева теплообменного аппарата:

м².

С небольшим запасом окончательно принимаем (таблица 1-28 [2]) двухходовой теплообменник типа ТН: n=110 шт, n₁= 55 шт, D= 400 мм, L= 1500 мм, F=12 м², d=25x2 мм. Чертеж теплообменника представлен на листе 2 графической части проекта.

3.2 Конструктивный расчет подогревателя кубовым остатком

В качестве исходных используем данные, полученные в результате теплового расчета ректификационной установки.

Кубовый остаток проходит по трубкам теплообменника и имеет параметры:

ºС; ºС; G₁=1,68 кг/с.

Исходная смесь перемещается в межтрубном пространстве теплообменника и имеет параметры:

ºС; ºС; G₂=2,8 кг/с.

Тепловая производительность теплообменника Q=59,6 кДж/с.

Принимаем противоточную схему движения теплоносителей и определяем среднюю разность температур между теплоносителями.

Большая разность температур:

ºС.

Меньшая разность температур:

ºС.

Определяем температурный напор:

ºС.

Вычисляем средние температуры теплоносителей и разделительной стенки:

ºС;

ºС;

ºС.

Определяем по [2, 5] физические свойства теплоносителей и стенки при средних температурах:

ρ₁=960 кг/м³; ν₁=0,42·10^-6 м²/с; λ₁=0,7 Вт/(м·К); Pr₁=2,33;

ρ₂=940 кг/м³; ν₂=0,5·10^-6 м²/с; λ₂=0,59 Вт/(м·К); Pr₂=3,28;

λ_ст=51,3 Вт/(м·К).

В соответствии с рекомендациями [1] задаемся диаметром трубок 16х2 мм и скоростью движения жидкости в трубках ω₁=0,51 м/с и определяем количество трубок в одном ходу:

шт.

При количестве ходов z=6 общее количество трубок:

шт.

Шаг трубок:

м.

По таблице 1-3 [1] определяем диаметр окружности, на которой расположены крайние трубки (D’=0,308 м) и, задавшись величиной зазора между крайними трубками и корпусом k=0,007 м, определяем внутренний диаметр корпуса:

м.

Определяем действительную скорость в трубках и критерий Рейнольдса:

м/с.

.

Вычисляем коэффициент теплоотдачи от греющего теплоносителя к стенке трубки по формуле (1-13) [1]:

.

Площадь сечения межтрубного пространства:

м².

Скорость теплоносителя в межтрубном пространстве:

м/с.

Эквивалентный диаметр межтрубного пространства:

м.

Критерий Рейнольдса:

.

Вычисляем коэффициент теплоотдачи от стенки трубки к нагреваемому теплоносителю по формуле (1-13) [1]:

.

Коэффициент теплопередачи:

.

Определяем площадь поверхности теплообмена:

м².

Вычисляем средний диаметр трубок и их длину:

м;

м.

Принимаем стандартную длину трубок L=5 м.

Задавшись скоростью движения теплоносителей в патрубках ω_п=0,5 м/с, определяем их диаметры.

Для греющего теплоносителя:

м.

Для нагреваемого теплоносителя:

м.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В проекте разработана схема ректификационной установки для разделения смеси этиловый спирт–вода, произведены расчеты: материального баланса установки, количества тарелок в колонне, конструктивных размеров колонны и тарелок, гидравлического сопротивления колонны, теплового баланса колонны и теплообменников, конструктивных размеров теплообменников.

При выполнении проекта закреплены навыки работы со справочной и специализированной литературой; получены навыки работы с программой «Компас», с помощью которой выполнена графическая часть проекта; освоена методика расчета и проектирования ректификационных установок и теплообменных аппаратов; закреплены и углублены знания, полученные при изучении дисциплин «Термодинамика и теплопередача», «Тепломассообменные установки», «Тепломассообмен».

ПЕРЕЧЕНЬ ССЫЛОК

1. Лебедев П. Д. Теплообменные, сушильные и холодильные установки. Учебник для студентов технических вузов. Изд. 2-е, перераб. М., «Энергия», 1972. – 320 с.

2. Лебедев П. Д., Щукин А. А. Теплоиспользующие установки промышленных предприятий. (Курсовое проектирование). Учеб. пособие для энергетических вузов и факультетов. М., «Энергия», 1970.– 408 с.

3. Методические указания к курсовому проектированию по курсу «Теплотехнологические процессы и установки»/ Яковлева В. А., Сахно А. Е., Кураковская А. В.–Донецк: ДонНТУ, 2004.

4. Тепловой расчет промышленных парогенераторов: Учеб. пособие для втузов/ Под ред. В. И. Частухина.– К., «Вища школа», 1980– 184 с.

5. Теплотехнологический справочник. Под общ. ред. В. Н. Юренева и П. Д. Лебедева. В 2-х т. Т.2. Изд. 2-е, перераб. М., «Энергия», 1976. – 896 с.

Дата добавления: 2015-10-21