Технологическая схема тарельчатой ситчатой ректификационной колонны. Свойства рабочих сред. Материальный баланс, определение рабочего флегмового числа. Расчет гидравлического сопротивления насадки. Тепловой расчет установки, холодильника дистиллята.
Аннотация к работе
При ректификации исходная смесь делится на две части: дистиллят - смесь, обогащенную низкокипящим компонентом (НК), и кубовый остаток - смесь, обогащенную высококипящим компонентом (ВК). Давление и скорость газа (пара), проходящего через отверстия тарелки, должны быть достаточными для того, чтобы преодолеть давление слоя жидкости на тарелке и предотвратить стекание жидкости через отверстия. По первому из них пары, уходящие из колонны, полностью конденсируются в одном конденсаторе 3, откуда часть конденсата возвращается в колонну для поддержания постоянного состава паров, а остальная часть охлаждается в холодильнике и отводится в качестве конечного продукта (дистиллята). Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4, который находится вне колонны, т.е. является выносным. Из пара конденсируется и переходит в жидкость приемущественно ВК, содержание которого в поступающем на тарелку паре выше равновесного с составом жидкости на тарелке.
Введение
Ректификация - массообменный процесс разделения однородной смеси летучих компонентов, осуществляемый путем противоточного многократного взаимодействия паров, образующихся 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.[4]
Процесс ректификации может протекать при атмосферном давлении, а также при давлениях выше и ниже атмосферного. Атмосферное давление принимают при разделении смесей, имеющих температуру кипения от 30 до 150 .
Степень разделения смеси жидкостей на составляющие компоненты и чистота получаемых дистиллята и кубового остатка зависит от того, насколько развита поверхность контакта фаз, от количества подаваемой на орошение флегмы и устройства ректификационной колонны.
В промышленности применяют тарельчатые, насадочные, пленочные трубчатые и центробежные пленочные аппараты. Они различаются в основном конструкцией внутреннего устройства аппарата, назначение которого - обеспечение взаимодействия жидкости и пара.
Преимущественное использование тарельчатых колонн в процессах перегонки объясняется их значительно большей производительностью по сравнению с насадочными.
При выборе ректификационной колонны для проектируемого разделения следует иметь в виду, что тарельчатые колонны очень малого диаметра значительно дороже соответствующих насадочных колонн, однако по мере увеличения диаметра стоимость насадочных колонн возрастает значительно быстрее. Приблизительно можно считать, что стоимость насадочной колонны растет пропорционально квадрату диаметра, а колпачковой - диаметру в первой степени. Следовательно, за пределами некоторого граничного значения диаметра использование тарельчатых колонн должно быть более экономичным.
Наиболее распространены колпачковые тарельчатые колонны, хотя в последнее время получили преимущество ситчатые, применяемые при разделении незагрязненных жидкостей в установках, работающих с постоянной нагрузкой, главным назначением которых является максимальное развитие межфазного контакта, что способствует интенсификации массообмена между парами и флегмой. В определенном диапазоне нагрузок ситчатые тарелки обладают большей эффективностью, чем колпачковые. Однако допустимые нагрузки по жидкости и пару для ситчатых колонн относительно невелики. При слишком малой скорости газа (пара), ~0,1м/сек, жидкость просачивается через отверстия тарелки и в связи с этим резко уменьшается к.п.д. тарелки.
Давление и скорость газа (пара), проходящего через отверстия тарелки, должны быть достаточными для того, чтобы преодолеть давление слоя жидкости на тарелке и предотвратить стекание жидкости через отверстия. Кроме того, ситчатые тарелки должны быть установлены строго в горизонтальной плоскости, так как иначе, газ (пар) будет проходить через часть отверстий, не соприкасаясь с жидкостью.
Помимо этого выбор типа контактного устройства определяется и такими факторами, как экономия материала, стоимость, легкость изготовления, чистки и ремонта, стойкость к коррозии, малое падение напора при прохождении паров, широта диапазона устойчивой работы тарелки.[4]
Процесс перегонки был известен еще в древности. Он получил значительное развитие в средние века, когда научились получать этиловый спирт из продуктов брожения крахмала и сахаросодержащих материалов.
В настоящее время ректификация широко распространена в химической технологии и применяется для получения разнообразных продуктов в чистом виде, а также для разделения газовых смесей после их сжижения (разделение воздуха на кислород и азот, разделение углеводородных газов и др.).[5]
1.Описание технологической схемы ректификационной установки ректификационный тарельчатый колонна
Ректификационные колонны снабжены теплообменными устройствами - кипятильником (кубом) и дефлегматором. Кроме того, для уменьшения потерь тепла в окружающую среду ректификационные аппараты покрывают тепловой изоляцией.
Дефлегматор, предназначенный для конденсации паров и подачи орошения (флегмы) в колонну, представляет собой кожухотрубчатый теплообменник, в межтрубном пространстве которого обычно конденсируются пары, а в трубах движется охлаждающий агент (вода). Однако вопрос о направлении конденсирующихся паров и охлаждающего агента внутрь или снаружи труб следует решать в каждом конкретном случае, учитывая желательность повышения коэффициента теплоотдачи и удобство очистки поверхности теплообмена.[1]
На рис.1. показана схема ректификационной установки, состоящей из колонны с выносным дистилляционным кубом (кипятильной камерой), конденсаторов и холодильников дистиллята и кубового остатка.
Рис.1. Схема ректификационной установки: 1 - ректификационная колонна; 2 - выносной дистилляционный куб; 3,4 - конденсаторы; 5 - холодильник дистиллята; 6 - холодильник кубового остатка; 7,8 -вход греющего пара и выход конденсата; 9 - вход исходной смеси; 10 - пар из колонны; 11 - возврат дистиллята в колонну; 12,13 - вход и выход дистиллята из холодильника; 14,15 - вход и выход охлаждающей воды; 12 - выход обогащенного дистиллята; 16 - поток пара; 17 - поток флегмы.
Узел конденсации показан в двух возможных вариантах. По первому из них пары, уходящие из колонны, полностью конденсируются в одном конденсаторе 3, откуда часть конденсата возвращается в колонну для поддержания постоянного состава паров, а остальная часть охлаждается в холодильнике и отводится в качестве конечного продукта (дистиллята).
Такой способ питания ректификационного аппарата флегмой имеет значительные преимущества перед другими и заключается в возможности более простого и точного регулирования процесса. По второму варианту в конденсаторе 3 конденсируется лишь та часть паров, конденсат которых возвращается в колонну.
Пар, образующий дистиллят, конденсируется в отдельном конденсаторе 4, откуда дистиллят отводится через холодильник (движение дистиллята показано пунктирными линиями). В результате частичной конденсации пара в конденсаторе 3 остаточный пар поступает в конденсатор 4 с несколько более высокой концентрацией низкокипящего компонента, однако это не дает особых преимуществ, так как укрепляющее действие дефлегматора незначительно.[5]
Принципиональная схема ректификационной установки описанная в курсовом проекте представлена на рис.1.1.
Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подается в теплообменник (подогреватель) 3, где она подогревается до температуры кипения.Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси .
Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4, который находится вне колонны, т.е. является выносным. Следовательно, с помощью кипятильника создается восходящий поток пара. Пары проходят через слой жидкости на нижней тарелке, которую будем считать первой,ведя нумерацию тарелок условно снизу вверх.
Пусть концентрация жидкости на первой тарелке равна (по низкокипящему компоненту), а ее температура . В результате взаимодействия между жидкостью и паром, имеющим более высокую температуру, жидкость частично испаряется, причем и пар переходит преимущественно НК. Поэтому на следующую(вторую) тарелку поступает пар с содержанием НК .
Испарение жидкости на тарелке происходит за счет тепла конденсации пара. Из пара конденсируется и переходит в жидкость приемущественно ВК, содержание которого в поступающем на тарелку паре выше равновесного с составом жидкости на тарелке.
На второй тарелке жидкость имеет состав содержит больше НК, чем на первой ( ), и соответственно кипит при более низкой температуре ( ). Соприкасаясь с ней, пар состава частично конденсируется, обогащается НК и удаляется на вышерасположенную тарелку, имея состав , и т.д.
Таким образом пар, представляющий собой на выходе из кипяпильника почти чистый ВК, по мере движения вверх все более обогащается низкокипящим компонентом и покидает верхнюю тарелку колонны в виде почти чистого НК, который практически полностью переходит в паровую фазу на пути пара от кипятильника до верха колонны.
Пары конденсируются в дефлегматоре 6, охлаждаемом водой, и получаемая жидкость разделяется в распределителе на дистиллят и флегму, которая направляется на верхнюю тарелку колонны. Следовательно, с помощью дефлегматора в колонне создается нисходящий поток жидкости.
Жидкость, поступающая на орошение колонны(флегма), представляет собой почти чистый НК. Однако, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, жидкость все более обогащается ВК,конденсирующимся из пара. Когда жидкость достигает нижней тарелки, она становится практически чистым ВК и поступает в кипятильник, обогреваемый глухим паром или другим теплоносителем.
На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на так называемую питающую тарелку колонны.
Питающая тарелка как бы делит колонну на две части, имеющие различное назначение.В верхней части (от питающей до верхней тарелки) должно быть обеспечено возможно большее укрепление паров, т.е.обогащение их НК с тем, чтобы в дефлегматор направлялись пары, близкие по составу к чистому НК.Поэтому данная часть колонны называется укрепляющей. В нижней части (от питающей до нижней тарелки)необходимо в максимальной степени удалить из жидкости НК, т.е. исчерпать жидкость для того, чтобы в кипятильник стекла жидкость, близкая по составу к чистому ВК. Соответственно эта часть колонны называется исчерпывающей.
В дефлегматоре 6 сконденсированы все пары, поступающие из колонны.Часть конденсата, остающаяся после отделения флегмы, представляет собой дистиллят(ректификат), или верхний продукт, который после охлаждения в холодильнике 7 направляется в сборник дистиллята 8.
Жидкость, выходящая из низа колонны(близкая по составу ВК) также делится на две части. Одна часть, направляется в кипятильник, а другая - остаток(нижний продукт) после охлаждения водой в холодильнике 10 направляется в сборник 11.[1]
, (3.2) где GF, GD, GW - массовые или мольные расходы питания, дистиллята и кубового остатка; XF, XD, XW - содержание легколетучего (низкокипящего) компонента в питании, дистилляте и кубовом остатке, массовые или мольные доли.
Определим средние молярные массы дистиллята, кубового остатка, исходной смеси: , (3.3) где - молярная масса низкокипящего компонента;
- молярная масса высококипящего компонента.
Расчетные данные заносим в таблицу 3.1
Составы и расходы потоков
Таблица 3.1.
Поток Средняя молярная масса, кмоль/кг Состав Расход
Молярные доли массовые доли кмоль/с кг/с
Исходная смесь MF 43,2 XF 0,4 0,17GF0,04 1,5
Дистиллят MD 18,84 XD 0,98 0,94GD0,01 0,58
Кубовый остаток MW 58,74 XW 0,03 0,01GW0,02 0,92
3.1.2 Для разделяемой смеси в таб.XLVII [3] находим данные по равновесию в системе “жидкость - пар”.
Строим диаграммы и и наносим равновесные линии. Нижняя ветвь на диаграмме будет отвечать температурам кипения жидкой смеси, верхняя - температурам конденсации паровой фазы.
Процессы перегонки осуществляются обычно при постоянном внешнем давлении. Поэтому диаграмма строится при Р =const, т.е. для переменных температур кипения, изменяющихся в зависимости от изменения состава жидкой смеси. Жидкость, представляющая собой чистый НК, находится в равновесии с паром, в котором содержится 100% того же компонента. Соответственно крайние точки кривой равновесия расположены в противоположных углах квадрата. Кривая равновесия и диагональ квадрата ограничивают область взаимного существования двух фаз.
Взаимное положение кривых на фазовых диаграммах t - - и - определяется первым законом Коновалова: пар обогащается тем компонентом, при добавлении которого к жидкости повышается давление пара над ней или снижается ее температура кипения.
Первый закон Коновалова дополняется первым законом Вревского, указывающим как влияет температура (и соответственно давление) на равновесные составы фаз: при повышении температуры смеси испаряется преимущественно тот компонент, парциальная мольная температура испарения которого больше, что обуславливает относительно большее содержание этого компонента в паре.[1]
Рис.3.1. Зависимость температур кипения и конденсации от состава фаз.
Рис.3.2. Диаграмма равновесия пар - жидкость.
Кривая равновесия (рис.3.2) точек перегиба не имеет.
3.1.3 Определяем минимальное флегмовое число Rmin по уравнению: 3,46 (3.4) где - мольная доля воды в паре, равновесном с жидкостью питания, определяем по диаграмме - .
3.2 Рассчитываем рабочее флегмовое число R: (3.5)
3.3 Составляем уравнения рабочих линий для верхней и нижней частей ректификационной колонны и нанесем их на диаграмму - . а) верхней (укрепляющей) части колонны
(3.6)
б) нижней (исчерпывающей) части колонны
(3.7)
3.3.1 Рассчитываем средние концентрации жидких фаз в верхней и нижней частях колонны: а) в верхней части колонны
(3.8) б) в нижней части колонны
(3.9)
3.3.2 По уравнениям рабочих линий определяем средние концентрации пара в верхней и нижней частях колонны: а) в верхней части колонны: = б) в нижней части колонны:
3.3.3 Средние температуры пара определяем по диаграмме t - - (рис.3.1.) а) при = б) при =
Рассчитаем среднюю температуру пара в колонне:
3.3.4 Определяем средние молярные массы , и плотности пара в обеих частях колонны: а) =
= ;
б) ;
Средняя плотность пара в колонне равна: .
Температура в верху колонны при равняется 100 , а в кубе - испарителе при она равна (рис.3.1.)
Плотность воды при кг/м3, а уксусной кислоты при кг/м3
Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне
3.3.5 Определяем объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне
, где - мольная масса дистиллята, равная (таб.3.1.)
4. Вычисляем скорость пара в колонне и рассчитываем диаметр колонны
Полученное значение диаметра округляем до ближайшего стандартного значения.[2]
Рассчитываем фактическую скорость пара в колонне. Скорость пара в колонне:
По данным каталога - справочника ”Колонные аппараты” принимаем расстояние между тарелками h=300 мм. Для ситчатых тарелок по графику (рис.3.3.) находим С=0,032.
Рис. 3.3. Значение коэффициента С: В - ситчатые тарелки.
Диаметр колонны:
По каталогу - справочнику ”Колонные аппараты” берем D=2800мм.
Фактическая скорость пара в колонне:
По каталогу для колонны диаметром 2800мм выбираем ситчатую однопоточную тарелку ТС-Р со следующими конструктивными размерами: Диаметр отверстий в тарелке - 4мм;
Шаг между отверстиями - 15мм;
Свободное сечение колонны - 6,16м2;
Высота переливного порога - 40мм;
Рабочее сечение тарелки - 5,64м2;
Свободное сечение тарелки - 8,0%
Ширина переливного порога - 1,575м;
Рабочее сечение тарелки - 5,64.
Рассчитываем скорость пара в отверстиях ситчатой тарелки.
, где - свободное сечение тарелки. Можно принять для ситчатых тарелок =7ч10%.
5. Расчет гидравлического сопротивления насадки
5.1 Гидравлический расчет тарелок
Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий высота сливной перегородки Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки.
5.1.1 Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и в нижней части колонны по уравнению:
а) верхняя часть колонны гидравлическое сопротивление сухой тарелки: , где коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок
.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения: ,
где поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 102,7 , диаметр отверстий тарелки.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
Высота парожидкостного слоя:
Величину высоту слоя над сливной перегородкой рассчитаем по формуле: , где объемный расход жидкости, м3/с ; П -периметр сливной перегородки, м; отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.
Объемный расход жидкости в верхней части колонны:
где средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.
Периметр сливной перегородки П (рис.5) находим, решая систему уравнений:
где R=1,3 м - радиус тарелки; 2/3 Пb - приближенное значение площади сегмента.
Решение дает: П=1,95м ; b=0,405м.
Рис.5. Схема ситчатой тарелки.
Находим : Высота парожидкостного слоя на тарелке:
Сопротивление парожидкостного слоя:
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:
б) Нижняя часть колонны: где поверхностное натяжение жидкости при тср.=111,2 ;
где
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны: Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками необходимое для нормальной работы тарелок условие .
Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок верхней части:
Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.
Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:
Рассчитанная скорость ,т.е., 10,58 < 11,38, следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.
5.1.2 Определяем число тарелок в колонне. Для определения - используем метод теоретических тарелок
Наносим на диаграмму рабочие линии верхней и нижней части колонны (рис.5.1.) и находим число ступеней изменения концентрации
В верхней части колонны 18 ,в нижней части 12 , всего ступеней - 30.
Рис. 5.1. Определение числа ступеней изменения концентрации.
Число тарелок рассчитываем по уравнению:
Для определения среднего к.п.д. тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов и динамический коэффициент вязкости исходной смеси при средней температуре в колонне, равной 107 .
При этой температуре давление насыщенного пара воды Рв=973мм.рт.ст., уксусной кислоты Рукс.=510мм.рт.ст..(рис.XXIII) [3], откуда .
Динамический коэффициент вязкости воды при 107 равен , уксусной кислоты .Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси
Тогда По графику (рис.5.2) находим значение =0,51.
Рис. 5.2. Диаграмма для приближенного определения среднего к.п.д. тарелок.
Длина пути жидкости на тарелке (рис.5).
По графику (рис.5.3) находим значение поправки на длину пути .
Рис.5.3. Зависимость поправки от длины пути жидкости на тарелке .
Средний к.п.д. тарелок :
Для сравнения рассчитаем средний к.п.д. тарелки по критериальной формуле, полученной путем статистической обработки многочисленных опытных данных для ситчатых тарелок:
В этой формуле безразмерные комплексы: ;
где - скорость пара в колонне, м/с; - относительная площадь свободного сечения тарелки; - высота сливной перегородки, м; - плотности пара и жидкости, кг/м3; коэффициент диффузии легколетучего компонента в исходной смеси, м2/с; поверхностное натяжение жидкости питания, Н/м.
Физико-химические константы отнесены к средней температуре в колонне.
Общее число тарелок , с запасом , из них в верхней части колонны - 31 и нижней - 21.
6. Расчет высоты ректификационной колонны где - расстояние между тарелками, м; Нв, Нн - расстояние соответственно между верхней тарелкой и крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой, м.
7. Тепловой расчет ректификационной установки
7.1 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре - конденсаторе, находим по уравнению где - удельные теплоты конденсации воды и уксусной кислоты при 100 .
7.2 Расход теплоты, получаемой в кубе - испарителе от греющего пара, находим по уравнению
Здесь тепловые потери приняты в размере 3% от полезно затраченной теплоты; удельные теплоемкости взяты соответственно при температура кипения исходной смеси определена по рис.3.1.
7.3 Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:
Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси взята при средней температуре ( .
7.4 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в холодильнике дистиллята где удельная теплоемкость дистиллята взята при средней температуре (100 25)/2=62,5 0С.
7.5 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка где удельная теплоемкость кубового остатка взята при средней температуре (116,4 25)/2=70,70С.
7.6 Расход греющего пара, имеющего давление и влажность 5% а) в кубе - испарителе
= где - удельная теплота конденсации греющего пара;
б) в подогревателе исходной смеси: Всего: 3,66 0,18=3,84кг/с
7.7 Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 200С: а) в дефлегматоре б) в водяном холодильнике дистиллята: в) в водяном холодильнике кубового остатка: Всего 0,0908 м3/с.
8. Расчет холодильника дистиллята
8.1 Тепловой расчет холодильника дистиллята
Определяем тепловую нагрузку в холодильнике дистиллята и расход воды. Примем индекс «1» для горячего теплоносителя (дистиллята), индекс «2» - для холодного теплоносителя (воды).
Предварительно найдем среднюю температуру воды: ;
среднюю температуру дистиллята:
где - средняя разность температур, равная при противотоке теплоносителей 22,10С.
Тепловой баланс для охлаждения равен:
где - расход теплоносителя, кг/с; t1н, t1к - начальная и конечная температуры дистиллята, 0С, с1 - удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре.
Расход воды:
где t2к, t2н - начальная и конечная температуры воды, 0С; с2 - удельная теплоемкость воды, Дж/(КГК) при средней температуре.
Объемные расходы дистиллята и воды:
где плотность дистиллята и воды, кг/м3.
Предварительно определяем ориентировочно ожидаемую площадь поверхности теплопередачи Fop. по уравнению теплопередачи:
где Кор.=800 Вт/(м2К) по таб.4.8 [3].
Из величины Fop.=10,31м2 следует, что проектируемый холодильник может быть: а) теплообменником типа «труба в трубе»; б) одиночным кожухотрубчатым аппаратом. Как следует из таб. 4.13[3] можем использовать как аппараты типа ХН, так и типа ТН.Для обеспечения интенсивного теплообмена попытаемся подобрать аппарат с турбулентным режимом течения теплоносителей. Дистиллят направим в трубное пространство, воду - в межтрубное.
В теплообменных трубах Ш25Ч2 мм холодильников по ГОСТ 15120 - 79 скорость течения дистиллята при Re1 >10 000 должна быть более где - вязкость дистиллята.
Ориентировочное сечение трубного пространства Sop. для обеспечения желаемого режима движения теплоносителя в трубном пространстве равно:
Кожухотрубчатый холодильник наименьшего диаметра 159 мм с числом труб 13 имеет (таб.4.12) [3]. Следовательно, турбулентное течение дистиллята можно обеспечить в аппарате с меньшим сечением трубного пространства, т.е. в теплообменнике «труба в трубе».
Вариант 1. Теплообменник «труба в трубе» (ГОСТ 9930 -78).
1.1. Рассмотрим аппарат, изготовленный из труб 89x4мм (наружная труба) и 57x 3,5мм (внутренняя труба). Скорость дистиллята в трубах для обеспечения турбулентного течения :
Число параллельно работающих труб 57x3,5 мм, при этом
Примем n = 2. Определим скорость и критерий Рейнольдса для дистиллята:
Для воды:
где эквивалентный диаметр dэкв.= D - d = 0,081 - 0,057 = 0,024 м.
Теплопередача для обоих потоков описывается уравнением:
Коэффициент примем равным 1, полагая , что L/dэ >50.
В виду того, что температуры стенок со стороны дистиллята тст.1 и воды тст.2 пока неизвестны, примем сомножитель (Pr/Prct)0,25 равным единице для обоих потоков. а) коэффициент теплопередачи для дистиллята: Критерий Прандтля: .
Критерий Нуссельта: .
Коэффициент теплопередачи от дистиллята к стенке:
б) коэффициент теплопередачи для воды: Критерий Прандтля:
Критерий Нуссельта: .
Коэффициент теплопередачи от стенки к воде:
Термическое сопротивление стенки и загрязнений (таб.ХХХІ)[3].
Коэффициент теплопередачи:
Поверхностная плотность теплового потока:
Определим ориентировочно значение t|ст.1 и t|ст.2 исходя из того что где сумма
Найдем:
Проверка: сумма равна
Отсюда
Введем поправку в коэффициенты теплопередачи, определив (Pr/Prct)0,25.
Критерий Прандтля для дистиллята при тст.1 = 47,40С
Критерий Прандтля для воды при тст.2 = 40,20С
Коэффициент теплопередачи:
Исправленные значения К , q , tct.1, tct.2:
Расчетная площадь поверхности теплопередачи:
С запасом 10% : Площадь поверхности теплообмена одного элемента длиной 6м: , где dcp.=0,5(dнар. dвн.) = 0,5(0,057 0,05) = 0,0535 м.
Число элементов в каждой из двух секций (ветвей): Общее число элементов NN = 2·10 = 20 шт. Масса аппарата «труба в трубе» - 2000кг.- см. каталог «Теплообменники ТТ».
Вариант 2. Кожухотрубчатый холодильник диаметром 159 мм с трубами 25x2мм (ГОСТ15120 - 79).
Скорость и критерий Рейнольдса для дистиллята:
Скорость и критерий Рейнольдса для воды: , где S2 = 0,8·10-2 м2 - проходное сечение межтрубного пространства по ГОСТ 15120 - 79;
вязкость воды при 300С.
Для теплового расчета ориентировочно примем тст.1 =46 0С, тст.2 = 420С с последующей проверкой. а) коэффициент теплопередачи для воды.
При поперечном омывании потоком трубного пучка при Re >1000 рекомендуется соотношение:
б) коэффициент теплопередачи для дистиллята: Для выбора расчетного соотношения при Re1 = 5065 определим произведение при средней температуре пограничного слоя
Физические свойства дистиллята: ;
К-1
Вертикальное расположение труб Re> 3500
Коэффициент теплопередачи:
Поверхностная плотность теплового потока:
Проверка значений тст.1 и тст.2 :
Расчетная площадь поверхности теплопередачи:
С запасом 10% : Площадь поверхности теплообмена одного аппарата с трубами длиной 3м: , Необходимое число аппаратов:
Запас
Масса одного аппарата D =159 мм с трубами L =3 м равна М1 = 255 кг. Масса всех аппаратов : М =М1·N = 255·7 = 1785 кг.
Выбор конструкции холодильника дистиллята.
Аппараты по вариантам 1 и 2 имеют высокую металлоемкость (~100 кг/м2 поверхности теплообмена) - и в этом их общий недостаток. Но аппарат «труба в трубе» обладает существенным гидравлическим сопротивлением. Поэтому предпочтение отдаем варианту 2.
Расчет гидравлического сопротивления кожухотрубчатого теплообменника D=159мм.
Скорость жидкости в трубах: .
Коэффициент трения:
где e = - относительная шероховатость труб; -высота выступов шероховатостей (можно принять = 0,2 мм).
Скорость в штуцерах:
, где - диаметр штуцеров в распределительной камере.
Коэффициенты местных сопротивлений потоку, движущемуся в трубном пространстве: - входная и выходная камеры;
- вход в трубы и выход из них.
Гидравлическое сопротивление трубного пространства:
Число рядов труб, омываемых потоком в межтрубном пространстве, ; округляя в большую сторону, получим . Число сегментных перегородок (см.табл.2.7)[2]. Диаметр штуцеров к кожуху (табл.2.6)[2].
Скорость потока в штуцерах:
Скорость жидкости в наиболее узком сечении межтрубного пространства площадью (см.табл.2.3)[2] равна:
В межтрубном пространстве следующие местные сопротивления: вход и выход жидкости через штуцера, 26 поворотов через сегментные перегородки ( по их числу х =26) и 27 сопротивлений трубного пучка при его поперечном обтекании (х 1).
Сопротивление межтрубного пространства равно:
9. Расчет и выбор насоса для подачи исходной смеси
Исходная смесь - вода - уксусная кислота при температуре тн =300С.
Физические свойства смеси: 9.1 Определим скорость исходной смеси
Производительность:
9.2 Определим режим движения смеси:
По справочнику для труб из нержавеющей стали с незначительной коррозией абсолютная шероховатость
Относительная шероховатость: по рис.1.5.[3], где - коэффициент трения
9.3 Определим потери давления на преодоление сопротивления трения
9.4 Определим потери давления на преодоление местных сопротивлений наименование вход в трубу 0,5 диафрагма 11,83 вентиль 4,05 задвижка 1,0 поворот 0,22
18,0
где h - высота подъема жидкости.
Скоростной напор:
9.5 Определим полное гидравлическое сопротивление трубопровода
Мощность двигателя:
По табл.2.5. [3] выбираем тип насоса. Заданным подаче и напору, более всего соответствует центробежный насос марки Х 8/30, для которого при оптимальных условиях работы
1. А.Г. Касаткин. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд. «Химия», М., 1971 г.
2. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2 -е изд., перераб. и дополн. М.: Химия, 1991. - 496 с.
3. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие для вузов/ Под ред. чл. - корр. АН СССР П.Г. Романкова. - 10 - е изд., перераб. и доп. - Л.: Химия, 1987. - 576 с., ил.
4. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии: Учебник для техникумов. - Л.: Химия, 1991. - 352 с., ил.
5. А.Н. Плановский, В.М. Рамм, С.З. Каган. Процессы и аппараты химической технологии. М. ГХИ, 1962.
6. И.В. Доманский , В.П. Исаков, Г.М. Островский , А.С. Реманов под общей редак. В.Н. Соколова. Машины и аппараты химических производств, Л.: «Машиностроение».