Розрахунок ректифікаційної колони

Введення

Ректифікація - масообмінних процесів поділу однорідної суміші летких компонентів, здійснюваний шляхом протиточного багаторазового взаємодії парів, що утворюються при перегонці, з рідиною, що утворюється при конденсації цих парів.

Поділ рідкої суміші засноване на різній летючості речовин. При ректифікації вихідна суміш ділиться на дві частини: дистилят - суміш, збагачену низькокиплячих компонентом (НК), і кубовий залишок - суміш, збагачену висококиплячих компонентах (ВК).

Процес ректифікації здійснюється в ректифікаційної установки, основним апаратом якої є ректифікаційна колона, в якій пари переганяється рідини піднімаються знизу, а назустріч парам стікає рідина, що подається у вигляді флегми у верхню частину апарата.

Процес ректифікації може протікати при атмосферному тиску, а також при тиску вище і нижче атмосферного. Під вакуумом ректифікацію проводять, коли поділу підлягають висококиплячі рідкі суміші. Підвищений тиск застосовують для розділення сумішей, що знаходяться в газоподібному стані при більш низькому тиску. Атмосферний тиск приймають при поділі сумішей, що мають температуру кипіння від 30 до 150 С.

Ступінь розділення суміші рідин на складові компоненти і чистота одержуваних дистиляту і кубового залишку залежать від того, наскільки розвинена поверхня контакту фаз, від кількості подається на зрошення флегми і пристрої ректифікаційної колони.

Ректифікація відома з початку XIX століття як один з найважливіших технологічних процесів головним чином спиртової та нафтової промисловості. В даний час ректифікацію все ширше застосовують в самих різних областях хімічної технології, де виділення компонентів у чистому вигляді має дуже важливе значення (у виробництвах органічного синтезу, ізотопів, полімерів, напівпровідників і різних інших речовин високої чистоти).

1. Розрахунок ректифікаційної колони

1.1 Матеріальний баланс процесу

Складаємо матеріальний баланс для визначення кількостей та складу речовин, що беруть участь у процесах ректифікації.

Матеріальний баланс колони, яка обігрівається парою:

, (1.1)

де G _{F-продуктивність} установки по вихідної суміші, G _{Д-продуктивність} установки по дистиляту, G _W - продуктивність установки по кубовому залишку.

Матеріальний баланс для НК:

, (1.2)

де х _F, x _Д, х _W - масова частка легколетучего компонента у вихідній суміші, дистиляті, кубовому залишок відповідно. Перетворимо вираз (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.

З рівняння (1.1) визначаємо витрату дистиляту, кг / с.

G _Д = G _F - G _W,

G _Д = 3,06-2,08 = 0,98 кг / с.

Для подальших розрахунків висловимо концентрації вихідної суміші, дистиляту і кубового залишку в мольних частках.

Вихідна суміш:

. (1.3)

Дистилят:

. (1.4)

Кубовий залишок:

, (1.5)

де М _в, М _е - молярна маса води і етилового спирту відповідно. М _в = 18, М _е = 46.

,

,

.

1.2 Визначення мінімального флегмового числа

Для визначення мінімального флегмового числа будуємо криву рівноваги, попередньо виконавши розрахунок рівноважного складу рідини і пара суміші етанол-вода.

Таблиця 1 - Рівноважний склад рідини і пара суміші етиловий спирт-вода

Проводимо пряму C В, для цього на діагоналі наносимо точку С з абсцисою х _Д = 0,71, а на кривій рівноваги точку В з абсцисою х _F = 0,132 (див. дод.) Вимірявши відрізок у _мах, що відсікається прямий СВ на осі ординат знаходимо R _min за формулою:

, (1.6)

звідки висловлюємо значення мінімального флегмового числа:

,

.

У рівняння робочих ліній входить робоче флегмовое число R, обумовлений як

, (1.7)

1.3 Побудова робочих ліній зміцнювальних та вичерпної частин колони. Визначення числа теоретичних тарілок

Щоб визначити кількість тарілок, треба графічно зобразити лінії робочого процесу в колоні. Колону безперервної дії від місця введення вихідної суміші ділять на дві частини: верхня частина колони називається зміцнювальної, а нижня частина-вичерпною. При побудові ліній робочих концентрацій зміцнювальної і вичерпної частини колони відкладаємо на осі ординат відрізок ОД, довжина якого визначається співвідношенням:

, (1.8)

Через точки С і Д проводимо пряму СД, а через точку В-вертикаль до перетину з лінією СД і отримуємо точку В _1, з'єднавши її з А і С, отримуємо СВ ₁ - лінія робочих концентрацій зміцнювальної частини колони, АВ ₁ - лінія концентрацій вичерпної частини колони.

Число теоретичних тарілок визначаємо шляхом побудови ступеневої лінії між лінією рівноваги і лініями робочих концентрацій в межах від х _Д до х _W. Кількість теоретичних тарілок у нижній частині -3, у верхній частині колони - 5. Всього 8 теоретичних тарілок.

1.4.1 Визначення ККД тарілки

Для вибору ККД тарілки η скористаємося узагальненим досвідченим графіком [5, рис. 90]

У залежності ККД від твору відносної леткості α на коефіцієнт динамічної в'язкості μ переганяється суміші.

Відносна летючість α, динамічні коефіцієнти в'язкості суміші μ і окремих компонентів визначаються при температурах кипіння вихідної суміші, дистиляту і кубового залишку, що визначаються за діаграмі t - x, y (див. дод).

Відносну летючість знаходимо за формулою:

, (1.9)

де Р _е, Р _в - тиск насиченої пари низькокиплячих і висококиплячих компонента відповідно, Па.

Для вихідної суміші:

t = 85 ° C ,

для дистиляту:

t = 79 ° С ,

для кубового залишку:

t = 99 ° C .

За номограмі V [4] визначаємо коефіцієнт динамічної в'язкості:

t = 85 ° C μ _е = 0,38 · 10 ^-3 Па μ _в = 0,299 · 10 ^-3 Па

t = 79 ° С μ _е = 0,44 · 10 ^-3 Па μ _в = 0,344 · 10 ^-3 Па

t = 99 ° C μ _е = 0,3 · 10 ^-3 Па μ _в = 0,287 · 10 ^-3 Па

В'язкість вихідної суміші, дистиляту і кубового залишку визначаємо за формулою:

, (1.10)

де х _Е, х _В - молярні частки компонентів (води і етилового спирту);

μ _е, μ _в - в'язкість компонентів рідкої суміші при температурі суміші.

Для вихідної суміші:

,

Для дистиляту:

,

Для кубового залишку:

,

Визначаємо твір α, μ і вибираємо відповідне ККД [5]:

η ₁ = 0,53,

η ₂ = 0,5,

η ₃ = 0,59.

Середній ККД тарілки:

, (1.11)

.

Для зміцнювальної частини колони дійсне число тарілок

,

.

Для вичерпної частини колони

,

.

1.4.2 Визначення обсягів і об'ємних швидкостей пари і рідини, що проходять через колону

Середня щільність рідини:

, (1.12)

де - Середня масова концентрація НК в рідині, яка визначається:

1. для верхньої частини колони:

, (1.1 3)

,

2. для нижньої частини колони:

(1.1 4)

.

Щільності НК і ВК у формулі (1.12) необхідно вибрати при середній температурі, t _ср в нижній і верхній частині колони:

, (1.15)

,

,

.

По таблиці IV, XXXIX [4] визначаємо щільність ρ в залежності від температури t

При t _{в ср} = 82 ° С

ρ _нк = 731,2 кг / м ^3,

ρ _вк = 970,6 кг / м ^3,

При t _{н сер} = 92 ° С

ρ _нк = 723,6 кг / м ^3,

ρ _вк = 963,6 кг / м ^3.

Підставимо отримані значення у вираз (1.12).

Для верхньої частини:

кг / м ^3,

для нижньої частини:

кг / м ^3.

Визначаємо середню щільність пари

, (1.16)

де середня мольна маса пари визначається

, (1.17)

де у _ср - мольна концентрація ПК у парах, яка для верхньої частини колони визначається

, (1.18)

.

Для нижньої частини колони:

, (1.19)

.

кг / кмоль,

в нижній частині:

кг / кмоль,

у верхній частині колони:

кг / м ^3,

в нижній частині колони:

кг / м ^3,

Об'ємна швидкість пари в колоні:

, (1.20)

де G _Д = 1,12 кг / с - витрата дистиляту

у верхній частині колони:

м ³ / с,

в нижній частині колони:

м ³ / с,

Визначаємо максимальну об'ємну швидкість рідини:

1) у верхній частині колони на верхній тарілці

, (1.21)

де L _в - середній масова витрата по рідини для верхньої частини колони:

, (1.22)

для нижньої частини:

, (1.23)

де М _Д і М _F - молярний маси дистиляту і вихідної суміші, М _у і М _н - середні молярний маси рідини у верхній і нижній частинах колони.

Середня мольна маса рідини:

у верхній частині колони

кг / кмоль,

в нижній частині колони

кг / кмоль.

Мольна маса дистиляту

кг / кмоль.

Мольна маса вихідної суміші

кг / кмоль,

кг / с,

кг / с.

Підставимо в (1.21) отримані значення і визначимо максимальну об'ємну швидкість рідини:

м ³ / с,

2) у нижній частині

(1.24)

м ³ / с.

1.5 Визначення основних геометричних розмірів ректифікаційної колони

Швидкість пара повинна бути нижче деякого граничного значення ω _перед, при якій починається бризгоунос. Для сітчатие тарілок.

(1.25)

Граничне значення швидкості пари ω _перед визначаємо за графіком [6, рис 17-20, с624].

Приймаються відстань між тарілками Н = 0.3 м, тому що

,

,

отже, для верхньої частини колони м / с, для нижньої частини колони м / с. Підставивши дані в (1.25) отримаємо:

м / с,

м / с.

Діаметр колони Д _до визначаємо в залежності від швидкості і кількості піднімаються по колоні парів:

, (1.26)

м

м

Тоді діаметр колони дорівнює:

м

Швидкість пари в колоні:

Вибираємо тарілку типу ТСБ-II

Діаметр отворів d ₀ = 4 мм.

Висота зливний перегородки h _п = 40 мм.

Колонна апарат Д _к = 1600 мм - внутрішній діаметр колони

F _к = 2,0 м ² - площа поперечного перерізу колони

Розрахунок висоти колони

Визначення висоти тарельчатой ​​колони ми проводимо по рівнянню:

(1.27)

H ₁ = (n -1) H - висота тарельчатой ​​частини колони;

h ₁ - висота сепараторної частини колони мм., h ₁ = 1000 мм по табл2 [7];

h ₂ - відстань від нижньої тарілки до днища, мм., h ₂ = 2000 мм табл2 [7];

n - число тарілок;

H - відстань між тарілками.

Для визначення висоти тарельчатой ​​частини колони скористаємося розрахованим у пункті 1.4 дійсним числом тарілок:

м,

За висловом (1.27) висота колони дорівнює:

H _к = 4,5 +1,0 +2,0 = 7,5 м.

1.6 Розрахунок гідравлічного опору колони

Розрахунок гідравлічного опору тарілки у верхній і в нижній частині колони

, (1.28)

де -Опір сухої тарілки, Па; - Опір, обумовлене силами поверхневого натягу, Па; - Опір парорідинних шару на тарілці, Па.

а) Верхня частина колони.

Опір сухий тарілки

(1.29)

де ξ - коефіцієнт опору сухих тарілок, для сітчатие тарілки ξ = 1,82 [1];

ω ₀ - швидкість пари в отворах тарілки:

, (1.30)

Щільність рідини і газу визначаємо як середню щільність рідини і газу у верхній і нижній частинах колони відповідно:

, (1.31)

кг / м ^3.

Отже, гідравлічне опір сухої тарілки:

Па.

Опір, обумовлене силами поверхневого натягу

, (1.33)

де σ = 20 * 10 ^-3 Н/м- поверхневий натяг рідини; d ₀ = 0,004 м - еквівалентний діаметр прорізи.

Па.

Опір газорідинного шару приймаємо рівним:

, (1.34)

де h _ПЖ - висота парорідинних шару, м;; k - відношення щільності піни до щільності чистої рідини, приймаємо к = 0,5; h - висота рівня рідини над зливним порогом, м. По таблиці 3 [7] h = 0,01 м.

Підставивши, отримані значення отримаємо гідравлічний опір:

Па.

Опір всіх тарілок колони:

, (1.35)

де п-число тарілок.

Па.

1.7 Перевірка відстані між тарілками

Мінімальна відстань між тарілками має забезпечити роботу гідравлічного затвора на тарілці. Перевіримо, чи дотримано при відстані Н = 0,3 м - необхідна для нормальної роботи тарілок умова:

, (1.36)

.

Так як 0,3> 0,0846 умова виконується, відстань підібрано вірно.

1.8 Теплові розрахунки

Метою розрахунку є визначення витрат гріючої пари на обігрів колони. За діаграмою t - x - y знаходимо температуру кипіння і відповідну їй питому теплоємність:

Вихідною суміші:

t _F = 85 ° C

з _в = 4357,6 Дж / ​​(кг · К)

з _е. = 3289,2 Дж / ​​(кг · К)

Дистиляту:

t _D = 79 ° C

з _в = 4231,9 Дж / ​​(кг · К)

з _е. = 3226,3 Дж / ​​(кг · К)

Кубового залишку:

t _W = 99 ° C

з _в = 4609 Дж / ​​(кг · К)

з _е. = 3477,7 Дж / ​​(кг · К)

Для розрахунку питомих теплот випаровування сумішей етанолу з водою приймаємо такі значення чистих речовин [6]:

r _{в F} = 1961.10 ³ Дж / ​​кг

r _{е. F} = 822.10 ³ Дж / ​​кг

r _{в D} = 2009.10 ³ Дж / ​​кг

r _{е. D} = 844.10 ³ Дж / ​​кг

r _{в W} = 1936.10 ³ Дж / ​​кг

r _{е. W} = 815.10 ³ Дж / ​​кг

Розрахунок ведемо на масові кількості:

, (1.37)

. (1.38)

Для вихідної суміші при = 28%:

Дж / (кг · К),

Для дистиляту при = 86%:

Дж / (кг · К),

Дж / кг

Для кубового залишку = 0.5%:

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

Витрата теплоти на випаровування вихідної суміші визначаємо за формулою:

, (1.39)

де G _Д - витрата дистиляту, кг / с.

кВт.

Витрата теплоти на випаровування дистиляту визначаємо за формулою:

(1.40)

кВт.

Витрата теплоти на нагрівання залишку визначаємо за формулою:

(1.41)

кВт.

Загальна витрата теплоти в кубі колони (без урахування втрат у навколишнє середовище):

(1.42)

кВт.

З урахуванням 3% втрат у навколишнє середовище загальна витрата теплоти:

кВт. (1.43)

Тиск пари, що гріє P = 300 кПа, (3 атм) за табл LVII [4] відповідає питома теплота конденсації r _гр = 2171.10 ³ Дж / ​​кг

Витрата пари, що гріє:

, (1.44)

1.8.1 Розрахунок і вибір теплообмінного апарату для підігріву вихідної суміші

Необхідні для розрахунку задані параметри:

G _F = 3,06 кг / с;

t _см = 20 ° C;

а _F = 28%; t _F = 95,6 ° C;

P = 300кПа.

Метою теплового розрахунку є визначення необхідної площі теплопередающей поверхні, відповідно при заданих температурах оптимальними гідродинамічні умови процесу і вибір стандартизованого теплообмінника.

З основного рівняння теплопередачі:

(1.45)

де F - площа теплопередающей поверхні, м ^2;

Q - теплова навантаження апарату;

К - коефіцієнт теплопередачі Вт, (м ² · к);

Δ t _ср середній температурний напір, ° К.

Визначаємо теплове навантаження:

, (1.46)

де G _хол - масова витрата етанолу, кг / с;

з _хол - середня питома теплоємність етанолу Дж / ​​кг · с;

t _2, t ₁ - кінцева і початкова температури етанолу, ° С,

X = 1.05 - коефіцієнт враховує втрати тепла в навколишнє середовище.

Середня температура етанолу:

, (1.47)

.

Цьому значенню температури етанолу відповідає значення теплоємності С = 2933 Дж / ​​кг · К:

Q = 3,06 · 2933 · (95,6-20) · 1,05 = 712.10 ³ Вт.

Витрати пари визначаємо з рівняння:

Q = D · r, (1.48)

D - витрата пари, кг / с;

r - середня теплота конденсації пара Дж / ​​кг.

З формули (1.48) випливає, що

,

.

Розрахунок температурного режиму теплообмінника.

Мета розрахунку - визначення середньої різниці температур Δ t _СР і середніх температур теплоносіїв t _СР1 і t _ср2.

Для визначення середнього температурного напору складемо схему руху теплоносіїв (у нашому випадку схема противоточной)

Т _н = 132,7 пар Т _н = 132,7 ° С

Δ t _м = Т _н - t _к = 132,7-85 = 47,7

Δ t _б = Т _н - t _н = 132,7-20 = 112,7

.

t _до = 85 етиловий спирт t _н = 20 ° С

Δ t _м = 47,7

Δ t _б = 112,7

Т _н вибираємо з табл. XXXIX [4]

t _СР1 = Т _н = 132,7 ° С, тому що температура пари в процесі конденсації не змінюється.

т.к , То

(1.49)

,

Δ t _сер = t _СР1 - t _ср2 = 132,7-75,8 = 56,9 ° С.

Температура одного з теплоносіїв (пара) в апараті не змінюється, тому вибір температурного режиму остаточний.

Орієнтовний розрахунок площі поверхні апарату. Вибір конструкції апарату та матеріалів для його виготовлення.

Орієнтовним розрахунком називається розрахунок площі теплопередающей поверхні по орієнтовним значенням коефіцієнта теплопередачі К, обраному з [4]. Приймаються К = 900 Вт / (м ² К), тоді орієнтовне значення площі апарату обчислимо за формулою (1.45):

(1.50)

,

Враховуючи, що в апараті гарячим теплоносієм є пар, для забезпечення високої інтенсивності теплообміну з боку метанолу необхідно забезпечити турбулентний режим руху і швидкість руху метанолу в трубах апарату ₂ = 1,0 м / с [4].

Для виготовлення теплообмінника вибираємо труби сталеві безшовні діаметром 25х2мм. необхідну кількість труб в апараті n, що забезпечує таку швидкість, визначимо з рівняння витрати:

(1.51)

.

Такому числа труб в одному ході n = 12 шт, та площі поверхні апарату F = 13,9 ≈ 14 м ² по ГОСТ15118-79 і ГОСТ 15122-79 найбільш повно відповідає двоходовий теплообмінник діаметром 325 мм, з числом труб 56 (в одному ході 28 шт.), довгої теплообмінних труб 4000 мм і площею поверхні F = 13м ^2.

1.8.2 Розрахунок дефлегматора

Теплове навантаження дефлегматора визначимо з теплового балансу.

Таблиця 2 - Тепловий баланс для дефлегматора

Прихід теплоти

Витрата теплоти

1. З пором з колони

2. З охолоджуючої водою

3. З дистилятом

4. З охолоджуючої водою

Втратами теплоти в навколишнє середовище нехтуємо.

Тепловий баланс:

, (1.52)

, (1.53)

звідки витрата охолоджуючої води на дефлегматор:

. (1.54)

Кількість парів, що піднімаються з колони:

, (1.55)

кг / с.

Приховану теплоту конденсації парової суміші в дефлегматори визначаємо за формулою:

, (1.56)

де r _Де = 852.10 ³ Дж / ​​кг, r _Дв = 2307.10 ³ Дж / ​​кг при t _Д = 79 С.

Дж / кг.

Приймаються температуру охолоджуючої води на вході в дефлегматор t _н = 9 С, на виході t _до = 29 С, тоді витрата води на дефлегматор складе:

кг / с.

1.8.3 Вибір холодильника дистиляту

Витрата води на холодильник визначаємо з рівняння теплового балансу

Таблиця 3-Тепловий баланс

Прихід теплоти

Витрата теплоти

1. З дистилятом

2. З охолодження воли

3. З охолодженим дистилятом

4. З охолоджуючої водою

Тепловий баланс:

(1.57)

Підставляючи в останнє рівняння замість , Вираження з теплового балансу і вирішуючи його відносно витрати охолоджуючої води, маємо:

(1.58)

де з _д - теплоємність дистиляту при його середній температурі. Дано t _од охолодження дистиляту t = 35,0 ° С.

.

Теплопровідність дистиляту при цій температурі

, (1.59)

де ;

,

,

(Початкові кінцеві температури приймаємо такими ж, як у дефлегматори)

1.8.4 Холодильник кубового залишку

Таблиця 4-Тепловий баланс для холодильника кубового залишку

, .60)

Підставимо в це рівняння замість , Вираз теплового балансу і, вирішуючи його відносно витрати охолоджуючої води, отримаємо:

, (1.61)

де - Теплоємність кубового залишку при його середній температурі t _{Хісров,}

.

Кінцева температура кубового залишку задана 45 ° С:

,

1.8.5 Кип'ятильник колони

Теплове навантаження кип'ятильника колони визначалася раніше Q = 5590,6 кВт, середня різниця температур в кип'ятильнику - різниця між температурою пари, що гріє при Р = 0,3 МПа і температурою кипіння кубового залишку:

При орієнтовно прийнятому значенні коефіцієнта в кип'ятильнику до = 1500 Вт (м ³ до) площа поверхні теплообмінника складе:

(1. 6 лютого)

2. Конструктивний розрахунок ректифікаційної колони

2.1 Розрахунок діаметрів штуцерів, підбір фланців

Розрахуємо діаметри основних штуцерів, через які проходять відомі за величиною матеріальні потоки, а саме: штуцер подачі вихідної суміші, штуцери виходу пари з колони, штуцер виходу кубового залишку.

Незалежно від призначення штуцера його діаметр розраховують з рівняння витрати:

, (2.1)

де V - об'ємна витрата середовища через штуцер, м ³ / с; - Швидкість руху середовища в штуцері, м / с;

;

Штуцер подачі вихідної суміші

(2.2)

,

при

;

,

.

Приймаючи _XF = 1,5 м / с, отримаємо:

.

Стандартний розмір труби для виготовлення штуцера по ГОСТ 9941-62, 70 x 3 (внутрішній діаметр d _вн = 70-3 · 2 = 64мм).

Швидкість руху живильної суміші в штуцері:

, (2.3)

.

Штуцер подачі флегми:

, (2.4)

При

.

Приймаються _XR = 1, 0 м / с,

Тоді

Стандартний розмір труби для виготовлення штуцера по ГОСТ 9941-62, 70 x 3 (внутрішній діаметр d _вн = 70-3 · 2 = 64мм).

Швидкість руху флегми в штуцері:

(2.5)

Штуцер виходу кубового залишку:

, (2.6)

При

щільність води .

.

Приймаються _XW = 0,5 м / с,

Тоді

.

Стандартний розмір труби для виготовлення штуцера по ГОСТ 9941-62, 95 x 4 (внутрішній діаметр d _вн = 95-4 · 2 = 87мм = 0,087 м)

Швидкість руху кубового залишку в штуцері:

.

Штуцер виходу пари з колони:

, (2.7)

.

Визначаємо середню щільність пари для верхньої та нижньої частини колони:

, (2.8)

.

Приймаються _у = 25 м / с.

.

Вибираємо сталевих прямошовних ГОСТ10704-81 630х16, внутрішній діаметр якої дорівнює d _вн = 630-16 · 2 = 598 мм. Отже, швидкість пари в штуцері:

, (2.9)

Для всіх штуцерів вибираємо стандартні фланці тип 1 [9]. Для штуцера подачі вихідної суміші та флегми вибираємо фланець (ГОСТ 1235-54) з основними розмірами d _в = 72мм, D ₁ = 130мм, D = 160мм, b = 11мм, D ₂ = 110мм, h = 3мм, d = 12мм, n = 8шт. Фланець штуцера кубового залишку d _в = 97мм, D ₁ = 160мм, D = 195мм, b = 22мм, D ₂ = 138мм, h = 4мм, d = 16мм, n = 8шт. Фланець штуцера для виходу пари з колони d _в = 634мм, D ₁ = 740мм, D = 770мм, b = 11мм, d = 24мм, n = 20шт, (ГОСТ1255-54). Ущільнювачий приймаємо пароніт марки ПОН (ГОСТ481-80).

3.1 Гідравлічний розрахунок

Мета гідравлічного розрахунку - визначення величини опорів різних ділянок трубопроводів і теплообмінника і підбір насоса, що забезпечує задану подачу і розрахований напір при перекачуванні етанолу.

Розрізняють два види опорів (втрат напору): опору тертя (по довжині) h ₁ і місцеві опори h _мс.

Для розрахунку втрат напору по довжині користуються формулою Дарсі-Вейсбаха.

, (3.1)

де λ - гідравлічний коефіцієнт тертя;

l - довжина трубопроводу або тракту по якому протікає теплоносій, м;

d - діаметр трубопроводу, м;

- Швидкісний коефіцієнт напору, м.

Для розрахунку втрат напору в місцевих опорах застосовується формула Вейсбаха:

, (3.2)

де ξ - коефіцієнт місцевих опорів;

- Швидкісний напір за місцевим опором, м.

3.1.1 Визначення геометричних характеристик трубопроводу

Гідравлічному розрахунку підлягає схема на рис 1. Діаметр всмоктуючого і напірного трубопроводів визначимо з рівняння витрати, беручи швидкість у всмоктуючому трубопроводі _НД = 1,0 ÷ 1,5 м / с, у напірному 1,5 ÷ 2,0 м / с.

. (3.3)

Рисунок 1 - Розрахункова схема

У виразі (3.3) - Об'ємна витрата живильної суміші (етанол)

,

,

за ГОСТ 9941-62 вибираємо трубу 95х4 (внутрішній діаметр 87).

Швидкість руху етанолу на всмоктуючому ділянці труби

, (3.4)

,

Визначаємо режим руху на всмоктуючому ділянці трубопроводу

, (3.5)

де - Кінематичний коефіцієнт в'язкості при t = 19 ° С.

,

- Режим руху турбулентний.

Визначаємо трубу для напірного ділянки _н = 1,5 м / с

.

За ГОСТ вибираємо трубу напірного трубопроводу діаметром 70х3 (внутрішній діаметр 64мм).

Швидкість руху етанолу на напірному ділянці труби:

.

Режим руху на напірному ділянці трубопроводу:

(3.7)

.

При даному числі Рейнольдса режим руху турбулентний.

Режим руху етанолу на напірному ділянці трубопроводу від теплообмінника до ректифікаційної колони:

(3.8)

де - Коефіцієнт в'язкості при t = 85 ° С

.

Отже, режим руху турбулентний.

Швидкість руху етанолу в трубках апарату:

, (3.9)

.

, (3.10)

.

Режим руху турбулентний.

Розрахунок опорів на всмоктуючому ділянці трубопроводу.

При турбулентному режимі руху гідравлічний коефіцієнт тертя λ може залежати і від числа Рейнольдса, і від шорсткості труби.

Розрахуємо гідравлічний коефіцієнт тертя λ для гідравлічно гладких труб за формулою Блазіуса.,

. (3.11)

Перевіримо трубу на шорсткість, розрахувавши товщину в'язкого підшару δ і порівнявши її з величиною абсолютної шорсткості.

, (3.12)

де - Для сталевих безшовних туб.

,

, (3.13)

м.

Оскільки δ> Δ, отже труба гідравлічно гладка λ = λ _гол = 0,0276 на всіх інших ділянках трубопроводу будемо вважати трубу так само гідравлічно гладкою.

Відповідно до заданим варіантом Н = 14м - максимальна висота підйому, h _НД = 1,0 м-висота всмоктування, l _НД = 2,8 - довжина всмоктувальної трубопроводу, l _н = 12м ​​- довжина трубопроводу від теплообмінника до ректифікаційної колони, l _н = 25м - довжина нагнітального трубопроводу. Суміш подається по трубопроводу довжиною l = l _НД + l _н = 1,0 +2,8 = 3,8 м.

За формулою (3.1) визначаємо втрати напору по довжині

.

Згідно зі схемою насосної установки на всмоктуючої лінії є наступні місцеві опори: головний поворот на 90 °, вхід в трубу. Коефіцієнт місцевого опору ξ _вх = 1,0; ξ _пов = 0,5, отже Σ ξ = 0,5 +1 = 1,5 по формулі Вейсбаха втрати напору в місцевих опорах визначаються як

, (3.14)

де ξ - коефіцієнт місцевих опорів; - Швидкісний напір за місцевим опором, м.

.

Сумарні втрати напору на всмоктуючому ділянці трубопроводу:

, (3.15)

.

Розрахунок опорів на напірному ділянці трубопроводу від насоса до теплообмінника. Оскільки труба гідравлічно гладка, то гідравлічний коефіцієнт тертя λ розраховуємо за формулою Блазіуса (3.11):

,

.

Втрати напору по довжині:

, (3.16)

.

Згідно розрахункової схемою на напірному ділянці трубопроводу від насоса до теплообмінника є один вид місцевого опору - головний поворот ξ = 0,5

.

Сумарні втрати напору на ділянці напірного трубопроводу від насоса до теплообмінника:

.

Розрахунок опору теплообмінника

Визначимо натиск втрачаємо в місцевих опорах теплообмінника (рис 1)

,

.

Попередньо обчислюємо площі на різних ділянках.

Рисунок 2 - Коефіцієнти місцевих опорів теплообмінника

Площа поперечного перерізу штуцера

, (3.18)

Площа поперечного перерізу кришки (вільного перетину апарату)

, (3.19)

.

Площа поперечного перерізу 28-і труб одного ходу теплообмінника:

, (3.20)

.

Швидкість і швидкісний напір у відповідних перерізах:

,

,

.

Коефіцієнт місцевих опорів:

а) при вході через штуцер у кришку (раптове розширення):

, (3.21)

;

б) при вході потоку з кришки в труби (раптове звуження):

, (3.22)

.

в) при вході потоку з труб в кришку (раптове розширення):

, (3.23)

.

г) при вході потоку з кришки в штуцер (раптове звуження):

, (3.24)

Обчислимо втрати напору в місцевих опорах:

а) при вході потоку через штуцер:

,

б) при вході потоку в труби:

,

в) при виході потоку з труб:

,

г) при виході потоку з кришки через штуцер:

,

д) при повороті з одного ходу в інший на 180 ° (ξ = 2,5):

.

Сумарні втрати напору в місцевих опорах теплообмінника:

(3.25)

.

Загальне втрати потоку (по довжині і в місцевих опорах теплообмінника):

, (3.26)

.

Розрахунок опору ділянки напірного трубопроводу від теплообмінника до колони:

,

,

,

.

Ділянка напірного трубопроводу включає два плавних повороту трубопроводу ξ _пов = 0,5:

,

,

.

Сумарні втрати напору в насосній установці (мережі):

, (3.27)

.

3.1 Підбір насоса

Визначення необхідного напору.

Необхідний напір насоса визначимо за формулою:

, (3.28)

де Н = 14м - висота підйому рідини в насосній установці;

h _НД = 1,0 м - висота всмоктування насоса;

Р _р = 9,81 · 10 ⁴ Па - тиск у колоні;

Р _атм = 9,81 · 10 ⁴ Па - атмосферний тиск;

Σ h _n = 0,992 м - сумарні втрати напору в мережі.

.

Вибір типу і марки насоса

Вибираємо для перекачування метанолу насос за розрахованим необхідному напору і заданої подачі:

.

Вибираємо насос марки 2К-9 з наступними параметрами:

Подача - 20м ³ / год, повний напір - 18,5 м, число оборотів - 2900об/мін, внутрішній діаметр патрубків: вхідного - 50мм., Напірного - 40мм., Кількість коліс - 1, марка насоса 2К-9, габаритні розміри: довжина - 438мм, ширина - 206мм, висота - 247мм, вага - 31кг, ККД - 68%, допустима максимальна висота всмоктування , Діаметр робочого колеса - Д = 129мм.

, (3.29)

де , (3.30)

.

Так як трубопровід експлуатується в квадратичної зоні опорів (Re> 105), то залежність втрат напору в трубопроводі від зміни швидкостей носить квадратичний характер, тобто

, (3.31)

де b - коефіцієнт пропорційності, який визначається за координатами т. D, що лежить на цій кривій. Цій точці відповідають:

,

,

Звідси

, (3.32)

.

Рівняння кривої опору трубопроводу, що виражає собою потрібні напори насоса при різних витратах (подачах) по заданому трубопроводу:

(3.33)

Переймаючись різними значеннями Q, розраховуємо відповідні їм значення Н _тр. Результати розрахунку заносимо в таблиці 5.

За даними таблиці 5 будуємо характеристику трубопроводу Н _тр = f (Q), відклавши на осі ординат величину Н _ст = 15м.

Таблиця 5 - Характеристики трубопроводу

Точка перетину характеристик насоса і трубопроводу визначає робочу точку А, координати якої: , , N _A = 1,51 кВт, = 68% (див додаток).

4. Опис технологічної схеми

Етан-етиленових фракція 4.6.1 подається у абсорбционную колону КА, де абсорбується під впливом сірчаної концентрованої кислоти 6.1.1. Потім етанового фракція 4.6.2 через дросель ДР подається в скрубер С1, після чого відводиться через бризгоуловітель Б. У свою чергу розчин етілсульфатов 6.1.2 направляється в холодильник Х1, який охолоджує посредствам оборотної води 1.6.1. Охолоджений розчин етілсульфатов 6.1.2 подається в гідролізер Г, звідки гідролізат 6.1.3 потрапляє в отпарную колону КО. Під впливом тиску вище атмосферного і насиченого пара 2.2 з гідролізат 6.1.3 утворюються пари етанолу забруднені 4.9.1 і сірчана кислота концентрована 6.1.1. Вступники в конденсатор До пари етанолу забруднені 4.9.1 конденсуються і у вигляді розчину потрапляють в сепаратор СП, де відокремлюються від розчину газові домішки 5.2, далі спрямовуються в скрубер С3, потім розчин спирту-сирцю 8.9.2 направляється в емкость1, звідки за допомогою відцентрового насоса Н2 перекачується в підігрівач П. Розігрітий до температури 83 З розчин етанолу-сирцю 8.9.2 подається в ректифікаційної колони КР, звідки пар етанолу збагачений 4.9.3 надходить в дефлегматор Д, звідки за допомогою розподільника Р частина у вигляді флегми повертається назад в ректифікаційної колони КР, інша частина охолоджується в холодильнику Х3. Дистилят етанолу 8.9.3 направляється в ємність Е3, звідки перекачується відцентровим насосом Н4 на наступні технологічні операції. Частина кубового залишку 1.9 з ректифікаційної колони КР потрапить у кип'ятильник КП, з якого конденсат 1.8 відводиться конденсатовідвідників КО2, а частина у вигляді пари кубового залишку 2.9 подається на подальшу ректифікацію в колону.

Кубовий залишок 1.9 також з ректифікаційної колони КР направляється в холодильник Х2. охолоджуючий за рахунок оборотної води 1.6.1. Охолоджений кубовий залишок подається в ємність Е2 і насосом Н3 перекачується на наступні технологічні операції.

Список використаної літератури

1. Іоффе І.Л. Проектування процесів і апаратів хімічної технології: Підручник для технікумів. -Л.: Хімія, 1991.-352 с.

2. Дитнерскій Ю.І. Процеси та апарати хімічної технології. - М.: Хімія, 1995.-Ч. 1,2 .- 766с.

3. Красовицький Ю.В. Процеси і апарати харчових виробництв (теорія та розрахунки) [Текст]: навчальний посібник / Ю.В. Красовицький, Н.С. Родіонова, А.В. Логінов Воронеж. держ. технолог. акад. Воронеж, 2004, 304 с.

4. Павлов К.Ф. Приклади і задачі за курсом процесів і апаратів хімічної технології: Учеб. посібник для студ. хім-технолог. спец. вузів / К.Ф. Павлов, П.Г. Романків, А.А. Носков; Під. ред. П.Г. Романкове. - 10-е вид. перераб. і доп .- Л.: Хімія, 1987. - 676 с.

5. Чорнобильський І.І. Машини та апарати хімічних виробництв. / І.І. Чорнобильський, А.Г. Бондар, Б.А. Гаєвський та ін; Під ред. І.І. Чернобильского.-3-е вид. перераб. і доп. - М.: Машинобудування, 1974. - 456с.

6. Плановскій О.М. Процеси та апарати хімічної технології / О.М. Плановскій, В.М. Рамм, С.З. Каган. - 5-е вид., Стереотип. - М.: Хімія, 1983.-783 с.

7. Колонні апарати: Каталог. М.: ЦІНТІхімнефтемаш, 1978. 31 с.

8. Логінов О.В. Процеси та апарати хімічних і харчових виробництв (посібник з проектування) / О.В. Логінов, Н.М. Подгорнова, І.М. Болгова Воронеж. держ. технолог. акад. Воронеж, 2003. 264 с.

9. Лащинський А.А. Основи розрахунку і конструювання хімічної апаратури: Довідник. / А.А. Лащинський, А.Р. Толчинський; Під. ред. М.М. Логінова. 2-е вид. перераб. і доп. - Л.: Машинобудування, 1970.-753 с.