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 150ъ 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, GД -производительность установки по дистилляту, GW — производительность установки по кубовому остатку.
Материальный баланс для НК:
Оптимизация процессов разделения газового конденсата в колонных аппаратах
... как одного из важнейших факторов, влияющих на технологический процесс и на качество получаемых продуктов; математическое моделирование проводимых процессов разделения углеводородных смесей в промышленных установках, разработка технических решений по ...
, (1.2)
где х F , xД, хW — массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке соответственно. Преобразуем выражение (1.2)
3,06·28=(3,06-G W )86+ GW ·0,5,
3,06·28=3,06·86- G W ·86+ GW ·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 =GF — GW ,
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. Мв =18, М э =46.
1.2 Определение минимального флегмового числа
Для определения минимального флегмового числа строим кривую равновесия, предварительно выполнив расчет равновесного состава жидкости и пара смеси этанол—вода.
Таблица 1— Равновесный состав жидкости и пара смеси этиловый спирт—вода
|
t, ъC |
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 хF =0,132 (см. прил.) Измерив отрезок вмах , отсекаемый прямой СВ на оси ординат находим Rmin по формуле:
, (1.6)
откуда выражаем значение минимального флегмового числа:
В уравнение рабочих линий входит рабочее флегмовое число R, определяемое как
, (1.7)
1.3 Построение рабочих линий укрепляющих и исчерпывающей частей колонны. Определение числа теоретических тарелок
Чтобы определить количество тарелок, надо графически изобразить линии рабочего процесса в колонне. Колонну непрерывного действия от места ввода исходной смеси делят на две части: верхняя часть колонны называется укрепляющей, а нижняя часть— исчерпывающей. При построении линий рабочих концентраций укрепляющей и исчерпывающей части колонны откладываем на оси ординат отрезок ОД, длина которого определяется соотношением:
, (1.8)
Через точки С и Д проводим прямую СД, а через точку В—вертикаль до пересечения с линией СД и получаем точку В 1 , соединив ее с А и С, получаем СВ1 — линия рабочих концентраций укрепляющей части колонны, АВ1 — линия концентраций исчерпывающей части колонны.
Число теоретических тарелок определяем путем построения ступенчатой линии между линией равновесия и линиями рабочих концентраций в пределах от х Д до хW . Количество теоретических тарелок в нижней части -3, в верхней части колонны — 5. Всего 8 теоретических тарелок.
1.4.1 Определение КПД тарелки
Для выбора КПД тарелки з воспользуемся обобщенным опытным графиком [5, рис. 90]
В зависимости КПД от произведения относительной летучести б на коэффициент динамической вязкости µ перегоняемой смеси.
Относительная летучесть б, 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 , Рв — давление насыщенного пара низкокипящего и высококипящего компонента соответственно, Па.
Для исходной смеси:
t=85°C ,
для дистиллята:
t=79°С ,
для кубового остатка:
t=99°C .
По номограмме V [4] определяем коэффициент динамической вязкости:
t=85°C µ э =0,38·10-3 Па µв =0,299·10-3 Па
t=79°С µ э =0,44 ·10-3 Па µв =0,344·10-3 Па
t=99°C µ э =0,3·10-3 Па µв =0,287 ·10-3 Па
Вязкость исходной смеси, дистиллята и кубового остатка определяем по формуле:
, (1.10)
где х Э , хВ — молярные доли компонентов (воды и этилового спирта);
µ э , µв — вязкость компонентов жидкой смеси при температуре смеси.
Для исходной смеси:
Для дистиллята:
Для кубового остатка:
Определяем произведение б,µ и выбираем соответствующее КПД [5]:
з 1 =0,53,
з 2 =0,5,
з 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)
2) 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 с в зависимости от температуры t
При t в ср =82°С
с нк =731,2 кг/м3 ,
с вк =970,6 кг/м3 ,
При t н ср =92°С
с нк =723,6 кг/м3 ,
с вк =963,6 кг/м3 .
Подставим получившиеся значения в выражение (1.12).
Для верхней части:
кг/м 3 ,
для нижней части:
кг/м 3 .
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/м 3 ,
в нижней части колонны:
кг/м 3 ,
Объемная скорость пара в колонне:
, (1.20)
где G Д =1,12 кг/с — расход дистиллята
в верхней части колонны:
м 3 /с,
в нижней части колонны:
м 3 /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 МF — мольные массы дистиллята и исходной смеси, Мв и Мн — средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.
Средняя мольная масса жидкости:
в верхней части колонны
кг/кмоль,
в нижней части колонны
кг/кмоль.
Мольная масса дистиллята
кг/кмоль.
Мольная масса исходной смеси
кг/кмоль,
кг/с,
кг/с.
Подставим в (1.21) полученные значения и определим максимальную объемную скорость жидкости:
м 3 /с,
2) в нижней части
(1.24)
м 3 /с.
1.5 Определение основных геометрических размеров ректификационной колонны
Скорость пара должна быть ниже некоторого предельного значения щ пред , при которой начинается брызгоунос. Для ситчатых тарелок.
(1.25)
Предельное значение скорости пара щ 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., h1 =1000 мм по табл2 [7];
h 2 — расстояние от нижней тарелки до днища, мм., h2 =2000 мм табл2 [7];
- n — число тарелок;
- H — расстояние между тарелками.
Для определения высоты тарельчатой части колонны воспользуемся рассчитанным в пункте 1.4 действительным числом тарелок:
м,
По выражению (1.27) высота колонны равна:
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 о — коэффициент сопротивления сухих тарелок, для ситчатой тарелки о=1,82 [1];
щ 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/м 3 .
Следовательно, гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
Па.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения
, (1.33)
где у=20*10 -3 Н/м— поверхностное натяжение жидкости; d0 =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%; tF =95,6°C;
- P=300кПа.
Целью теплового расчёта является определение необходимой площади теплопередающей поверхности, соответственно при заданных температурах оптимальными гидродинамические условия процесса и выбор стандартизованного теплообменника.
Из основного уравнения теплопередачи:
(1.45)
где F — площадь теплопередающей поверхности, м 2 ;
- Q — тепловая нагрузка аппарата;
К — коэффициент теплопередачи Вт, (м 2 ·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 , t1 — конечная и начальная температуры этанола, °С,
X= 1.05 — коэффициент учитывающий потери тепла в окружающую среду.
Средняя температура этанола:
, (1.47)
Этому значению температуры этанола соответствует значение теплоёмкости С=2933 Дж/кг·К:
Q=3,06·2933·(95,6-20) ·1,05=712·10 3 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 tср1 и tср2 .
Для определения среднего температурного напора составим схему движения теплоносителей (в нашем случае схема противоточная)
Т н =132,7 пар Тн =132,7°С
?t м = Тн — tк =132,7-85=47,7
?t б = Тн — tн =132,7-20=112,7
t к =85 этиловый спирт tн =20°С
?t м = 47,7
?t б = 112,7
Т н выбираем по табл. XXXIX [4]
t ср1 = Тн =132,7 °С, т.к. температура пара в процессе конденсации не меняется.
т.к , то
(1.49)
? t ср = tср1 -tср2 =132,7-75,8=56,9°С.
Температура одного из теплоносителей (пара) в аппарате не изменяется, поэтому выбор температурного режима окончателен.
Ориентировочный расчёт площади поверхности аппарата. Выбор конструкции аппарата и материалов для его изготовления.
Ориентировочным расчётом называется расчёт площади теплопередающей поверхности по ориентировочному значению коэффициента теплопередачи К, выбранному из [4].
Принимаем К=900 Вт/(м 2 К), тогда ориентировочное значение площади аппарата вычислим по формуле (1.45):
(1.50)
Учитывая, что в аппарате горячим теплоносителем является пар, для обеспечения высокой интенсивности теплообмена со стороны метанола необходимо обеспечить турбулентный режим движения и скорость движения метанола в трубах аппарата 2 = 1,0 м/с [4].
Для изготовления теплообменника выбираем трубы стальные бесшовные диаметром 25х2мм. необходимое число труб в аппарате n, обеспечивающее такую скорость, определим из уравнения расхода:
(1.51)
Такому числу труб в одном ходе n=12 шт, и площади поверхности аппарата F=13,9?14 м 2 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, rДв =2307·103 Дж/кг при tД =79ъ С.
Дж/кг.
Принимаем температуру охлаждающей воды на входе в дефлегматор t н =9ъ С, на выходе tк =29ъ 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 tод охлаждения дистиллята t=35,0°С.
Теплопроводность дистиллята при этой температуре
, (1.59)
где ;
(начальные конечные температуры принимаем такими же, как в дефлегматоре)
1.8.4 Холодильник кубового остатка
Таблица 4—Тепловой баланс для холодильника кубового остатка
|
Приход теплоты |
Расход теплоты |
|
|
1. С кубовым остатком 2. С охлаждение волы |
3. С охлажденным кубовым остатком 4. С охлаждающей водой |
|
, .60)
Подставим в это уравнение вместо , выражение теплового баланса и, решая его относительно расхода охлаждающей воды, получим:
, (1.61)
где — теплоёмкость кубового остатка при его средней температуре 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(м 3 к) площадь поверхности теплообменника составит:
(1.62)
2. Конструктивный расчёт ректификационной колонны
2.1 Расчёт диаметров штуцеров, подбор фланцев
Рассчитаем диаметры основных штуцеров, через которые проходят известные по величине материальные потоки, а именно: штуцер подачи исходной смеси, штуцеры выхода паров из колонны, штуцер выхода кубового остатка.
Независимо от назначения штуцера его диаметр рассчитывают из уравнения расхода:
, (2.1)
где V — объёмный расход среды через штуцер, м 3 /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, 70×3 (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, 70×3 (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, 95×4 (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, D1 =130мм, D=160мм, b=11мм, D2 =110мм, h=3мм, d=12мм, n=8шт. Фланец штуцера кубового остатка dв =97мм, D1 =160мм, D=195мм, b=22мм, D2 =138мм, h=4мм, d=16мм, n=8шт. Фланец штуцера для выхода паров из колонны dв =634мм, D1 =740мм, D=770мм, b=11мм, d=24мм, n=20шт, (ГОСТ1255-54).
Уплотнительный материал принимаем паронит марки ПОН (ГОСТ481-80).
3.1 Гидравлический расчёт
Цель гидравлического расчёта — определение величины сопротивлений различных участков трубопроводов и теплообменника и подбор насоса, обеспечивающего заданную подачу и рассчитанный напор при перекачке этанола.
Различают два вида сопротивлений (потерь напора): сопротивления трения (по длине) h 1 и местные сопротивления hмс .
Для расчёта потерь напора по длине пользуются формулой Дарси-Вейсбаха.
, (3.1)
где л — 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 о — 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 =1,0ч1,5м/с, в напорном 1,5ч2,0м/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 л может зависеть и от числа Рейнольдса, и от шероховатости трубы.
Рассчитаем гидравлический коэффициент трения л для гидравлически гладких труб по формуле Блазиуса.,
- (3.11)
Проверим трубу на шероховатость, рассчитав толщину вязкого подслоя д и сравнив её с величиной абсолютной шероховатости.
, (3.12)
где — для стальных бесшовных туб.
, (3.13)
м.
Т.к. д>?, следовательно труба гидравлически гладкая л=л 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, lвс =2,8 — длина всасывающего трубопровода, lґн =12м — длина трубопровода от теплообменника до ректификационной колонны, lн =25м — длина нагнетательного трубопровода. Смесь подаётся по трубопроводу длиной l= lвс + lн =1,0+2,8=3,8 м.
По формуле (3.1) определяем потери напора по длине
Согласно схеме насосной установки на всасывающей линии имеются следующие местные сопротивления: главный поворот на 90°, вход в трубу. Коэффициент местного сопротивления о вх =1,0; опов =0,5, следовательно ?о=0,5+1=1,5 по формуле Вейсбаха потери напора в местных сопротивлениях определяются как
, (3.14)
где о — 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 л 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 о=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° (о=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 о 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 — 20м 3 /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 Нст =15м.
Таблица 5— Характеристики трубопровода
