Введение

Ректификация – массообменный процесс разделения однородной смеси летучих компонентов, осуществляемый путем противоточного многократного взаимодействия паров, образующихся при перегонке, с жидкостью, образующейся при конденсации этих паров.

Разделение жидкой смеси основано на различной летучести веществ. При ректификации исходная смесь делится на две части: дистиллят – смесь, обогащенную низкокипящим компонентом (НК), и кубовый остаток – смесь, обогащенную высококипящим компонентом (ВК).

Процесс ректификации осуществляется в ректификационной установке, основным аппаратом которой является ректификационная колонна, в которой пары перегоняемой жидкости поднимаются снизу, а навстречу парам стекает жидкость, подаваемая в виде флегмы в верхнюю часть аппарата.

Процесс ректификации может протекать при атмосферном давлении, а также при давлениях выше и ниже атмосферного. Под вакуумом ректификацию проводят, когда разделению подлежат высококипящие жидкие смеси. Повышенное давление применяют для разделения смесей, находящихся в газообразном состоянии при более низком давлении. Атмосферное давление принимают при разделении смесей, имеющих температуру кипения от 30 до 150ْ С.

Степень разделения смеси жидкостей на составляющие компоненты и чистота получаемых дистиллята и кубового остатка зависят от того, насколько развита поверхность контакта фаз, от количества подаваемой на орошение флегмы и устройства ректификационной колонны.

Ректификация известна с начала XIX века как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию все шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производствах органического синтеза, изотопов, полимеров, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).

1. Расчет ректификационной колонны

1.1 Материальный баланс процесса

Составляем материальный баланс для определения количеств и состава веществ, участвующих в процессах ректификации.

Материальный баланс колонны, обогреваемой паром:

, (1.1)

где GF—производительность установки по исходной смеси, GД –производительность установки по дистилляту, GW— производительность установки по кубовому остатку.

Материальный баланс для НК:

, (1.2)

где хF, xД, хW— массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке соответственно. Преобразуем выражение (1.2)

,

3,06·28=(3,06-GW)86+ GW ·0,5,

3,06·28=3,06·86- GW ·86+ GW ·0,5,

85,68=263,16- GW ·85,5,

,

GW =2,08 кг/с.

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

GД=GF-- GW,

GД =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 Мв ,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, ْC	х, мол	у, мол
t=100	0	0
t=90,5	0,05	0,332
t=86,5	0,1	0,442
t=83,2	0,2	0,531
t=81,7	0,3	0,576
t=80,8	0,4	0,614
t=80	0,5	0,654
t=79,4	0,6	0,699
t=79	0,7	0,753
t=78,6	0,8	0,818
t=78,4	0,9	0,898
t=78,4	1,0	1,0

Проводим прямую CВ, для этого на диагонали наносим точку С с абсциссой хД=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 В1, 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 хД 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 η воспользуемся обобщенным опытным графиком [5, рис. 90]

В зависимости КПД от произведения относительной летучести α на коэффициент динамической вязкости µ перегоняемой смеси.

Относительная летучесть α, динамические коэффициенты вязкости смеси µ и отдельных компонентов определяются при температурах кипения исходной смеси, дистиллята и кубового остатка, определяемые по диаграмме t –x,y (см. прил).

Относительную летучесть находим по формуле:

, (1.9)

где Рэ, 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 µэ=0,38·10-3 Па µв=0,299·10-3 Па

t=79°С µэ=0,44 ·10-3 Па µв=0,344·10-3 Па

t=99°C µэ=0,3·10-3 Па µв=0,287 ·10-3 Па

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

, (1.10)

где хЭ , хВ – молярные доли компонентов (воды и этилового спирта);

µэ, µв – вязкость компонентов жидкой смеси при температуре смеси.

Для исходной смеси:

,

Для дистиллята:

,

Для кубового остатка:

,

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

η1=0,53,

η2=0,5,

η3=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:

для верхней части колонны:

, (1.13)

,

для нижней части колонны:

(1.14)

.

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

, (1.15)

,

,

.

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

При tв ср=82°С

ρнк =731,2 кг/м3,

ρвк =970,6 кг/м3,

При tн ср=92°С

ρнк =723,6 кг/м3,

ρвк =963,6 кг/м3.

Подставим получившиеся значения в выражение (1.12).

Для верхней части:

кг/м3,

для нижней части:

кг/м3.

Определяем среднюю плотность пара

, (1.16)

где средняя мольная масса пара определяется

, (1.17)

где уср – мольная концентрация НК в парах, которая для верхней части колонны определяется

, (1.18)

.

Для нижней части колонны:

, (1.19)

.

кг/кмоль,

в нижней части:

кг/кмоль,

в верхней части колонны:

кг/м3,

в нижней части колонны:

кг/м3,

Объемная скорость пара в колонне:

, (1.20)

где GД=1,12 кг/с – расход дистиллята

в верхней части колонны:

м3/с,

в нижней части колонны:

м3/с,

Определяем максимальную объёмную скорость жидкости:

1) в верхней части колонны на верхней тарелке

, (1.21)

где Lв – средний массовый расход по жидкости для верхней части колонны:

, (1.22)

для нижней части:

, (1.23)

где МД 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:

м3/с,

2) в нижней части

(1.24)

м3/с.

1.5 Определение основных геометрических размеров ректификационной колонны

Скорость пара должна быть ниже некоторого предельного значения ωпред, при которой начинается брызгоунос. Для ситчатых тарелок.

(1.25)

Предельное значение скорости пара ωпред 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 Дк 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 d0=4 мм.

Высота сливной перегородки hп=40 мм.

Колонный аппарат Дк =1600 мм – внутренний диаметр колонны

Fк =2,0 м2 – площадь поперечного сечения колонны

Расчёт высоты колонны

Определение высоты тарельчатой колонны мы проводим по уравнению:

(1.27)

H1=(n-1)H – высота тарельчатой части колонны;

h1 – высота сепараторной части колонны мм., h1 =1000 мм по табл2 [7];

h2 – 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:

Hк=4,5+1,0+2,0=7,5 м.

1.6 Расчёт гидравлического сопротивления колонны

Расчёт гидравлического сопротивления тарелки в верхней и в нижней части колонны

, (1.28)

где —сопротивление сухой тарелки, Па; — сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, Па; — сопротивление парожидкостного слоя на тарелке, Па.

а) Верхняя часть колонны.

Сопротивление сухой тарелки

(1.29)

где ξ – коэффициент сопротивления сухих тарелок, для ситчатой тарелки ξ=1,82 [1];

ω0 – скорость пара в отверстиях тарелки:

, (1.30)

Плотность жидкости и газа определяем как среднюю плотность жидкости и газа в верхней и нижней частях колоны соответственно:

, (1.31)

кг/м3.

Следовательно, гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

, (1.33)

где σ=20*10-3 Н/м— поверхностное натяжение жидкости; d0=0,004 м — эквивалентный диаметр прорези.

Па.

Сопротивление газожидкостного слоя принимаем равным:

, (1.34)

где hпж – 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:

tF=85° C

с в=4357,6 Дж/(кг·К)

с э=3289,2 Дж/(кг·К)

Дистиллята:

tD=79° C

с в=4231,9 Дж/(кг· К)

с э=3226,3 Дж/(кг· К)

Кубового остатка:

tW=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]:

rвF=1961·103 Дж/кг

rэF=822·103 Дж/кг

rвD=2009·103 Дж/кг

rэD=844·103 Дж/кг

rвW=1936·103 Дж/кг

rэW=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%:

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

Расход теплоты на испарение исходной смеси определяем по формуле:

, (1.39)

где GД – 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 rгр=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:

GF=3,06 кг/с;

tсм=20°C;

аF=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, м2;

Q – тепловая нагрузка аппарата;

К – коэффициент теплопередачи Вт, (м2·к);

∆tср средний температурный напор, °К.

Определяем тепловую нагрузку:

, (1.46)

где Gхол – массовый расход этанола, кг/с;

схол – средняя удельная теплоёмкость этанола Дж/кг·с;

t2, 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=712·103 Вт.

Расход пара определяем из уравнения:

Q=D·r, (1.48)

D – расход пара, кг/с;

r – средняя теплота конденсации пара Дж/кг.

Из формулы (1.48) следует, что

,

.

Расчёт температурного режима теплообменника.

Цель расчёта – определение средней разности температур ∆tср и средних температур теплоносителей tср1 и tср2.

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

Тн=132,7 пар Тн =132,7°С

∆tм = Тн - tк =132,7-85=47,7

∆tб = Тн – tн =132,7-20=112,7

.

tк=85 этиловый спирт tн =20°С

∆tм = 47,7

∆tб = 112,7

Тн выбираем по табл. XXXIX [4]

tср1 = Тн=132,7 °С, т.к. температура пара в процессе конденсации не меняется.

т.к , то

(1.49)

,

∆ tср= 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/(м2К), тогда ориентировочное значение площади аппарата вычислим по формуле (1.45):

(1.50)

,

Учитывая, что в аппарате горячим теплоносителем является пар, для обеспечения высокой интенсивности теплообмена со стороны метанола необходимо обеспечить турбулентный режим движения и скорость движения метанола в трубах аппарата 2= 1,0 м/с [4].

Для изготовления теплообменника выбираем трубы стальные бесшовные диаметром 25х2мм. необходимое число труб в аппарате n, обеспечивающее такую скорость, определим из уравнения расхода:

(1.51)

.

Такому числу труб в одном ходе n=12 шт, и площади поверхности аппарата F=13,9≈14 м2 по ГОСТ15118-79 и ГОСТ 15122-79 наиболее полно отвечает двухходовой теплообменник диаметром 325 мм, с числом труб 56 (в одном ходе 28 шт.), длинной теплообменных труб 4000 мм и площадью поверхности F=13м2.

1.8.2 Расчет дефлегматора

Тепловую нагрузку дефлегматора определим из теплового баланса.

Таблица 2— Тепловой баланс для дефлегматора

Приход теплоты	Расход теплоты
1. С паром из колонны 2. С охлаждающей водой	3. С дистиллятом 4. С охлаждающей водой

Приход теплоты

Расход теплоты

1. С паром из колонны

2. С охлаждающей водой

3. С дистиллятом

4. С охлаждающей водой

Потерями теплоты в окружающую среду пренебрегаем.

Тепловой баланс:

, (1.52)

, (1.53)

откуда расход охлаждающей воды на дефлегматор:

. (1.54)

Количество паров, поднимающихся из колонны:

, (1.55)

кг/с.

Скрытую теплоту конденсации паровой смеси в дефлегматоре определяем по формуле:

, (1.56)

где rДэ=852·103 Дж/кг, rДв=2307·103 Дж/кг при tД=79ْ С.

Дж/кг.

Принимаем температуру охлаждающей воды на входе в дефлегматор tн=9ْ С, на выходе tк=29ْ С, тогда расход воды на дефлегматор составит:

кг/с.

1.8.3 Выбор холодильника дистиллята

Расход воды на холодильник определяем из уравнения теплового баланса

Таблица 3—Тепловой баланс

Приход теплоты	Расход теплоты
1. С дистиллятом 2. С охлаждение волы	3. С охлажденным дистиллятом 4. С охлаждающей водой

Приход теплоты

Расход теплоты

1. С дистиллятом

2. С охлаждение волы

3. С охлажденным дистиллятом

4. С охлаждающей водой

Тепловой баланс:

(1.57)

Подставляя в последнее уравнение вместо , выражения из теплового баланса и решая его относительно расхода охлаждающей воды, имеем:

(1.58)

где сд – 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 tхиср,

.

Конечная температура кубового остатка задана 45°С:

,

1.8.5 Кипятильник колонны

Тепловая нагрузка кипятильника колонны определялась ранее Q=5590,6 кВт, средняя разность температур в кипятильнике – разность между температурой греющего пара при Р=0,3МПа и температурой кипения кубового остатка:

При ориентировочно принятом значении коэффициента в кипятильнике к=1500 Вт(м3к) площадь поверхности теплообменника составит:

(1.62)

2. Конструктивный расчёт ректификационной колонны

2.1 Расчёт диаметров штуцеров, подбор фланцев

Рассчитаем диаметры основных штуцеров, через которые проходят известные по величине материальные потоки, а именно: штуцер подачи исходной смеси, штуцеры выхода паров из колонны, штуцер выхода кубового остатка.

Независимо от назначения штуцера его диаметр рассчитывают из уравнения расхода:

, (2.1)

где V – объёмный расход среды через штуцер, м3/с; – скорость движения среды в штуцере, м/с;

;

Штуцер подачи исходной смеси

(2.2)

,

при

;

,

.

Принимая XF=1,5м/с, получим:

.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 70x3 (внутренний диаметр dвн=70-3·2=64мм).

Скорость движения питательной смеси в штуцере:

, (2.3)

.

Штуцер подачи флегмы:

, (2.4)

При

.

Принимаем XR=1,0м/с,

Тогда

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 70x3 (внутренний диаметр dвн=70-3·2=64мм).

Скорость движения флегмы в штуцере:

(2.5)

Штуцер выхода кубового остатка:

, (2.6)

При

плотность воды .

.

Принимаем XW=0,5м/с,

Тогда

.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера по ГОСТ 9941-62, 95x4 (внутренний диаметр dвн=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 dвн=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 dв=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) h1 и местные сопротивления hмс.

Для расчёта потерь напора по длине пользуются формулой Дарси-Вейсбаха.

, (3.1)

где λ – гидравлический коэффициент трения;

l – длина трубопровода или тракта по которому протекает теплоноситель, м;

d – диаметр трубопровода, м;

- скоростной коэффициент напора, м.

Для расчёта потерь напора в местных сопротивлениях применяется формула Вейсбаха:

, (3.2)

где ξ – коэффициент местных сопротивлений;

- скоростной напор за местным сопротивлением, м.

3.1.1 Определение геометрических характеристик трубопровода

Гидравлическому расчёту подлежит схема на рис 1. Диаметр всасывающего и напорного трубопроводов определим из уравнения расхода, принимая скорость во всасывающем трубопроводе вс =1,0ч1,5м/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 λ может зависеть и от числа Рейнольдса, и от шероховатости трубы.

Рассчитаем гидравлический коэффициент трения λ для гидравлически гладких труб по формуле Блазиуса.,

. (3.11)

Проверим трубу на шероховатость, рассчитав толщину вязкого подслоя δ и сравнив её с величиной абсолютной шероховатости.

, (3.12)

где - для стальных бесшовных туб.

,

, (3.13)

м.

Т.к. δ>∆, следовательно труба гидравлически гладкая λ=λгл =0,0276 на всех остальных участках трубопровода будем считать трубу так же гидравлически гладкой.

В соответствии с заданным вариантом Н=14м – максимальная высота подъёма, hвс=1,0м-высота всасывания, lвс=2,8 – длина всасывающего трубопровода, l΄н=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 ξвх=1,0; ξпов=0,5, следовательно ∑ξ=0,5+1=1,5 по формуле Вейсбаха потери напора в местных сопротивлениях определяются как

, (3.14)

где ξ – коэффициент местных сопротивлений; - скоростной напор за местным сопротивлением, м.

.

Суммарные потери напора на всасывающем участке трубопровода:

, (3.15)

.

Расчёт сопротивлений на напорном участке трубопровода от насоса до теплообменника. Т.к. труба гидравлически гладкая, то гидравлический коэффициент трения λ рассчитываем по формуле Блазиуса (3.11):

,

.

Потери напора по длине:

, (3.16)

.

Согласно расчётной схеме на напорном участке трубопровода от насоса до теплообменника имеется один вид местного сопротивления – главный поворот ξ=0,5

.

Суммарные потери напора на участке напорного трубопровода от насоса до теплообменника:

.

Расчёт сопротивления теплообменника

Определим напор теряемый в местных сопротивлениях теплообменника ( рис 1)

,

.

Предварительно вычисляем площади на различных участках.

Рисунок 2— Коэффициенты местных сопротивлений теплообменника

Площадь поперечного сечения штуцера

, (3.18)

Площадь поперечного сечения крышки (свободного сечения аппарата)

, (3.19)

.

Площадь поперечного сечения 28-и труб одного хода теплообменника:

, (3.20)

.

Скорость и скоростной напор в соответствующих сечениях:

,

,

.

Коэффициент местных сопротивлений:

а) при входе через штуцер в крышку (внезапное расширение):

, (3.21)

;

б) при входе потока из крышки в трубы (внезапное сужение):

, (3.22)

.

в) при входе потока из труб в крышку (внезапное расширение):

, (3.23)

.

г) при входе потока из крышки в штуцер (внезапное сужение):

, (3.24)

Вычислим потери напора в местных сопротивлениях:

а) при входе потока через штуцер:

,

б) при входе потока в трубы:

,

в) при выходе потока из труб:

,

г) при выходе потока из крышки через штуцер:

,

д) при повороте из одного хода в другой на 180° (ξ=2,5):

.

Суммарные потери напора в местных сопротивлениях теплообменника:

(3.25)

.

Общее потери потока (по длине и в местных сопротивлениях теплообменника):

, (3.26)

.

Расчёт сопротивления участка напорного трубопровода от теплообменника до колонны:

,

,

,

.

Участок напорного трубопровода включает два плавных поворота трубопровода ξпов=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;

hвс=1,0м – высота всасывания насоса;

Рр=9,81·104 Па – давление в колонне;

Ратм=9,81·104 Па – атмосферное давление;

∑hn=0,992 м – суммарные потери напора в сети.

.

Выбор типа и марки насоса

Выбираем для перекачки метанола насос по рассчитанному требуемому напору и заданной подаче:

.

Выбираем насос марки 2К-9 со следующими параметрами:

Подача – 20м3/час, полный напор – 18,5м, число оборотов – 2900об/мин, внутренний диаметр патрубков: входного – 50мм., напорного – 40мм., количество колёс – 1, марка насоса 2К-9, габаритные размеры: длина – 438мм, ширина – 206мм, высота – 247мм, вес – 31кг, КПД – 68%, допустимая максимальная высота всасывания , диаметр рабочего колеса – Д=129мм.

,(3.29)

где , (3.30)

.

Так как трубопровод эксплуатируется в квадратичной зоне сопротивлений (Re>105), то зависимость потерь напора в трубопроводе от изменения скоростей носит квадратичный характер, т.е.

, (3.31)

где b – коэффициент пропорциональности, определяемый по координатам т. D, лежащей на этой кривой. Этой точке соответствуют:

,

,

Отсюда

, (3.32)

.

Уравнение кривой сопротивления трубопровода, выражающее собой потребные напоры насоса при различных расходах (подачах) по заданному трубопроводу:

(3.33)

Задаваясь различными значениями Q, рассчитываем соответствующие им значения Нтр. Результаты расчёта заносим в таблицы 5.

По данным таблицы 5 строим характеристику трубопровода Нтр=f(Q), отложив на оси ординат величину Нст=15м.

Таблица 5— Характеристики трубопровода

№ п/п	Q		Нтр, м	∑hп, м	Нтр=Нст+b·Q2, м
	м3/с	м3/ч
1	0	0	15	0	15
2	1,39·10-3	5,0	15	0,112	15,112
3	2,78·10-3	10	15	0,45	15,45
4	4,17·10-3	15	15	1,012	16,012
5	5,56·10-3	20	15	1,8	16,8
6	6,94·10-3	25	15	2,8	17,8
7	8,33·10-3	30	15	4,04	19,04

Точка пересечения характеристик насоса и трубопровода определяет рабочую точку А, координаты которой: , , NA=1,51 кВт, =68% (см приложение).

4. Описание технологической схемы

Этан-этиленовая фракция 4.6.1 подается в абсорбционную колонну КА, где абсорбируется под воздействием серной концентрированной кислоты 6.1.1. Затем этановая фракция 4.6.2 через дроссель ДР подается в скруббер С1, после чего отводится через брызгоуловитель Б. В свою очередь раствор этилсульфатов 6.1.2 направляется в холодильник Х1, который охлаждает посредствам оборотной воды 1.6.1. Охлажденный раствор этилсульфатов 6.1.2 подается в гидролизер Г, откуда гидролизат 6.1.3 попадает в отпарную колонну КО. Под воздействием давления выше атмосферного и насыщенного пара 2.2 из гидролизат 6.1.3 образуются пары этанола загрязненные 4.9.1 и серная кислота концентрированная 6.1.1. Поступающие в конденсатор К пары этанола загрязненные 4.9.1 конденсируются и в виде раствора попадают в сепаратор СП, где отделяются от раствора газовые примеси 5.2, далее направляются в скруббер С3, затем раствор спирта-сырца 8.9.2 направляется в емкость1, откуда с помощью центробежного насоса Н2 перекачивается в подогреватель П. Разогретый до температуры 83ْ С раствор этанола—сырца 8.9.2 подается в ректификационную колонну КР, откуда пар этанола обогащенный 4.9.3 поступает в дефлегматор Д, откуда с помощью распределителя Р часть в виде флегмы возвращается обратно в ректификационную колонну КР, другая часть охлаждается в холодильнике Х3. Дистиллят этанола 8.9.3 направляется в емкость Е3, откуда перекачивается центробежным насосом Н4 на последующие технологические операции. Часть кубового остатка 1.9 из ректификационной колонны КР попадет в кипятильник КП, из которого конденсат 1.8 отводится конденсатоотводчиком КО2, а часть в виде пара кубового остатка 2.9 подается на дальнейшую ректификацию в колонну.

Кубовый остаток 1.9 также из ректификационной колонны КР направляется в холодильник Х2. охлаждающий за счет оборотной воды 1.6.1. Охлажденный кубовый остаток подается в емкость Е2 и насосом Н3 перекачивается на последующие технологические операции.

Список используемой литературы

1. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии: Учебник для техникумов. –Л.: Химия, 1991.-352 с.

2. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии. – М.: Химия, 1995.-Ч. 1,2.- 766с.

3. Красовицкий Ю.В. Процессы и аппараты пищевых производств (теория и расчеты) [Текст]:учебное пособие / Ю.В. Красовицкий, Н.С. Родионова, А.В. Логинов; Воронеж. гос. технолог. акад. Воронеж, 2004, 304 с.

4. Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учеб. пособие для студ. хим-технолог. спец. вузов/ К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков; Под. ред. П.Г. Романкова. – 10-е изд. перераб. и доп.- Л.: Химия, 1987. – 676 с.

5. Чернобыльский И.И. Машины и аппараты химических производств./ И.И. Чернобыльский, А.Г. Бондарь, Б.А. Гаевский и др.; Под ред. И.И. Чернобыльского.-3-е изд. перераб. и доп. – М.: Машиностроение, 1974. – 456с.

6. Плановский А.Н. Процессы и аппараты химической технологии / А.Н. Плановский, В.М. Рамм, С.З. Каган. - 5-е изд., стереотип. – М.: Химия, 1983.-783 с.

7. Колонные аппараты: Каталог. М.: ЦИНТИхимнефтемаш, 1978. 31 с.

8. Логинов А.В. Процессы и аппараты химических и пищевых производств (пособие по проектированию) / А.В. Логинов, Н.М. Подгорнова, И.Н. Болгова;Воронеж. гос. технолог. акад. Воронеж, 2003. 264 с.

9. Лащинский А.А. Основы расчета и конструирования химической аппаратуры: Справочник. / А.А. Лащинский, А.Р. Толчинский; Под. ред. Н.Н. Логинова. 2-е изд. перераб. и доп. – Л.: Машиностроение, 1970.-753 с.

54