Проект МВУ для упаривания 70 т/ч сульфатного щёлока

М_р = М_А∙х_р + М_В∙(1- х_р)

М_р = 32.098 кг/кмоль

р′ = 10⁵ Па

Т′ = 273 + t_р = 273 + 65.1 = 338.1 К

ρ′_п = 

кг/м³

G′_п = G_p (R+1) = 0,07∙(13.86+1) = 1.04 кг/с

V′_c = 1.04/1,16 = 0,9 м³/с

 

 

Нижнее сечение:

Молекулярная масса  смеси  в нижнем сечении определяется по правилу аддитивности

М_w = М_А∙х_w + М_В∙(1- х_w)

М_р = 45.86 кг/кмоль

Давление пара в нижней части ректификационной колонны

р′′ = р′ + ∆р,

где ∆р – перепад давления в нижней и верхней части колонны, Па

∆р = n_T ∙∆р_T ,

 n_T – число теоретических тарелок, ∆р_T – перепад давления на одной теоретической тарелке, Па

∆р_T = 100…200 Па

∆р = 37.4 ∙ 100 =3740 Па

р′′ = 10⁵ + 3740 = 1,037 ∙ 10⁵ Па

Т′′ = 273 + t_w = 273 + 77.5 = 350.5 К

ρ′′ =

кг/м³

Расход пара в нижнем сечении можно определить из выражения 

G′′_п ∙ r_w = D_гр ∙ r_гр

G′′_п =  D_гр ∙ r_гр    ,

r_w

 r_w – удельная теплота парообразования кубового остатка

r_w = r_А∙х_w + r_B ∙ (1 - x_w) ,

где r_А - удельная теплота парообразования метанола при температуре кубового остатка, кДж/кг; r_B - удельная теплота парообразования этанола при температуре кубового остатка, кДж/кг.

r_А = 1068,4 кДж/кг

r_B  = 850 кДж/кг

r_w = 1068,4 ∙ 0,01 + 850 ∙ (1 – 0,01) = 852,8 кДж/кг

Подставив численные  значения получим:

G′′_п = 1,41 кг/с

V′′_c = 0,85 м³/с

4.2 Определяем скорость пара в свободном сечении колонны.

,

где ρ_п – плотность пара, кг/м³; ρ_ж – плотность жидкости, кг/м³; С – коэффициент, зависящий от конструкции тарелок и расстояния между ними,

т. к. тарелки колпачковые и расстояние между ними h = 400мм, то С = 0,045.

Верхнее сечение:

Найдем плотность жидкости  в верхней части колонны при  температуре  в ней  t_р .

ρ′_ж = 750,3 кг/м³

ω′ = 0,045 ∙

= 1,14 м/с

ω_раб =(0,75…0.90)∙ω

ω_раб =0.912

Нижнее сечение:

Найдем плотность жидкости  в нижней  части колонны при  температуре  в ней  t_w .

 

ρ′′_ж = 737,4 кг/м³

 

ω′′ = 0,045 ∙

= 1,13 м/с

ω_раб =0.9

4.3 Определяем  диаметр колонны.

Диаметр ректификационной колонны определяем из уравнения  расхода:

Отсюда диаметры верхней  и нижней части колонны равны соответственно:

D′ =

= 1,12 м 

 

D′′ =

= 0,1 м

Так как диаметры в  верхнем и нижнем сечениях отличаются  меньше чем на 0.2 м, то принимаем к установке колонну одного диаметра. По каталогу выбираем  колонну с диаметром D = 1200мм

4.4 Уточняем  скорость пара в верхнем и  нижнем сечениях колонны.

Действительные рабочие  скорости паров в колонне равны:

ω′ =

=  0,80 м/с

ω′′ =

= 0,75 м/с

4.5 По каталогу  выбираем основные размеры колонны

Тип колонны КСК с колпачковыми тарелками

Высота сепарационной  части  Н_сеп = 800 мм

Высота кубовой части  Н_куб = 2000 мм

Расстояние между штуцерами  для уровнемера Н_ур=900 мм

Длина линии барботажа 12,3 м

Диаметр слива L_с=0,818

Сечение перелива 0,099

Свободное сечение тарелки 0,129 м²

Относительная площадь для прохода  паров 11,4%

Величина зазора К=0-14 мм

Тип тарелок ТСК-Р

Расстояние между тарелками h = 400 м

 

 

 

 

 

5 Определение высоты  колонны

5.1 Определим действительное число тарелок.

n_д=h_m/η

где η- КПД тарелки f(α,μ); α- коэф-нт относительной летучести.

α=Р_а/Р_б

при t _f=74.9⁰C Р_а=1000 мм.ртст, Р_б=600 мм.ртст

α=1000/600=1,67

Lg μ=x_f∙∙ Lg μ_а+(1- x_f) ∙ Lg μ_б

μ=0,408 мПа∙с

α∙μ=1,67 ∙0,408=0,681

η=0,53

n_д=37,4/0,53≈71

5.2 Расчитываем высоту  колонны.

Н=Н _с+Н_К+Н_m=

H_доп

Н_m=( n_д-1) ∙ h_m

Н_m=(71-1) ∙0,4=28 м

H_доп=z∙(h_л-h_m)

Где z- число люков, h_л-расстояние между тарелками в месте установки люка

h_л≥0,8

z= n_д/n_л-1

где n_л-число тарелок через кототые устанавливается люк.

n_л=5…10

z=71/10-1≈7

n_л=n_д/(z+1)

n_л=71/(7+1) =8.9≈9

9т-л-9т-л-9т-л-9т-л-9т-л-9т-л9-л-8т

H_доп=7∙(0,8-0,4)=2,8

Н=0,8+2+28+2,8=33,6 м

 

 

6 Расчет гидравлического  сопротивления.

Гидравлическое сопротивление одной тарелки может быть рассчитано как:

,

где  ∆Р_сух – сопротивление сухой тарелки, Па; ∆Р_σ – сопротивление, вызванное силами поверхностного натяжения, Па; ∆Р_ст – статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па.

,

где ζ – коэффициент  сопротивления, зависит от конструкции  тарелки, для колпачковой  ζ = 4,5…5,0;

Сопротивление, вызванное  силами поверхностного натяжения (∆Р_σ) принимаем равным 0, так как это очень маленькая величина и на расчеты не повлияет.

Статическое сопротивление (∆Р_ст) зависит от запаса жидкости на тарелке. Сопротивление парожидкостного слоя на колпачковой тарелке:

,

где k – относительная плотность парожидкостного слоя (пены), k = 0,5; ∆h – высота уровня жидкости над сливным порогом, м; h₁ – расстояние от низа тарелки до средины прорезей, м; h_п – высота сливного порога, равная 40 – 50 мм.

 

,

h₂ – расстояние от низа тарелки до края колпачка, принимается от 0 до 10мм; h_прор – высота прорези, м.

Высота уровня жидкости над сливным порогом  ∆h определяется по уравнению:

,

где V_ж – объемный расход жидкости, м³/с; П – периметр слива, ; k – коэффициент, k = 0,5.

Верхнее сечение:

 Па

м

h_п =0,040 м

П = 0,818 м

h₂ = 0,010 м

h_прор =0,025 м

0,0158 м

= 386,18 Па

∆Р' = 1,67 + 386,18 = 387,85 Па

Нижнее сечение:

 Па

м

 

 

h_п =0,040 м

П = 0,818 м

h₂ = 0,010 м

h_прор =0,025 м

0,00325 м

= 320,59 Па

∆Р'' = 2,1 + 320,59 = 322,69 Па

Проверим, соблюдается  ли при расстоянии между тарелками h_t = 300 мм необходимое для нормальной работы тарелок условие:

h ≥

Для тарелок верхней  части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок  нижней части:

400 ≥

400 ≥ 0,096

Следовательно, вышеуказанное  условие соблюдается.

 

 

 

Расчет подогревателя.

1 Определение  тепловой нагрузки и расход горячего теплоносителя

 

 

Рис. Принципиальная схема  подогревателя.

Тепловую нагрузку подогревателя  находим из уравнения теплового  баланса для холодного теплоносителя:

Q_f = G_f C_f (t_fк - t_fн ),

t_fк и t_fн - температура смеси на входе и выходе из подогревателя, ˚С; C_f – теплоемкость смеси при средней температуре ее в подогревателе, кДж/кгК.

Среднюю температуру  смеси  t_fср  принимаем как среднее арифметическое между начальной и конечной температурой смеси:

t_fср = (t_fк + t_fн)/2 = (20 + 74,9)/2 = 47,5˚С

Теплоемкость смеси 

C_f = C_A x_f  + C_B (1 - x_f),

 C_A и C_B – теплоемкость метанола и этанола соответственно при средней температуре смеси, кДж/кгК

C_А = 2,64 кДж/кгК

C_B = 2,89 кДж/кгК

C_f = 2,6 ∙ 0,2 + 2,89 (1 – 0,2) = 2,84 кДж/кгК

 Тогда тепловая нагрузка подогревателя

Q_f = 0,47 ∙ 2,84 (74,9 – 20,0) = 73,63 кВт

Тепловая нагрузка подогревателя  для горячего теплоносителя 

Q₁ = G₁ ∙ r₁ ,

где r₁ – удельная теплота парообразования водного пара, кДж/кг; G₁ – массовый расход пара, кг/с.

При давлении пара р = 2кгс/см² температура пара  t_1н = 119,6 ˚С, а удельная  теплота парообразования r₁ = 2208 кДж/кг.

Пренебрегая потерями, принимаем, что  Q₁  =  Q_f , тогда

G₁ = Q₁/ r₁ = Q_f / r₁

G₁ = 0,033 кг/с

 

 

2 Определение  среднего перепада температур 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Рис. График изменения  температур в процессе теплообмена.

∆t_б = t_1н – t_fн = 119,6 – 20,0 = 99,6 ˚С

∆t_м = t_1к – t_fк = 119,6 – 74,9 = 44,7 ˚С

∆t_б и ∆t_м – наибольшая и наименьшая разность температур теплоносителей на концах аппарата, ˚С.

∆t_б /∆t_м = 3,38 > 2

Тогда, средняя разность температур потоков определяется по формуле:

∆t_cp = (∆t_б - ∆t_м)/ ln (∆t_б /∆t_м)

∆t_cp = (99,6 – 44,7)/ ln2,2 = 69,5 ˚С

Для определения тепловых потоков и коэффициентов теплоотдачи  находят среднюю температуру  теплоносителя:

t_fcp = t_1н - ∆t_cp = 119,6 – 69,5 = 50,1 ˚С

 

3 Ориентировочный  расчет теплообменника.

 

Ориентировочную поверхность  теплообменника находим из уравнения  теплопередачи:

,

где К_ор – ориентировочный коэффициент теплопередачи, Вт/м²К;

К_ор = 170 Вт/м²К.

м²

Находим сечения для  прохода холодного теплоносителя, при котором обеспечивается необходимая  скорость течения теплоносителя. Скорость течения теплоносителя  ω  для  кожухотрубчатых  теплообменников  принимается в пределах 0,5…0,7 м/с

f_f = G_f /ωρ_f ,

ρ_f – плотность смеси при температуре t_fcp :

,

ρ_А и ρ_В – плотность метанола и воды при температуре t_f , кг/см³.

ρ_ж = 746,3 кг/см³

f_f = 0,47/0,6 ∙ 746,3 = 0,001 м²

По  каталогу выбираем двухходовой теплообменник с поверхностью теплообмена F = 6,5 м² . Число труб 56 шт., диаметр кожуха (наружный) 325 мм., длинна труб l = 1,5 м., размер труб 25 * 2 мм.

Внутренний диаметр  труб

d = d_н – 2S = 25 - 2∙2 = 21 мм

Уточняем скорость движения жидкости в трубах:

ω = 0,47∙0,001/0,01 =  0,06 м/с

 

4 Уточненный  расчет теплообменника

 

Расчет коэффициента теплопередачи в теплообменнике производят по формуле

,

α₁ и α₂ – коэффициенты теплоотдачи от горячего теплоносителя к стенке и от стенки к холодному теплоносителю соответственно, Вт/м²К;  Σδ/λ – термическое сопротивление стенки и отложений, м²К/Вт.

 

4.1 Определяем  термическое сопротивление стенки  и отложений:

 

Σδ/λ = δ₁/λ₁ + δ_ст/λ_ст + δ₂/λ₂ ,

где  δ_ст – толщина металлической стенки, δ_ст = 0,002м; λ_ст - ее теплопроводность, λ_ст = 46,5Вт/м²К; δ₁, δ₂ – толщина отслоений со стороны горячего и холодного теплоносителей соответственно, м ; λ₁,λ₂ – теплопроводность отложений со стороны горячего и холодного теплоносителей соответственно, Вт/мК.

Σδ/λ = 1/5800 + 0,002/46,5 + 1/5800 = 0,000388 м²К/Вт

 

4.2 Расчет коэффициента теплоотдачи от стенки к холодному теплоносителю α_f .

Для  этого определяем режим движения данного теплоносителя  по критерию Рейнольдса

,

где μ_f  - вязкость смеси при температуре t_f , мПа∙с:

lg μ_f = x_f lg μ_A + (1 - x_f)lg μ_B

μ_A = 0,43 мПа∙с

μ_B = 0,9 мПа∙с

Отсюда μ_f  = 0,78 мПа∙с

Критерий Рейнольдса находится  в пределах  Re < 2300, следовательно, режим движения жидкости ламинарный. Теплопередача  в прямых трубах и каналах  для вертикального расположения труб при Re < 2300 находится по формуле:

Nu_f = 1,55 ∙ ε_ι (Re_f (d/L))^1/3(μ /μ_cт)^0,14

ε_ι = f(H/d), тогда L/d = 1,5/0,021 = 74,4 > 50, из этого следует что ε_ι = 1.

μ /μ_cт принимаем равным 1.

Критерий Нусильта также  определяется по формуле 

Nu_f = α_f ∙d / λ_f ,

где λ_f – теплопроводность холодного теплоносителя, Вт/мК, определяется по формуле: