Производство фосфорной кислоты

17

Размещено на http://www.allbest.ru/

Реферат

Пояснительная записка: 121 с, 6 рисунков, 3 табл., 13 источников.

Графические материалы: технологическая схема производства с указанием средств автоматизации, сборочные чертежи аппарата, комплексный чертеж аппарата, лист экономических показателей, всего 10 листов.

Тема проекта «Цех производства фосфорной кислоты мощностью 50 тыс. т/год по 100% Р₂О₅. Разработать выпарной аппарат».

Приведено обоснование технологической схемы производства фосфорной кислоты. Приведены теоретические основы процесса, выполнены технологические расчеты производства, разрабатываемого аппарата, проведены конструктивные и прочностные расчеты, подтверждающие работоспособность и надежность аппарата. Разработана схема автоматизации технологического процесса с использованием современных контрольно-измерительных приборов и средств автоматизации.

В разделе «Охрана труда» дан анализ потенциальных опасностей и вредностей, предложены мероприятия по их устранению.

Экономическими расчетами подтверждена целесообразность внедрения аппарата в производство.

Приведен расчет на ЭВМ- расчет фланцевого соединения.

Ключевые слова: кислота, аппарат, расчет, технологическая схема, автоматизация.



Содержание

Введение

1. Технико-экономическое обоснование проекта

2. Технологическая часть

2.1 Описание технологической схемы производства

2.2 Технологические основы процесса

2.3 Описание конструкции проектируемого аппарата

2.4 Технологические расчеты и определение конструктивных размеров аппарата

2.5 Гидравлические расчеты

2.6 Выбор вспомогательного оборудования

3. Проектно-конструкторская часть

3.1 Выбор конструкционных материалов

3.2 Расчеты на прочность, упругость и устойчивость

3.2.1 Расчет толщины цилиндрической обечайки испарителя

3.2.2 Расчет эллиптической крышки испарителя

3.2.3 Расчет толщины конического днища испарителя 3.2.4 Расчет толщины цилиндрической обечайки кристаллизатора

3.2.5 Расчет толщины эллиптической крышки кристаллизатора

3.2.6 Расчет толщины конического днища кристаллизатора

3.2.7 Расчет по укреплению отверстий

3.2.8 Расчет по укреплению отверстий в испарителе

3.2.9 Расчет по укреплению отверстий в кристаллизаторе

3.2.10 Расчет фланцевого соединения

3.2.11 Расчет массы аппарата и выбор опор

4. Строительно-монтажная часть

4.1 Обоснование компоновки оборудования установки

4.2 Описание провидения ремонтных работ на примере проектируемого оборудования

5. Автоматизация технологического процесса

5.1 Анализ состояния автоматизации технологического процесса

5.2 Выбор и обоснование параметров контроля и регулирования

6. Охрана труда

6.1 Анализ потенциальных опасностей возникающих при эксплуатации оборудования

6.2 Расчет вентиляции

7. Экономическая часть

7.1 Организация и проведение ремонтных работ

7.2 Расчет экономического эффекта

Заключение

Список литературы

Приложения

Приложение А - Расчет фланцевого соединения

Приложение Б - Спецификация КИП и средств автоматизации технологического процесса

Приложение В - Спецификации к чертежам



Введение

В последние годы большое развитие получило производство фосфорной кислоты, а также некоторых полифосфорных кислот, в частности суперфосфорной кислоты. Это объясняется широким применением фосфорной кислоты и ее производных для получения удобрений, кормов, полимеров, извлечения урана из руд, умягчения воды, производства моющих средств, фармацевтических препаратов, хлебопекарных и пищевых продуктов, продуктов органического синтеза, пестицидов, заменителей дрожжей в биохимической промышленности и многих других.

Фосфорная кислота применяется на многих предприятиях. Это предопределяет необходимость выпуска фосфорной кислоты как товарного продукта.

Основным потребителем фосфорной кислоты является промышленность удобрений. Современное развитие производства удобрений обусловило коренные изменения методов переработки природного фосфатного сырья. По мере перехода к концентрированным фосфорным и сложным удобрениям (вместо простого суперфосфата) масштабы потребления и производства фосфорной кислоты все больше увеличивается. При этом 70% производства фосфорной кислоты приходится на экстракционную кислоту, получаемую кислотным разложением фосфатов или апатитового концентрата, остальные - на термическую кислоту, образующуюся при окислении элементарного фосфора.

В соответствии со значением, которая получила фосфорная кислота, заметно расширились работы в области теории и техники ее производства.



1. Технико-экономическое обоснование проекта

1.1 Обоснование выбора технологической схемы производства

Увеличение масштабов потребления концентрированной фосфорной кислоты для получения сложных минеральных удобрений, высокая стоимость термической кислоты и технические трудности, связанные с упариванием разбавленной кислоты, обусловили интенсивное развитие в последние годы в странах СНГ и за рубежом освоение полугидратного метода экстракции фосфорной кислоты из апатитов.

В отличие от применяемого ранее дигидратного метода полугидратным методом можно получить кислоту, содержащую 45-54% Р₂О₅. Это позволяет увеличить мощность цехов в 1,5-1,8 раза и несколько уменьшить количество отхода - сульфатного остатка.

Оба процесса осуществляется с выделением твердых фаз - дигидрата и полугидрата сульфата кальция в метастабильном состоянии, но резко отличающихся по своей растворимости, устойчивости, размером и форме кристаллов. Полугидратный процесс отличается от дигидратного, во-первых условиями формирования достаточно крупных хорошо фильтрующихся кристаллов, и, во-вторых, режимом промывки осадка вследствие малой устойчивости полугидрата и превращения его в гипс в разбавленных фосфорнокислых растворах.

Процесс упарки фосфорной кислоты происходит под вакуумом при этом становится возможным проводить процесс при более низких температурах, что важно в случае концентрирования растворов веществ, склонных к разложению при повышенных температурах. Кроме того при розрежении увеличивается разность температур между греющим агентом и раствором, что позволяет уменьшить нагрева аппарата.

В данной установке процесс выпарки фосфорной кислоты протекает при естественной циркуляции раствора в контуре. Это дает возможность управлять температурным режимом аппарата. Также происходит экономия электроэнергии за счет отсутствия осевого насоса, что в свою очередь влияет на стоимость аппарата.

1.2 Новизна проектной разработки

При проектировании вакуум-выпарного аппарата были введены следующие нововведения и улучшения в конструкции аппарата:

1) наличие кристаллизатора в данном аппарате приводит к тому, что упаренная фосфорная кислота будет иметь большую сортность. Это осуществляется за счет того, что кристаллы образующиеся в процессе упарки будут осаждаться на дне кристаллизатора, а упаренная кислота будет выводиться из верхней части кристаллизатора с наименьшим количеством примесей;

2) испарительная емкость аппарата снабжена промывной трубой. Промывная труба состоит из перфорированных трубок соединенных между собой при помощи сварки в кольцо. Промывная труба располагается в верхней части испарителя и служит для промывки аппарата. При промывке из аппарата удаляются отложившиеся соли и накипи, которые мешают нормальному протеканию технологического процесса, а это нежелательно так как более часто будет производиться чистка и ремонт аппарата;

3) в данной установке процесс выпарки ведется естественным методом. Это значит, что в конструкции аппарата отсутствует осевой насос необходимый для циркуляции раствора в контуре, что удешевляет стоимость аппарата и уменьшаются затраты на выпуск продукции за счет экономии электроэнергии;

4) испарительная емкость аппарата снабжена насадочным брызгоуловителем, который состоит из колец (керамических) Рашига. Преимущество насадочного брызгоуловителя состоит в том, что он более тщательно отделяет капли кислоты от вторичного пара.

2. Технологическая часть

2.1 Описание технологической схемы производства

Апатитовый концентрат поступает в цеховой склад, где производится его выгрузка и складирование. Апатитовый концентрат из бункера 1-1.2 автоматическим дозатором, типа «Хаслер» 2-1.2 через промежуточный бункер 3 скребковым конвейером 4 подается в первую секцию экстрактора 5. Одновременно во вторую секцию экстрактора через скоростной смеситель 19 подается серная и оборотная фосфорная кислота. Экстрактор - железобетонная емкость, футерована 40 слоями эластицида и угольными блоками толщиной 100мм на арамзите-5. Рабочий объем экстрактора 740 м³. Экстрактор разделен на 10 секций вертикальными перегородками с окнами, расположенными в верхней и нижней части перегородок для обеспечения зигзагообразного перетока пульпы. На днище секций экстрактора уложены броневые листы из стали марки ЭИ-943 толщиной 5 мм. Крышка экстрактора железобетонная, изнутри защищена листом из нержавеющей стали марки ЭИ-943 толщиной 5 мм. Секции экстрактора оборудованы перемешивающими устройствами турбинного типа с частотой вращения 68 об/мин. Пульпа из девятой секции экстрактора насосом 7 подается на карусельный вакуум- фильтр 24. Циркуляция пульпы в экстракторе осуществляется насосом 8 через аппарат воздушного охлаждения 9. Аппарат воздушного охлаждения пульпы выполнен из стали ЭИ-943, внутри оборудован решеткой. За счет контакта пульпы с потоком воздуха, отсасываемого вентиляторм 23-2, происходит охлаждение пульпы. Процесс разложения ведется при массовой концентрации SO₃ в пятой секции 10-18 г/дм³. Массовая доля Р₂О₅ поддерживается в пределах 35-40% при массовой доле твердых веществ не более 32%. Соблюдение этих условий прцесса обеспечивает коэффициент разложения апатитового концентрата не менее 97%.

При получении экстракционной фосфорной кислоты полугидратным методом происходит выделение и улавливание фтористых соединений при следующих технологических операциях:

- из экстрактора при разложении апатита;

- из карусельного вакуум-фильтра при фильтрации пульпы;

- при охлаждении пульпы в аппарате воздушного охлаждения;

- с поверхности кислот в баковой аппаратуре.

При реакции разложения апатитового концентрата в газовую фазу выделяются фторосодержащие соединения в виде SiF₄, HF с парами воды. Парогазовая смесь из второй, третей, четвертой секций экстрактора отсасываются вентилятором 23-1 производительностью 50000 м³/ч через сепаратор и промывную башню. В сепараторе 22 парогазовая смесь отделяется от брызг пульпы и поступает в нижнюю часть промывной башни. Парогазовая смесь в нижней части промывной башни 21 орошается кремнефтористоводородной кислотой с массовой долей H₂SiF₆ не более 6% из сборника 17 насосом 18-1 объемной производительностью 280 м³/ч. Подпитка осуществляется переливом избытка орошающей жидкости из циркуляционного бака 17 или свежей водой. В верхней части промывной башни орошение осуществляется через последовательно установленные форсунки раствором кремнефтористоводородной кислоты с массовой долей H₂SiF₆ не более 4% из бака 6 насосом 18-2. Избыток орошающей жидкости из бака 17 сбрасывается в лотки кислой канализации. Прошедшие очистку в промывной башне 21 газы с остаточным содержанием F не более 0,05 г/м³ вентилятором 23-1 выбрасываются через выхлопную трубу в атмосферу. При фильтрации пульпы на карусельном вакуум-фильтре образующаяся парогазовая смесь с ресиверов направляется в брызгоуловители, где происходит частичная очистка от фтористых соединений, затем поступает в барометрические конденсаторы 31-1,2, где происходит окончательная очистка парогазовой смеси от фтористых соединений и конденсация паров воды. Очищенный газ отсасывается водокольцевыми вакуум-насосами 32, 33 и через брызгоуловитель 49 выбрасывается в атмосферу. Циркуляционный раствор в барометрические конденсаторы 31-1,2 подается из бака41 производительностью 160 м³/ч каждый. В циркуляционном растворе поддерживается массовая доля кремнефтористоводородной кислоты не более 1%. Избыток раствора из бака 41 отводится переливом в сборник кислых стоков. Подпитка осуществляется водой из оборотного цикла. Для обеспечения санитарных норм по содержанию фтора на участке фильтрации над ковшами вакуум-карусельного фильтра смонтирован зонт. Пары воды и газа, выделяющиеся с поверхности ковшей фильтра, через зонт вентилятором производительностью 30000 м³/ч подаются в скруббер 15. Орошение скруббера производится водой из совмещенного бака 49 насосом. Очищенный газ вентилятором через выхлопную трубу выбрасывается в атмосферу. Удаление фторосодержащих газов с фильтратных баков осуществляется вентилятором 20 через скруббер 14. Орошение сруббера производится слабым раствором кремнефтористоводородной кислоты из бака 41 насосом 43-2 производительностью 160 м³/ч. Газ после скруббера, пройдя брызгоуловитель 49, направляется в выхлопную трубу цеха. Парогазовая смесь из аппарата воздушного охлаждения, пройдя очистку в промывной башне 27, вентилятором 23-2 через выхлопную трубу выбрасывается в атмосферу. Промывная башня 27 орошается слабым раствором кремнефтористоводородной кислоты с массовой долей H₂SiF₆ не более 6% насосом 11 из сборника 17.

Фильтрация экстракционной пульпы и трехкратная промывка осадка фосфополугидрата производится на карусельном вакуум-фильтре 24. Фильтр диаметром 16600 мм и высотой 3800 мм состоит из 24 отдельных лотков длиной 2,9 м, шириной 0,9 м. На днищах лотков на специальных сетках уложена фильтровальная ткань. Площадь рабочей поверхности фильтра- 80м². Необходимый для фильтрации вакуум 0,3-0,7 кгс/см² на фильтре создается работой 4-х водокольцевых вакуум-насосов 32, 33, производительностью 3000 м³/ч. На фильтр пульпа подается из девятой секции экстрактора центробежным насосом типа ТХИ 500/20 7 в две коробки загрузки, откуда поступает в ковш, находящийся в зоне загрузки. Образующаяся фосфорная кислота предварительного фильтрата с массовой долей Р₂О₅ 35-40% и значительным количеством гипса, прошедшего через фильтровальную ткань в момент загрузки ковша, через ресивер 25-1 поступает в бак 2-го фильтра 26-1. После предварительной фильтрации при вращении фильтра ковш попадает в зону фильтрации продукционной кислоты- 1-ый фильтрат. 1-й фильтрат с массовой долей Р₂О₅ не менее 35% отделяется от газовой фазы в ресивере 25-2, откуда поступает в бак 26-2 с мешалкой. Центробежным насосом 28-2 из бака 26-2 откачивается на склад готовой продукции. Дальнейший поворот фильтра переводит ковш в зону промывки осадка фосфополугидрата слабой фосфорной кислотой, подаваемой из бака 26-4 насосом 29-2 типа ТХИ 45/31, в количестве не более 50 м³/ч. Образующийся 2-ой фильтрат через ресивер 25-3 поступает в бак 26-3 с мешалкой и погружным насосом 29-1 типа ТХИ 160/29, подается в экстрактор через скоростной смеситель кислот 19 в качестве раствора разбавления. При дальнейшем вращении фильтра ковш поступает в зону второй промывки, где промывка осадка осуществляется подачей кислоты насосом 29-1 из бака 26-3. Образующийся 3-ий фильтрат через ресивер 25-3 поступает в бак 26-3 с мешалкой, откуда насосом 29-1 подается на первую промывку. Окончательная промывка фосфополугидрата от фосфорной кислоты осуществляется в зоне третьей промывки водой после отмывки полотен, подаваемой из бака 38 насосом 40 типа ТХИ 45/31. Образующийся 4-ый фильтрат пройдя ресивер собирается в баке 28-4 и служит промывным раствором для второй промывки. После третьей промывки осадок фосфополугидрата проходит зону осушки, где под действием вакуума осадок обезвоживается до содержания общей влаги не более 28%. Далее ковш поступает в зону выгрузки где переворачивается и гипс попадает в бункер. Во время переворота ковша под фильровальную ткань для обеспечения выгрузки гипса подается сжатый воздух из магистрали. В перевернутом виде ковш поступает в зону отмывки, где фильтровальная ткань промывается горячей водой, подаваемой из отделения ВВУ. После переворота ковша в рабочее положение и осушки и осушки ткани вакуумом через ресивер 25, ковш загрузки. Фосфогипс из бункера 34 питателем 35 подается на ленточный транспортер 36 и направляется в бункер 45. Из бункера фосфополугидрат грузится в автомашины и вывозится в отвал. Качество отмывки фосфогипса от фосфорной кислоты контролируется коэффициентом отмывки (не менее 98%). Вывоз фосфогипса в отвалы осуществляется на автомобилях автотранспортного цеха. Длина трассы от цеха до отвалов составляет 11,6 км.

Фосфорная кислота с массовой долей Р₂О₅ не менее 35% из бака 26-1 отделения фильтрации насосом 28-1 подается в сборник 54. Сборник- стальная цилиндрическая емкость, внутри покрыта

«Паланом» и футерована плиткой АТМ-1 и углеграфитовыми блоками толщиной 100 мм на арзамите- 5. Сборник оборудован турбинной мешалкой с частотой вращения 63 об/мин. Из промежуточного бака кислота насосом подается в циркуляционный контур вакуум-выпарной установки. Подогрев кислоты осуществляется глухим паром с давлением 2,5 кгс/см² в греющей камере до температуры 85-95 ⁰С. Греющая камера- стальной цилиндрический аппарат диаметром 1680 мм и высотой 8172 мм, внутри набрана из 12-ти графитовых блоков имеющих вертикальные отверстия для кислоты и горизонтальные для пара. Общая площадь теплообмена 250 м². Образующийся конденсат в греющей камере через конденсатоотводчик 64 поступает в сборники конденсата редукционного охлаждения или в конденсатный бак 67. Циркуляция фосфорной кислоты в контуре выпарного аппарата осуществляется естественным путем. Нагретая в греющей камере кислота тангенциально вводится в испаритель 59. Испаритель- стальной цилиндрический с коническим днищем аппарат, внутри футерован графитовыми блоками толщиной 100 мм на арамзите- 5. Диаметр аппарата 3600 мм, высота 8250 мм. В испарителе кислота под вакуумом не менее 0,7 кгс/см² закипает и в газовую фазу вместе с парами воды выделяются фторосодержащие газы и брызги фосфорной кислоты. В испарителе происходит предварительное отделение брызг фосфорной кислоты от парогазовой смеси. Окончательное улавливание капель кислоты окончательно происходит в брызгоуловителе 60. Из брызгоуловителя фосфорная кислота возвращается в испаритель. Упаренная кислота с массовой долей Р₂О₅ 50-54% непрерывно отводится из испарителя на склад кислоты через гидрозатвор и распределительный коллектор.

Очистка образующейся в испарителе парогазовой смеси от фторосодержащих соединений происходит в абсорбционной башне 61. Абсорбционная башня - стальной цилиндрический с коническим днищем аппарат диаметром 3800 мм и высотой 12700 мм. Внутри футерован по полуэбониту плиткой АТМ-1 и угольными блоками толщиной 100 мм на армазите- 5. Башня оборудована тремя форсунками и брызгоуловителем. Циркуляция орошающей жидкости в абсорбционной башне осуществляется из бака центробежным насосом 56-2 производительностью 300 м³/ч. По достижению массовой доли кремнефтористоводородной кислоты в орошающей жидкости 12-14% часть ее выводится на склад кислот в сборник 73-1,2. Подпитка орошающей жидкости производится водой из оборотного цикла. Очищенный от фторосодержащих соединений газ поступает на поверхностный конденсатор 63. Поверхностный конденсатор- сварной цилиндрический аппарат из стали ЭИ-432 толщиной 8 мм, снабжен трубным пучком с решетками для изменения направления потока газа. Площадь теплообмена- 360 м². В трубный пучок поверхностного конденсатора подается вода из оборотного цикла, а на поверхности трубок происходит охлаждение и конденсация паров воды. Образующийся конденсат направляется в бак 67, откуда центробежным насосом 68-2 подается на орошение межтрубного пространства поверхностного конденсатора для улучшения условий конденсации паров воды и смыва остатков кремнегеля. Газы из поверхностного конденсатора отсасываются трехступенчатым пароэжекторным насосом 65-1³. На каждую ступень пароэжекторного насоса подается пар давлением 6 кгс/см². Образующийся конденсат из поверхностных конденсаторов, пароэжекторного насоса собирается в баке 67. Периодически вакуум-выпарная установка останавливается на промывку циркуляционного контура и греющей камеры раствором кремнефтористоводородной кислоты и чистки циркуляционных баков. Промывка греющей камеры производится раствором с массовой долей H₂SiF₆ 3-6% при температуре 60-80 ⁰С.

Фосфорная кислота из отделения упарки и от насоса 28-2 отделения фильтрации поступает в распределительный коллектор, откуда направляется в одно из хранилищ кислот 69-1,6. Из хранилищ кислота центробежными насосами 72-1,3 типа АХ280/42 откачивается по одной из линий в цех ЦСМУ и ОЦГС. Кислота содержащая 3-5% взвесей, из хранилищ 69-1,6 насосами 72-1,3 подается для очистки на пресс-фильтр, где происходит разделение жидкой и твердой фазы. Очищенная фосфорная кислота, не содержащая взвесей, по сливному трубопроводу распределяется в сборники 70-1,2, откуда насосом откачивается потребителям. Кремнефтористоводородная кислота из отделения упарки поступает в сборник 73. Через линию слива сборников кислота направляется в промежуточный бак 71, откуда насосом откачивается потребителям.

Сантехнический отсос из хранилищ кислот и баковой аппаратуры отделения упарки осуществляется вентилятором 78 производительностью 25000 м³/ч. Очистка газов происходит в скруббере 77, орошаемый водой из совмещенного бака 67 насосом 68-1. Очищенный газ вентилятором выбрасывается в атмосферу.

2.2 Технологические основы процесса

Разложение апатитового концентрата серной кислотой проводят в присутствии некоторого количества оборотной фосфорной кислоты. Поэтому вначале апатит реагирует с фосфорной кислотой по реакции:

Ca₅F(PO₄)₃ + H₃PO₄ 5Ca(H₂PO₄)₂ + (n - 7) * H₃PO₄ +HF

Затем, образовавшийся Ca(H₂PO₄)₂ взаимодействует с серной кислотой в присутствии фосфорной кислоты:

Ca(H₂PO₄)₂ + H₂SO₄ + mH₃PO₄ CaSO₄ + (m + 2) * H₃PO₄

Pеакция разложения апатитового концентрата может быть представлена следующим суммарным уравнением:

2Ca₅F(PO₄)₃ + nH₃PO₄ + 10H₂SO₄ + 5H₂O (n + 6)H₃PO₄ + 10CaSO₄ * 0.5H₂O + 2HF + Q

Выделившееся тепло реакции поддерживает температуру пульпы в экстракторе около 100⁰С. Избыточное тепло из экстрактора отводится из экстрактора через систему абсорбции с водяными парами и теплом выделяющихся фторосодержащих газов.

До 30% фтора, от его общего количества в сырье, выделяется из экстрактора в виде соединений SiF₄, HF. Улавливание фтористых соединений осуществляется разбавленными водными растворами кремнефтористоводородной кислоты:

3SiF₄ + 2H₂O 2H₂SiF₆ + SiO₂;

6HF + SiO₂ H₂SiF₆ + 2H₂O;

SiF₄ + 2HF H₂SiF₆.

Скорость абсорбции фтористых соединений лимитируется сопротивлением газовой фазы. Поэтому степень улавливания их в большей мере зависит от времени и поверхности контакта жидкой и газообразной фазы.

Концентрационные условия проведения процесса разложения апатитового концентрата тесным образом связаны с технологическим режимом стадии фильтрации. Поэтому основной задачей этой стадии производства является максимальная отмывка гипса фосфорной кислоты при наименьшем расходе воды.

При нагревании водных растворов чистой фосфорной кислоты при концентрации 98% в газовую фазу выделяется только водяной пар. Поэтому, теоретически, фосфорная кислота может быть упарена до высоких концентраций. Практически, процесс упаривания осложняется коррозией метала, который усиливается содержащимися в фосфорной кислоте примесями серной и кремнефтористоводородной кислот. Кроме того, процесс упаривания осложняется выпадением осадка сульфатов и кремнефторитов натрия и кальция. В фосфорной кислоте Х= 35% по Р₂О₅ при t=90⁰C растворяется 13 г CaSO₄ в литре раствора, а в кислоте с Х= 52% по Р₂О₅ растворимость уменьшается до 5 г/л. Растворимость Na₂SiF₆ снижается от 0,75% до 0,25%. При температуре 80⁰С и массовой доле Р₂О₅ в фосфорной кислоте 40%, выпадают в осадок фосфаты железа. При упаривании экстракционной фосфорной кислоты в газовую фазу выделяется до 80% фтора. Однако при получении фосфорной кислоты с массовой долей более 54% Р₂О₅ может измениться молярное соотношение выделяющихся в газовую фазу HF и SiF₄ в сторону увеличения содержания HF, что вызывает усиление коррозии оборудования и коммуникаций узла абсорбции вакуум-выпарной установки.

2.3 Описание конструкции проектируемого аппарата

Вакуум-выпарной аппарат, показанный на рисунке 2.1, предназначен для упарки экстракционной фосфорной кислоты полугидратным методом при естественной циркуляции состоит: 1- греющая камера (графитовый теплообменник), 2- испаритель, 3- кристаллизатор. В конструкции данной установки предусмотрены внутренние устройства- это промывная труба и насадочный брызгоуловитель.

Принцип действия данного аппарата заключается в следующем. Исходную фосфорную кислоту с начальной концентрацией Х_н=32% вводят в циркуляционную трубу, где она смешивается с некоторым количеством упаренной фосфорной кислоты поступающей из кристаллизатора, конечной концентрацией Х_к=54%. Затем кислота поступает в греющую камеру (в данной установке три греющих камеры) где подогревается до температуры выше температуры кипения раствора. После греющей камеры подогретая кислота поступает в испаритель где и закипает. При закипании и кипении раствора в парогазовую фазу выделяются пары воды, фтористые соединения, а также брызги кислоты. Образовавшаяся парогазовая смесь отводится в конденсацио внутренней центральной трубе упаренная кислота поступает в кристаллизатор. Из общей схемы производства фосфорной кислоты видно, что после отделения экстракции пульпа поступает в отделение фильтрации, где происходит трехкратная промывка осадка фосфоплугидрата на карусельном вакуум-фильтре. Образующийся 1-ый фильтрат с массовой долей Р₂О₅ не менее 32% поступает в отделение упарки, при этом кислота содержит 2,3-2,8% фосфополугидрата. При закипании кислоты частично начинают образовываться кристаллики фосфогипса. При попадании в кристаллизатор с потоком упаренной кислоты кристаллы начинают расти до определенных размеров. По мере накопления пульпы, крупные кристаллы осаждаются на дно и затем отводятся из нижней части кристаллизатора. А упаренная кислота с массовой долей 54% отводится из верхней части кристаллизатора. Часть упаренной кислоты отводится на склад готовой продукции, а другая часть поступает в циркуляционный контур установки для проведения процесса.

В конструкции данной установки предусмотрены люки, смотровые окна, штуцера для замера уровня, давления, температуры.

2.4 Технологические расчеты и определение конструктивных размеров аппарата

2.4.1 Материальный баланс аппарата

По заданному исходному значению 50000 т/год по 100%-ой Р₂О₅ произведем перерасчет. Так как процесс выпарки ведется полугидратным методом, то начальная конценрация Р₂О₅ Х_н=32%, а конечная Х_к=54%.

Экстракционную фосфорную кислоту Н₃РО₄ можно расписать на следующую химическую реакцию:

2Н₃РО₄ = Р₂О₅ + 3Н₂О.

Определяем мольные массы:

М(Н₃РО₄)= 2(3*1+3*1+4*16)= 196 (2.1)

М(Р₂О₅)= 31*2+16*5= 142 (2.2)

М(Н₂О)= 3(2*1+16)= 54 (2.3)

Определяем массовую долю Р₂О₅ в растворе Н₃РО₄:

Х= М(Р₂О₅)/ М(Н₃РО₄)= 142/ 196= 0.72 (2.4)

Так как производительность выпарной установки задана годовым планом, то часовую производительность определим по формуле:

G_ч= G_г.п/ N, кг/ч (2.5)

где G_г.п- производительность установки, заданная годовым планом;

N- количество часов непрерывной работы установки в течении года.

N= 8640- П, ч (2.6)

где 8640- планируемый годовой фонд времени, ч;

П- суммарный простой установки, определяемый по графику ППР. Для выпарных установок он составляет около 240 часов в год.

G_ч= 50000000/ 8640- 240= 5952.4 кг/ч

Определяем секундную производительность:

G_с= G_ч/ 3600= 5952,4/ 3600= 1.65 кг/с (2.7)

В 1 кг раствора Н₃РО₄ содержится 720 гр Р₂О₅ и 280 гр. Н₂О. Определим сколько кг Р₂О₅ содержится в 1,65 кг Н₃РО₄:

G_с*Х= 1,65*0,72= 1,188 Р₂О₅ кг (2.8)

Определим сколько кг Н₂О содержится в 1,65 кг Н₃РО₄:

1,65*0,28= 0,462 Н₂О кг

В 1 кг 32% раствора Р₂О₅ содержится 320 гр Р₂О₅ и 680 гр воды.

Определяем сколько 32-ух% Р₂О₅ содержится в исходном растворе:

G_c/ Xn= 1.65*0.72/ 0.32= 3.713 Р₂О₅ кг (2.10)

Составляем пропорцию:

0,320 кг Р₂О₅~ 0.680 кг Н₂О

3,713 кг Р₂О₅~ X кг Н₂О

Определяем количество Н₂О соответствующее 3,713 кг Р₂О₅:

Х= 3,713*0,680/ 0,320= 7,89 Н₂О кг (2.11)

Определяем количество исходного раствора поступающего на упарку в аппарат:

G_н= 3,713+7,89= 11,603 кг/с (2.12)

Из уравнения материального баланса процесса выпарки по сухому веществу определяем количество упаренной кислоты:

G_н*Х_к= G_к*Х_н (2.13)

G_к= G_н*Х_к/ X_к= 11,603*0,32/ 0.54= 6.876 кг/с

Количество выпаренной воды определим из основного уравнения материального баланса процесса выпарки:

G_н= G_к+W, (2.14)

W=G_н- G_к= 11,603- 6,876= 4,727 кг/с (2.15)

В процессе выпарки фосфорной кислоты образуется (выпадает в осадок) дополнительный продукт- полугидрат. Необходимо определить количество полугидрата получаемого в процессе выпарки. Из уравнения материального баланса по сухому веществу определяем конечную концентрацию полугидрата:



G_н*Х_нп= G_к*Х_кп, (2.16)

Х_кп= G_н*Х_нп/ G_к (2.17)

Х_кп= 9,28*0,028/ 5,5= 0,047

где Х_нп- начальная концентрация полугидрата в исходном растворе, 2,8%;

Х_кп- конечная концентрация полугидрата в упаренном растворе.

Определяем количество упаренного полугидрата в результате выпарки:

G_кп= G_н*(Х_нп- Х_кп)+W*Х_кп/ К-Х_кп, кг/с (2.18)

где К- отношение молекулярных масс безводного фосмфогипса и полугидрата в кристаллическом продукте.

К= М(CaSO₄)/ M(CaSO₄*0.5H₂O)= 40+32+16*4/40+32+16*4+9=0.93

(2.19)

G_кп=11,603*(0,028-0,047)+4,727*0,047/0,93-0,047=2,7 кг/с=9720 кг/ч.

2.4.2 Температурнгый режим аппарата.

Определяем температуру вторичного пара в испарителе выпарной установки:

t₁= t₀ + t_г.с, ⁰С (2.20)

где t_o- температура насыщенного водяного пара при Р₀= 0,7 кгс/см², составит 89,3 ⁰С, [5, c549];

t_г.с- гидравлическая депрессия, принимаем по практическим данным равной 1 ⁰С.

t₁= 89,3+1= 90.3 ₀С.

Температуру кипения раствора в испарителе выпарного аппарата определим по [6, c. 395], она составит t_кон = 97 ⁰С. Температуру кипения раствора, можно также определить по формуле:

t_кон= t₁+ t_депр, ⁰С (2.21)

Из данного выражения определяем ^t_депр- температурную депрессию:

t_депр= t_кон- t₁= 97- 90,3= 6,7 ⁰C (2.22)

Определяем давление в среднем слое греющей камеры:

Р_ср= Р₀+ 0,5gH, кгс/см² (2.23)

где - плотность раствора, 1480 кг/м³, [6, c.400];

Н- уровень раствора до середины греющей камеры, принимаем 2 м.

Р_ср= 0,7+ 0,5*1480*9,81*2/ 9,81*10⁴= 0,81 кгс/см²

По [5, c.549] определяем: t_ср- температуру кипения воды при давлении Р_ср= 0,81 кгс/см², она составит 93,3 ⁰С; температуру воды при Р₀= 0,7 кгс/см², она составит 89,3 ⁰С.

Зная эти значения определяем гидростатическую депрессию по формуле:

t_г.эф= t_ср- t₁= 93,3- 89,3= 4 ⁰C (2.24)

Зная величину гидростатической депрессии определяем температуру до которой должен подогреваться раствор в греющей камере:



t_кип= t_кип+ t_г.эф= 97+4=101 ⁰С (2.25)

Подогрев раствора в греющей камере осуществляется глухим паром с давлением 3,5 кгс/см², при этом давлении температура греющего (первичного) пара составит 135 ⁰С, [5, c 549].

Определяем полезную разность температур:

t_пол=t_г.п - t_кип=135-101=34 ⁰С (2.26)

2.4.3 Тепловой баланс аппарата

Определяем массовый расход греющего пара:

Д_г.п=G_кп*(С_кп*t_кп - С_н*t_н - g_к) + W*(Н_сп-С_н*t_н)+G_к*(С_к*t_кп-С_н*t_н)/ Н_г.п-

Н_конд, кг/с (2.27)

где С_кп- теплоемкость полугидрата, 1370 Дж/кг*К;

С_н- теплоемкость исходного раствора, составит 2,12*10³ Дж/кг*К, [6, c152];

С_к- теплоемкость упаренной кислоты, составит 2,56*10³ Дж/кг*К, [6. c152];

t_кп- температура кристаллизации, 80 ⁰С;

t_н- температура исходного раствора, 62⁰С;

g_к- теплота кристаллизации, 97,6 кДж/кг;

Н_конд- удельная энтальпия конденсата (воды) составит С*t_г.п=4,19*125=523,75 кДж/кг;

Н_г.п- удельная энтальпия греющего пара, 2718 кДж/кг, [5, c. 548].

Д_г.п=2,7*(1,370*80-2,12*62-97,6)+4,727(2671-2,12*62)+6,876*(2,56*80-

2,12*62)/ 2718-523,75 = 4,57 кг/с



С учетом 5% потерь расход греющего пара составит:

Д_г.п=1,05*4,57=4,8 кг/с=17280 кг/ч.

Определяем ориентировочную общую площадь поверхности теплопередачи:

F_об= Д_г.п*(Н_г.п - С_в*t_конд)/ К*t_пол , м² (2.28)

где К- коэффициент теплопередачи, принимаем ориентировочно, 700 Вт/м²*К;

t_пол- полезная разность температур, 34 ⁰С.

F_об=4,8*(2718000-4190*135)/ 700*34=435 м².

Так как в данной установке имеется три греющих камеры то, чтобы определить ориентировочную площадь поверхности теплопередачи одной греющей камеры, разделим общую площадь поверхности теплопередачи на три

F`=F_об/3=435/3=145 м². (2.29)

Для процессов теплообмена, протекающих в химических агрессивных средах, в ряде случаев используют теплообменники из неметаллических материалов. Обычно такие материалы (стекло, керамика, тефлон и др.) обладают более низкой чем у металлов, теплопроводностью. Исключение составляет графит, который для устранения пористости предварительно пропитывают феноло-формальдегидными смолами. Пропитанный графит является химически стойким материалом в сильно агрессивных средах (горячей соляной, разбавленной серной, фосфорной кислоте и др.) и отличается высоким коэффициентом теплопроводности, равным 92-116 Вт/м*К. Типичными теплообменными аппаратами из графита являются блочные теплообменники состоящие из отдельных графитовых блоков имеющих сквозные вертикальные каналы круглого сечения (фосфорная кислота) и перпендикулярные им каналы (пар). Горизонтальные каналы различных блоков сообщаются друг с другом через боковые переточные камеры. Графитовые блоки уплотняются между собой прокладками из резины или тефлона и стягиваются торцовыми крышками на стяжках. В данной выпарной установке для подогрева кислоты применяются графитовые теплообменники, состоящие из блоков. Размер одного стандартного блока составляет 510*1062*1062 мм и имеет площадь поверхности теплопередачи 25 м².

2.4.4 Определение коэффициента теплопередачи

Коэффициент теплопередачи при движении раствора в вертикальных колонах можно определить по формуле для естественной циркуляции при постоянном агрегатном состоянии:

Nu=0.15*(Re*Pr)^0.33 * (Gr*Pr)^0.1, (2.30)

где Re- критерий Рейнольдса;

Pr- критерий Прандля;

Gr- критерий Грасгофа.

Определяем критерий Прандля:

Pr=*C/, (2.31)

где - коэффициент динамической вязкости, 3,5*10^-3 Па*с, [6, c.61];

С- удельная теплоемкость, 2,12*10³ Дж/кг*К, [6, c.152];

- теплопроводность раствора, Вт/м*К.

Определяем теплопроводность раствора при температуре 93 ⁰С:

_pt=_р20*(_в93/ _в20), Вт/м*К (2.32)

где _р20- теплопроводность раствора при температуре 20⁰С, 0,418 Вт/м*К;

_в20, _в93- теплопроводность воды при температурах 20 и 93 ⁰С соответственно 59,9*10^-2; 68* *10^-2 Вт/м*К, [5, c.537].

_pt=0.418*(0.68/0.599)=0.475 Вт/м*К.

Определив значение теплопроводности раствора, определяем величину критерия Прандля:

Pr=2120*3,5*10^-3/0,475=15,62

Определяем величину критерия Рейнольдса:

Re=w_o*d_в^к * */ m, (2.33)

где w_o- скорость циркуляции раствора, м/с;

d_в^к- диаметр вертикальных каналов для прохода раствора, 0,035 м;

- плотность раствора при температуре 93 ⁰С составит 1480 кг/м³, [6, c.400].

Cкорость циркуляции раствора определяем по графику [8, c.42] в зависимости от величины

h_к = 26+0,14*(р_р-р_в)= 26+0,14*(1480-962)=94,3%,

принимаем w_o=0.86 м/с.

Re=0,86*0,035*1480/3,5*10^-3=12728

Определяем величину критерия Грасгофа:

Gr=g*l³**t/v², v=m/p (2.34)

где l = d_в^к- диаметр вертикальных каналов, м;

*t- величина которую можно определить по формуле

(р₁-р₂)/р₂=(1480-1400)/1400=0,06

Gr=9.81*0.035²*0.06/(2.4*10^-6)²=4.4*10⁶

Определяем величину критерия Нуссельта:

Nu=0.15*(12728*15.62)^0.33 * (15.62*4.4*10⁶)^0.1=175

Определяем коэффициент теплоотдачи к циркулирующему раствору от стенки блока:

₁=Nu*/ d_в^к= 175*0,475/0,035=2375 Вт/м²*К (2.35)

Определяем коэффициент теплоотдачи при конденсации пара внутри горизонтальных каналов:

_конд=1,85*А²*t_конд*L^0.7 * d^-0.5, Вт/м²*К (2.36)

где А- коэффициент определяющий физико-химические константы воды и пара при температуре 135 ⁰С, составит 7,7, [5, c.164] t_конд- разность температур между температурой греющего пара и температурой стенки, принимаем 4 ⁰С;

L- длина горизонтальных каналов, 1062 м;

d_г^п- диаметр горизонтальных каналов, 0,012 м.

_конд= 1,85*7,7²*4*1,062^0,7*0,012^-0,5=4164 Вт/м²*К.

Определяем коэффициент теплопередачи от греющего пара к циркулирующему раствору:

К=1/(1/₁+r`+_ст/_ст+r``+1/_конд), Вт/м^2*К (2.37)

где r`, r``- термическое сопротивление загрязнений со стороны кислоты и греющего пара 5*10^-4м²*К/Вт, 1,1*10^-4 м²*К/Вт, [9,c.377];

_ст- средняя толщина стенки между вертикальными и горизонтальными каналами в блоке, 0,015м

_ст- коэффициент теплопроводности углеграфитовых блоков, 110 Вт/м*К, [2, c.355].

К=1/(1/2375+5*10^-4+0,015/110+1,1*10^-4+1/4164)=770 Вт/м²*К.

Определяем необходимую площадь поверхности теплопередачи:

F_об=Q/K*t_пол, м² (2.38)

F_об=10331280/770*34=408 м²

F`=408/3=136 м²

Зная необходимую площадь поверхности теплопередачи одной греющей камеры и одного блока определяем количество блоков в греющей камере:

N_бл=F`/F_бл=136/25=5,44 (2.39)

Принимаем N_бл= 6 штук.

2.4.5 Конструктивный расчет испарителя

Определяем часовой расход вторичного пара:

V_ч=W/_п, м³/ч (2.40)

где _п- плотность вторичного пара при давлении 0,7 кгс/см², составит 0,4147 кг/м³, [5, c.550];

W- количество выпаренной воды, кг/ч.

V_ч=4,727*3600/0,4174=41035 м³/ч

Для проведения дальнейшего расчета, принимаем диаметр испарителя 2,5 м.

Определяем скорость пара в паровом пространстве:

_п=V_ч/ 3600*0,785*D_u², м/с (2.41)

где D_u- диаметр испарителя, 2,5 м

_п=41035/3600*0,785*2,2²=2,32 м/с.

Определяем величину критерия Рейнольдса:

Re=_n*_n*d_k/_n, (2.42)

где d_k- диаметр капли, принимаем 0,5 мм;

_n- коэффициент динамической вязкости пара, 11,7*10^-6 Па*с, [9, c.375].

Re=2.32*0.4147*0.0005/11.7*10^-6=41.1

В зависимости от величины критерия Рейнольдса выбираем формулу для определения коэффициента сопротивления, при 0,2<Re<50.

=18.5/Re^0.6=18.5/41,1^0.6=2,01 (2.43)

Определяем скорость витания капли:

_вит =, м/с (2.44)

где _в- плотность воды при температуре 90,3 ⁰С, 965 кг/м³ [5, c. 537].

_вит== 2,75 м/с.

Как видно из расчета скорость витания капли больше чем скорость движения пара в паровом пространстве, значит диаметр испарителя принят верно.

Определяем необходимый объем парового пространства:

V_пп= V_ч/g, м³ (2.45)

где g- допускаемая нагрузка парового пространства при давлении 0,7 кгс/см² составит 2500 кг/м³ч, [8, рис. 7.1]

V_пп= 41035/2500=16,4 м³

Определяем высоту парового пространства:



Н_пп=V_пп/0,785*D_и, м (2.46)

Н_пп=16,4/0,785*2,5²=3,3 м

Принимаем D_и=2,5 м, Н_пп=3,3 м.

2.4.6 Конструктивный расчет кристаллизатора

По заданному среднему размеру кристаллов и физико-химическим параметрам системы кристаллы-раствор определяем число Архимеда:

A_r=d_kp³*g*(_kp-_p)*_p/_p² (2.47)

где d_kp- средний размер кристалла получаемого полугидрата, 0,5*10^-3 м;

_кр- плотность полугидрата;

_р- плотность упаренной кислоты.

A_r=(0.5*10^-3)*9.81*(1700-1550)*1550/(3.5*10^-3)²=24.2

Определяем рабочую скорость раствора в расчете на полное сечение аппарата:

₁=Re*_p/d_kp*_p, м/с (2.48)

Re=Ar/18=24.2/18=1.4 (2.49)

₁=1.4*3.5*10^-3/0.5*10^-3*1550=0.02 м/с

Определяем диаметр внутренней центральной трубы:

d_цт=, м (2.50)

где _рт- скорость движения раствора, м/с;

V_цн- объем раствора с учетом кратности циркуляции, м³.

d_цт= = 0,559 м.

Принимаем диаметр внутренней центральной трубы 600 мм.

Определяем диаметр кристаллизатора:

D_к=, м (2.51)

D_к==3,72 м

Принимаем D_к=3800 мм.

2.4.7 Расчет диаметра штуцеров

Определяем диаметр патрубка одной греющей камеры для ввода греющего пара:

d₁=, м (2.52)

где ₁- скорость движения греющего пара 15-40 м/с;

V₁- объем пара для одной греющей камеры, м³/с.

Определяем объем греющего пара для всей выпарной установки:

V=D_гп/_гп, м³/с (2.53)

где _гп- плотность греющего пара при давлении 3,5кгс/см², 1,863 кг/м³, [5, c.550]

V=4.8/1.863=2.58 м³/с

V₁=2.58/3=0.86 м³/с

d₁==0.270 м

Принимаем d_у1= 300 мм.

Определяем диаметр патрубка одной греющей камеры для отвода конденсата:

d₂=, м (2.54)

где ₂- скорость движения конденсата, 0,5 м/с;

V₂- объем конденсата в одной греющей камере, м³/с.

V₂=D_гп/_конд*3, м³/с (2.55)

где _конд- плотность конденсата при температуре 135 ⁰С, 930 кг/м³.

V₂=4.8/930*3=1.7*10^-3 м³/с

d₂==0.066 мм.

Принимаем d_у2= 100 мм.

Определяем диаметр патрубка для ввода исходного раствора:

d₃=, м (2.56)

где ₃- скорость движения раствора, 0,5 м/с;

V₃- объем исходного раствора подоваемый для подогрева в одной греющей камере, м³/с.

V₃=G_н/_р^н*3, м³/с (2.57)

где _р^н- плотность исходного раствора, 1400 кг/м³.

V₃=11.603/1400*3=2.8*10^-3, м³/с

d₃=4*2.8*10^-3/3.14*0.5=0.114 м.

Принимаем d_у3= 150 мм.

Определяем диаметр патрубка для отвода упаренной кислоты:

d₄=, м (2.58)

где ₄- скорость движения килоты, 0,5 м/с;

V₄- объем упаренной кислоты отводимый из одной циркуляционной трубы, м³/с.

V₄=G_к/_р^к*3, м³/с (2.59)

где _р^к- плотность упаренной кислоты, 1550 кг/м³.

V₄=6.786/1550*3=1.8*10^-3, м³/с

d₄=4*1.8*10^-3/3.14*0.5=0.07 м

Принимаем d_у4= 100 мм.

Определяем диаметр патрубка для выхода вторичного патрубка:

d₅=4*V₅/*₅, м (2.60)

где V₅- объем вторичного пара, м³/с

V₅=W/_п, м³/с (2.61)

V₅=4.727/0.4147=11.4 м³/с

d₅=4*11.4/3.14*40=0.492 м.

Принимаем d_у5= 500мм.

Диаметр для люка в испарителе и кристаллизаторе принимаем d_ул= 500 мм.

Определяем диаметр патрубка для отвода полученного полугидрата:

d₆=4*V₆/*₆, м (2.62)

где ₆- скорость движения полугидрата, 0,3 м/с;

V₆- объем отводимого полугидрата, м³/с.

V₆=G_кп/_кр, м/с. (2.63)

V₆=2.7/1700=2*10^-3, м³/с

d₆=4*0.002/3.14*0.3=0.092 м.

Принимаем d_у6= 100 мм.

Определяем диаметр циркуляционной трубы между греющей камерой и испарителем для одного подвода:

d₇=4*V₇/*₇, м (2.64)

где V₇- объем циркулирующего раствора, м³/с.

V₇=G_н*n/_p*3, м³/с (2.65)

где n- кратность циркуляции, 20-50.

V₇=11.603*35/1480*3=0.087 м³/с

d₇=4*0.087/3.14*0.7=0.397 м.



Принимаем d_у7= 400 мм.

Определяем диаметр циркуляционной трубы между кристаллизатором и греющей камерой для одного отвода:

d₈=4*V₈/*₈, м (2.66)

где V₈- объем циркулирующего раствора, м³/с.

V₈=G_к*n/_р^к*3, м³/с (2.67)

V₈=6.786*35/1550*3=0.052 м³/с

d₈=4*0.052/3.14*0.05=0,364 м

Принимаем d_у8= 400 мм.

2.5 Гидравлические расчеты

Потери давления на преодоление сопротивления трения и местных сопротивлений в трубопроводах установки определяем по формуле:

Р_п=(*L/d_э+)* (*²/2), Па (2.68)

где - коэффициент трения;

L- длина трубопроводов, м;

d_э- диаметр трубопровода, м;

- сумма коэффициентов местных сопротивлений;

- скорость движения раствора, м/с.

Определяем режим течения потока:

Re=*d_э*/, (2.69)

Re=0.5*0.4*1480/3.5*10^-3

Определяем коэффициент трения:

=0,11*(10/Re+1.16*/d)^0.25 (2.70)

где - шероховатость стенки трубопровода, принимаем 0,1 мм, [9, c.157]

=0.11*(10/81571+1.16*0.0001/0.400)^0.25=0.016

Определяем сумму коэффициентов местных сопротивлений в трубопроводе подачи исходного раствора: вход в трубу =0,5; отвод 90⁰ =0,2; внезапное расширение =0,5; внезапное сужение =0,4; отвод 90⁰ =0,2; внезапное расширение =0,5.

=0,5+0,2+0,5+0,4+0,2+0,5=2,3

Определяем сумму коэффициентов местных сопротивлений в трубопроводе выхода упаренной кислоты: вход в тубу =0,5; отвод 90⁰ =0,2; отвод 90⁰ =0,2.

=0,5+0,2+0,2=0,9.

Определяем потери давления:

Р_н=(0,016*10/0,4+2,3)*1480*0,5²/2=510,1 Па

Р_к=(0,016*10/0,4+0,9)*1550*0,5²/2=251,9 Па



Общие потери давления определяем по формуле:

Р=Р_н+Р_к, Па (2.71)

Р=510,1+251,9=762 Па.

2.6 Выбор вспомогательного оборудования

Для создания вакуума в выпарных установках обычно применяют конденсаторы смешения с барометрической трубой. В качестве охлаждающего агента используют воду, которая подается в конденсатор чаще всего при температуре окружающей среды (около 20⁰С). Смесь охлаждающей воды и конденсата выливается из конденсатора по барометрической трубе.

Определяем расход охлаждающей воды:

G_в=W*(i”-C*t_k)/C*(t_k-t_н), кг/с (2.72)

где i”- удельная энтальпия пара, при давлении 0,7 кгс/см², 2657 кДж/кг, [5, c.550];

C- удельная теплоемкость воды, 4,19 кДж/кг;

t_k- конечная температура смеси воды и конденсата, 50 ⁰С;

t_н- начальная температура воды, 20 ⁰С.

G_в=4,727*(2657-4,19*50)/4,19*(50-20)=92,04 кг/с.

Диаметр барометрического конденсатора определяем из уравнения расхода:

D_бк=, м (2.73)



где - рекомендуемая скорость пара, 15 м/4с.

D_бк==0,98 м

Принимаем D_бк= 1,00 м.

Определяем скорость воды в барометрической трубе: