Осуществление процесса ректификации в ректификационной установке

Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

В ряде производств химической, нефтяной, пищевой и других отраслей промышленности в результате различных технологических процессов получают смеси жидкостей, которые необходимо разделить на составные части.

Для разделения смесей жидкостей и сжиженных газовых смесей в промышленности применяют способы простой перегонки (дистилляции), перегонки под вакуумом и с водяным паром, молекулярной перегонки и ректификации. Ректификацию широко используют в промышленности для полного разделения смесей летучих жидкостей, частично или целиком растворимых одна в другой.

Сущность процесса ректификации сводится к выделению из смеси двух или в общем случае нескольких жидкостей с различными температурами кипения одной или нескольких жидкостей в более или менее чистом виде. Это достигается нагреванием и испарением такой смеси с последующим многократным тепло- и массообменом между жидкой и паровой фазами; в результате часть легколетучего компонента переходит из жидкой фазы в паровую, а часть менее летучего компонента--из паровой фазы в жидкую.

Процесс ректификации осуществляют в ректификационной установке, включающей ректификационную колонну, дефлегматор, холодильник-конденсатор, подогреватель исходной смеси, сборники дистиллята и кубового остатка. Дефлегматор, холодильник-конденсатор и подогреватель представляют собой обычные теплообменники. Основным аппаратом установки является ректификационная колонна, в которой пары перегоняемой жидкости поднимаются снизу, а навстречу парам сверху стекает жидкость, подаваемая в верхнюю часть аппарата в виде флегмы. В большинстве случаев конечными продуктами являются дистиллят (сконденсированные в дефлегматоре пары легколетучего компонента, выходящие из верхней части колонны) и кубовый остаток (менее летучий компонент в жидком виде, вытекающий из нижней части колонны).

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. Повышенные давления применяют для разделения смесей, находящихся в газообразном состоянии при более низком давлении. Степень разделения смеси жидкостей на составляющие компоненты и чистота получаемых дистиллята и кубового остатка зависят от того, насколько развита поверхность фазового контакта, а следовательно, от количества орошающей жидкости (флегмы) и устройства ректификационной колонны.



1. Постановка задачи

Теплоноситель - пары с верха колонны

Состав теплоносителя - Бензол (85%); Хлорбензол (15%)

Расход теплоносителя - 16200 кг/ч

Температура на входе в дефлегматор равна температуре начала конденсации паров (т.е. равна температуре начала кипения смеси).

Температура на выходе из дефлегматора равна температуре конца конденсации паров (т.е. равна температуре начала кипения смеси).

Рабочее давление в пространстве конденсирующегося пара 160 кПа.

Хладоагент - оборотная промышленная вода.

Состав хладоагента - 100% воды.

Температура входа - 25 оС

Температура выхода - 40 оС

Рабочее давление хладоагента принять самостоятельно.



2. Описание технологической схемы

Рис. 1. Принципиальная схема ректификационной установки

1 - теплообменник-подогреватель; 2,6 - насосы; 3 - емкость для исходной смеси; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колона; 7 - дефлегматор; 8 - холодильник дистиллята; 9 - холодильник кубовой жидкости; 10 - емкость для кубовой жидкости; 11 - емкость для сбора дистиллята



3. Описание конструкции аппарата и обоснование его выбора

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. Повышенные давления применяют для разделения смесей, находящихся в газообразном состоянии при более низком давлении. Степень разделения смеси жидкостей на составляющие компоненты и чистота получаемых дистиллята и кубового остатка зависят от того, насколько развита поверхность фазового контакта, а следовательно, от количества орошающей жидкости (флегмы) и устройства ректификационной колонны.

В промышленности применяют колпачковые, ситчатые, насадочные, пленочные трубчатые колонны и центробежные пленочные ректификаторы. Они различаются в основном конструкцией внутреннего устройства аппарата, назначение которого -- обеспечение взаимодействия жидкости и пара. Это взаимодействие происходит при барботировании пара через слой жидкости на тарелках (колпачковых или ситчатых) либо при поверхностном контакте пара и жидкости на насадке или поверхности жидкости, стекающей тонкой пленкой.

Тарельчатые колпачковые колонны (рис. а) наиболее часто применяют в ректификационных установках. Конструктивная схема устройства колпачка и обозначения основных размеров приведены на рис. а.

Пары с предыдущей тарелки попадают в паровые патрубки колпачков и барботируют через слой жидкости, в которую частично погружены колпачки. Колпачки имеют отверстия или зубчатые прорези, расчленяющие пар на мелкие струйки для увеличения поверхности соприкосновения его с жидкостью. Переливные трубки служат для подвода и отвода жидкости и регулирования ее уровня на тарелке. Основной областью массообмена и теплообмена между парами и жидкостью, как показали исследования, является слой пены и брызг над тарелкой, создающийся в результате барботажа пара. Высота этого слоя зависит от размеров колпачков, глубины их погружения, скорости пара, толщины слоя жидкости на тарелке, физических свойств жидкости и др. Расчет основных размеров колпачков и некоторые рекомендации изложены в методике расчета тарельчатых колпачковых колонн.

Следует отметить, что, кроме колпачковых тарелок, применяют также клапанные, желобчатые, S-образные, чешуйчатые, провальные и другие конструкции тарелок. В расчетах необходимо учитывать особенности конструкций тарелок.

Клапанные тарелки (рис. 6) показали высокую эффективность при значительных интервалах нагрузок благодаря возможности саморегулирования. В зависимости от нагрузки клапан перемещается вертикально, изменяя площадь живого сечения для прохода пара, причем максимальное сечение определяется высотой устройства, ограничивающего подъем. Площадь живого сечения отверстий для пара составляет 10--15% площади сечения колонны. Скорость пара достигает 1,2 м/с. Клапаны изготовляют в виде пластин круглого или прямоугольного сечения с верхним (рис. б) или нижним (рис. в) ограничителем подъема.

Тарелки, собранные из S-образных элементов, обеспечивают движение пара и жидкости в одном направлении, способствуя выравниванию концентрации жидкости на тарелке. Площадь живого сечения тарелки составляет 12--20% от площади сечения колонны. Коробчатое поперечное сечение элемента создает значительную жесткость, позволяющую устанавливать его на опорное кольцо без промежуточных опор в колоннах диаметром до 4,5 м.

Чешуйчатые тарелки подают пар в направлении потока жидкости. Они работают наиболее эффективно при струйном режиме, возникающем при скорости пара в чешуях свыше 12 м/с. Площадь живого сечения составляет 10% площади сечения колонны. Чешуи бывают арочными и лепестковыми; их располагают на тарелке в шахматном порядке. Простота конструкции, эффективность и большая производительность -- преимущества этих тарелок.

Пластинчатые тарелки собраны из отдельных пластин, расположенных под углом 4--9° к горизонтам. В зазорах между пластинами проходит пар со скоростью 20 -- 50 м/с. Над пластинами установлены отбойные щитки, уменьшающие брызгоунос. Эти тарелки отличаются большой производительностью, малым сопротивлением и простотой конструкции.

К провальным относят тарелки решетчатые, колосниковые, трубчатые, ситчатые (плоские или волнистые без сливных устройств). Площадь живого сечения тарелок изменяется в пределах 15--30%. Жидкость и пар проходят попеременно через каждое отверстие в зависимости от соотношения их напоров. Тарелки имеют малое сопротивление, высокий к. п. д., работают при значительных нагрузках и отличаются простотой конструкции.

Прямоточные тарелки обеспечивают длительное контактирование пленки жидкости с паром, движущимся со скоростью 14-- 45 м/с. Площадь живого сечения тарелки достигает 30%.

Ситчатые колонны (см. рис. б) применяют главным образом при ректификации спирта и жидкого воздуха. Допустимые нагрузки по жидкости и пару для них относительно невелики, и регулирование режима их работы затруднительно. Массо- и теплообмен между паром и жидкостью в основном происходят на некотором расстоянии от дна тарелки в слое пены и брызг. Давление и скорость пара, проходящего через отверстия сетки, должны быть достаточны для преодоления давления слоя жидкости на тарелке и создания сопротивления ее отеканию через отверстия. Ситчатые тарелки необходимо устанавливать строго горизонтально для обеспечения прохождения пара через все отверстия тарелки, а также во избежание стекания жидкости через них. Обычно диаметр отверстий ситчатой тарелки принимают в пределах 0,8--3,0 мм.

Насадочные колонны получили широкое распространение в промышленности (см. рис. в). Они представляют собой цилиндрические аппараты, заполненные инертными материалами в виде кусков определенного размера или насадочными телами, имеющими форму, например, колец, шаров для увеличения поверхности фазового контакта и интенсификации перемешивания жидкой и паровой фаз.

Массо- и теплообмен в колоннах с насадкой характеризуются не только явлениями молекулярной диффузии, определяющимися физическими свойствами фаз, но и гидродинамическими условиями работы колонны, которые определяют турбулентность потоков. В зависимости от скорости потока в колонне возможны три гидродинамических режима: ламинарный, промежуточный и турбулентный,-- при которых поток пара является сплошным, непрерывным и заполняет свободный объем насадки, не занятый жидкостью, в то время как жидкость стекает лишь по поверхности насадки. Дальнейшее развитие турбулентного движения может привести к преодолению сил поверхностного натяжения и нарушению граничной поверхности между потоками жидкости и пара. При этом газовые вихри проникают в поток жидкости, происходит эмульгирование жидкости паром, и массообмен между фазами резко возрастает. В случае эмульгирования жидкость распределяется не по насадке, а заполняет весь ее свободный объем, не занятый паром; жидкость образует сплошную фазу, а газ -- дисперсную фазу, распределенную в жидкости, т. е. происходит инверсия фаз.

Исследования показали, что переход от турбулентного режима к режиму эмульгирования (точка инверсии или точка начала эмулыирования) соответствует оптимальным условиям работы колонны и оптимальной скорости пара, при которой на насадке задерживается максимальное количество жидкости, брызг и пены, достигаются интенсивный массообмен и максимальная производительность при минимальной высоте насадки. Насадочную колонну следует рассчитывать, исходя из оптимальной скорости. При превышении оптимальной скорости начинается обращенное движение жидкости снизу вверх, происходит так называемое “захлебывание” колонны и нарушение режима ее работы.

Трубчатые пленочные ректификационные колонны состоят из пучка вертикальных труб, по внутренней поверхности которых тонкой пленкой стекает жидкость, взаимодействуя с поднимающимся по трубам паром.

Пар поступает из куба в трубки. Флегма образуется в дефлегматоре непосредственно на внутренней поверхности трубок, охлаждаемых водой в верхней их части. Диаметр применяемых трубок-5--20 мм. Эффект работы пленочного аппарата возрастает с уменьшением диаметра трубок.

Трубчатые колонны характеризуются простотой изготовления, высокими коэффициентами массопередачи и весьма малыми гидравлическими сопротивлениями движению пара. Многотрубные (и длиннотрубные) колонны с искусственным орошением имеют значительно меньшие габаритные размеры и массу, чем тарельчатые.

Все ректификационные установки, независимо от типа и конструкции колонн, классифицируют на установки периодического и непрерывного действия.

В ректификационных установках периодического действия начальную смесь заливают в перегонный куб, где поддерживается непрерывное кипение с образованием паров. Пар поступает на укрепление в колонну, орошаемую частью дистиллята. Другая часть дистиллята из дефлегматора или концевого холодильника, охлажденная до определенной температуры, через контрольный фонарь поступает в сборник готового продукта. В колоннах периодического действия ректификацию проводят до тех пор, пока жидкость в кубе не достигает заданного состава. Затем обогрев куба прекращают, остаток сливают в сборник, а в куб вновь загружают на перегонку начальную смесь. Установки периодической ректификации успешно применяют для разделения небольших количеств смесей. Большим недостатком ректификационных установок периодического действия является ухудшение качества готового продукта (дистиллята) по мере протекания процесса, а также потери тепла при периодической разгрузке и загрузке куба. Эти недостатки устраняются при непрерывной ректификации.

Колонны непрерывного действия состоят из нижней (исчерпывающей) части, в которой происходит удаление легколетучего компонента из стекающей вниз жидкости, и верхней (укрепляющей) части, назначение которой--обогащение поднимающихся паров легколетучего компонента. Схема установки непрерывной ректификации отличается от периодической тем, что питание колонны начальной смесью определенного состава происходит непрерывно с постоянной скоростью; готовый продукт постоянного качества также непрерывно отводится.

При ректификации смесей, состоящих более чем из двух компонентов, схема установки значительно усложняется. При этом для каждого добавочного компонента требуется колонна с дефлегматором.

Размеры и конструкции перегонного куба, дефлегматора и концевого холодильника зависят от производительности установки, физических свойств перегоняемой смеси и режима процесса (периодический или непрерывный).

Дефлегматор обычно представляет собой кожухотрубчатый теплообменник. В ряде случаев в дефлегматоре происходит конденсация всех паров, вышедших из колонны. В концевом холодильнике дистиллят охлаждается до заданной температуры.

Иногда в дефлегматоре конденсируется лишь часть паров для получения флегмы, а полная конденсация и охлаждение происходят в холодильнике.

Ректификационные установки снабжают также приборами для регулирования и контроля режима работы и нередко аппаратами для утилизации тепла



4. Технологический расчет

4.1 Выражение состава пара в мольных долях yi

Молярные массы компонентов: бензола M1=78,11 кг/кмоль, М2=112,56 кг/кмоль.

Проверка:

4.2 Определение температуры начала конденсации пара

Принимаем температуру начала конденсации пара t'н=106 оС. По уравнению Антуана рассчитываем при этой температуре давления насыщенных паров компонентов

№ п/п	Вещество	Темпер. интервал, К	А	В	С
		от	до
1	Бензол	280	377	15,9008	2788,51	-52,36
2	Хлорбензол	320	420	16,0676	3295,12	-55,6



По уравнению , рассчитываем константы фазового равновесия компонентов при температуре t'н=106 0С:

По уравнению рассчитываем сумму

Найденная сумма отличается от единицы, поэтому принимаем новое значение температуры начала конденсации пара , равное t''н=110 0С. Для новой температуры, снова рассчитываем давление насыщенных паров и константы фазового равновесия компонентов.

Для температуры t''н=110 0С сумма



Методом линейной интерполяции определяем температуру tн , при которой сумма равна единице.

Температура tн=109 0С является температурой начала конденсации пара.

4.3 Определение температуры конца конденсации пара

Температура конца конденсации пара tw определяется методом последовательных приближений с помощью уравнения . Принимаем температуру t'w=104 0C

Рассчитаем сумму



Найденная сумма значительно отличается от единицы, поэтому принимаем новое значение температуры конца конденсации пара, равное t''w=99 0C

Для температуры t''w=99 0C сумма

Методом линейной интерполяции определяем температуру tw , при которой сумма равна

единице.

Температура tw=102 0C является температурой конца конденсации пара.

Изменение температуры пара незначительно (от tн=109 0С до tw=102 0C), поэтому среднюю температуру конденсации пара tп можно найти в соответствии с уравнением как среднюю арифметическую



4.4 Расчет теплового потока и расхода хладоагента

Для определения теплового потока Q, передаваемого от конденсирующего пара к охлаждающей воде, рассчитываем по уравнению удельную теплоту конденсации пара rсм при средней температуре tп=105,5 0С.

Удельная теплота конденсации компонентов пара

r1=366 кДж/кг

r2=332 кДж/кг

Тогда тепловая нагрузка аппарата Q

Средняя температура воды tср рассчитывается как средняя арифметическая

Для температуры tср=32,5 0С в таблицу занесены теплофизические характеристики воды

Вода	Плотность свкг/м3	Теплоемкость Св	Теплопроводность лВ	Динамическая вязкость мв Па*с	Критерий Прандтля Pr
	996	4,18	0,618	0,000804	5,42

Расход воды GВ, необходимый для конденсации пара,

4.5 Определение средней разности температур между теплоносителями

Температура начала конденсации пара tн =109 0С отличается от температуры конца конденсации tw=102 0С не более чем на 8-12 0С (109-102=7 0С), то среднюю разность температур между теплоносителями ?tср можно рассчитать без учета взаимного направления движения теплоносителей , точно так же как и для схемы движения теплоносителей в противотоке

?t1=?tм=109-40=69 0С

?t2=?tб=102-25=77 0C

?tср=(69+77)/2=73,05 0С

Рассчитываем вспомогательные величины P и R:

=>

В дальнейших расчетах пластинчатых теплообменников, даже при движении теплоносителей по схеме смешанного тока, величину ?tср можно рассчитывать как для противоточной схемы движения.

Уточним значение средней температуры пара tп:

Уточненное значение температуры tп совпадает с найденным ранее, поэтому корректировок в расчеты теплоты конденсации компонентов пара ri вносить не требуется.

4.6 Приближенная оценка коэффициента теплопередачи и площади поверхности теплообмена

Ориентировочно принимаем коэффициент теплопередачи равным Кор=480 Вт/(м2*К)

Ориентировочная площадь поверхности теплопередачи Fор, необходимая для конденсации пара

Кожухотрубчатые теплообменники

Характеристики	Вариант 1	Вариант 2	Вариант 3
Диаметр кожуха D, мм	400	600	600
Диаметр труб d, мм	20х2	25х2	25х2
Число ходов, z	2	4	2
Площадь сечения 1 хода по трубам f, м2	0,012	0,018	0,042
Длина труб L, м	6	3	4
Площадь поверхностои теплопередачи F,м2	46	49	57
Число труб n	-	206	240
Ориентировочная масса аппарата M, кг	1890	2100	2100

Скорость воды в трубах теплообменников:

Для варианта 1 -

Для варианта 2 -

Для варианта 3 -

От 1 варианта отказываемся из-за слишком высокой скорости воды в трубах аппарата. Во 2 варианте скорость воды тоже достаточно большая, поэтому этот вариант можно будет принять к установке только после сравнения его с вариантом 3.

Расчет варианта 2

Скорость воды в трубах W=1,63 м/с является сравнительно большой, поэтому рассмотрим возможность установки вертикального и горизонтального аппаратов.

Коэффициент теплоотдачи от пара к трубам б1 при пленочной конденсации пара и ламинарном стекании пленки конденсата для вертикального аппарата рассчитывается по уравнению

,

а для горизонтального по уравнению -

Где dн - наружный диаметр труб;

n - число труб;

е - коэффициент, зависящий от числа труб (n>100 => е=0,6)

Рассчитаем физические характеристикипленки конденсата при средней температуре конденсации пара tп=105,5 0С

Плотность пленки конденсата с определяется из соотношения

Где сi - плотность компонентов конденсата при tп=105,5 0С

с1=793 кг/м3; с2=1021 кг/м3

Вязкость пленки конденсата м рассчитывается по формуле

Где мi - вязкость компонентов конденсата

xi - мольные доли компонентов в конденсате; в случае полной конденсации пара xi=yi

Вязкость компонентов конденсата:

м1=0,23*10-3 Па*с; м2=0,3*10-3 Па*с

Коэффициент теплопроводности пленки конденсата л рассчитывают приближенно по формулам



Где лi - коэффициенты теплопроводности компонентов конденсата

Коэффициент теплоотдачи от пара к трубам для вертикального аппарата б'1 верт в соответствии с уравнением

Для горизонтального аппарата коэффициент теплоотдачи от пара к трубам б'1,гор

Величина критерия Рейнольдса для воды:

Коэффициент теплоотдачи от труб к воде б2 при устойчивом турбулентном течении (Re>104) рассчитывается из соотношения



Где dэкв - эквивалентный диаметр канала (dэкв=dвн)

Нам неизвестна температура tст2 (температура стенки со стороны жидкости), поэтому в первом приближении принимаем отношение (Pr/Prст)0,25=1,0. Величину этого отношения уточним последующим расчетом.

Примем термическое сопротивление со стороны конденсирующегося пара органических веществ

r1=1/11600=0,00009 (м2*К)/Вт, а со стороны воды r2=1/1860=0,00054 (м2*К)/Вт. Для легированной стали коэффициент теплопроводности лст=17,5 Вт/(м*К). Тогда термическое сопротивление стенки rст=дст/лст=0,000114 (м2*К)/Вт.

Сумма термических сопротивлений r:

Коэффициенты теплопередачи для вертикального и горизонтального аппаратов соответственно:



Расчетная площадь поверхности теплопередачи для вертикального и горизонтального аппарата соответственно:

Для вертикального аппарата расчетная площадь поверхности теплопередачи, F'расч.верт=57 м2 оказалась больше номинальной нормализованного аппарата Fнорм=49 м2, поэтому следует отказаться от варианта установки вертикального аппарата.

Для горизонтального аппарата запас площади поверхности теплопередачи ?'гор составляет

Такой запас площади поверхности теплопередачи является допустимым.

Рассчитаем температуру стенок со стороны пара t'ст1 и воды t'ст2 для горизонтального аппарата из соотношения для поверхностной плотности теплового потока q

Откуда:

Разность температур



?t=tп-t'ст1=105,5-67=37,7 0С

Значение ?t не превышает 40 0С, поэтому уточнения не требуются.

Расчет варианта 3

Коэффициенты теплоотдачи от пара к стенкам труб для вертикального и горизонтального аппаратов при средней температуре пленки конденсата tпл=105,5. ректификационный колонна пар тепловой

Критерий Рейнольдса для воды при tср=32,5 0С

Коэффициент теплоотдачи от труб к воде б'2 при устойчивом турбулентном течении жидкости (Re>104) и при tср=32,5 0С, считая (Pr/Prст)0,25=1,0

Сумму термических сопротивлений r принимаем такой же, как и в предыдущих расчетах варианта 2, а именно r=0,00074 (м2*К)/Вт. Коэффициенты теплопередачи для вертикального и горизонтального аппаратов соответственно

Расчетная площадь поверхности теплопередачи для вертикального и горизонтального аппаратов соответственно

Для вертикального аппарата расчетная площадь поверхности теплопередачи, F'расч.верт=57,9 м2 оказалась больше номинальной нормализованного аппарата Fнорм=57 м2, поэтому следует отказаться от варианта установки вертикального аппарата.

Для горизонтального аппарата запас площади поверхности теплопередачи ?'гор составляет

Для горизонтального аппарата запас площади поверхности теплопередачи ?'гор несколько завышен, но все же такой аппарат можно использовать для процесса конденсации пара.

Для горизонтального аппарата рассчитываем температуру стенки со стороны пара t'ст1 и со стороны воды t'ст2

Уточним величину отношения (Pr/Prст)0,25

Критерий Prст при температуре стенки tст2 =45 0С

Prст=3,54

(Pr/Prст)0,25=(5,44/3,54)0,25=1,11

Уточненное значение коэффициента теплопередачи от труб к воде б2



Уточненное значение коэффициента теплопередачи Кгор

Уточненное значение температур стенок tст1 и tст2

Уточненное значение температуры пленки конденсата t'пл

Разность температур ?t между конденсирующимся паром и стенкой

?t<48 0С =>не будем вносить корректировок в расчет б1гор и уточнять значения температур стенок

tст1 и tст2

Уточненное значение расчетной площади поверхности теплопередачи Fрасч.гор для горизонтального аппарата

Уточненный запас площади поверхности теплопередачи ?гор



Запас площади поверхности теплопередачи является завышенным, но все же такой аппарат может быть принят к установке.

Для проверки правильности выполненных расчетов найдем поверхностную плотность тепловых потоков со стороны пара q', со стороны воды q'', и передаваемую от пара к воде q''':

Расхождения поверхностей плотности теплового потока - отсутствуют, поэтому никаких корректировок в расчет вносить не требуется.

Проверим выполнение соотношения ?tср=73,05 0С

Соотношение выполняется, следовательно, расчет выполнен верно.

Сопоставление вариантов 2 и 3

Теплообменники вариантов 2 и 3 имеют одинаковую массу, у них одинаковая длина труб их диаметр кожуха. Главное различие этих аппаратов состоит в числе ходов по трубному пространству, сопоставление проведем по величине гидравлического сопротивления трубного пространства теплообменников.

Величина гидравлического сопротивления пропорциональна скоростному давлению теплоносителя (w2*с)/2. В варианте 2 скорость воды в трубах аппарата больше скорости воды варианта 3 в 2,33 раза. К тому же в варианте 2 теплообменник является четырехходовым по трубному пространству, а в варианте 3 - двухходовым. Поэтому даже не проводя расчетов, можно утверждать - В теплообменнике варианта 2 гидравлическое сопротивление трубного пространства будет значительно больше, чем в варианте 3. Следовательно, несмотря на несколько завышенный запас площади поверхности теплопередачи, вариант 3 является более предпочтительным, чем вариант 2.

В дальнейшем лучший из кожухотрубчатых аппаратов (вариант 3), сопоставим с лучшим вариантом пластинчатого теплообменника.

4.7 Расчет гидравлического сопротивления трубного пространства теплообменника 3

Гидравлическое сопротивление трубного пространства теплообменника ?Р рассчитывается по формуле

Где ?Ртр - сопротивление трения

??Рм.с.i - сумма местных сопротивлений

Сопротивление трения для неизотермического потока

Где лтр - коэффициент трения

z - число ходов по трубам

L - длина труб

Примем, что трубы аппарата имеют незначительную коррозию и их шероховатость составляет е=0,2 мм. Отношение внутреннего диаметра труб к шероховатости dвн/е=21/0,2=105, для Re=16169,2 и dвн/е=105 находим лтр=0,037.

Потеря давления на преодоление трения в трубах



Потеря давления на преодоление местных сопротивлений рассчитывается

Где ?Р1 - сопротивление на входе в аппарат и выходе из него

? Р2 - сопротивление при входе в трубы и выходе из них

? Р3 - сопротивление при повороте потока на 1800 из одного хода в другой

При D=600мм и z=2 условный диаметр штуцера dy=200 мм.

Скорость воды в штуцерах

Скорость воды в штуцерах больше скорости в трубах, поэтому потери давления для входа в аппарат и выхода из него находим по скорости в штуцерах Wш, а потери давления при входе в трубы и выходе из них и при повороте из одного хода в другой - по скорости в трубах. Тогда

Где ж1=1,5 - коэффициент местного сопротивления при входе в аппарат и выходе из него

n1 - число штуцеров.

Где ж2=1 - коэффициент местного сопротивления при входе в трубы и выходе из них

n2=4 - число входов в трубы и выходов из труб

Где ж3=2,5 - коэффициент местного сопротивления при повороте потока на 180 0С

n3=1 - число поворотов на 180 0С

Общее гидравлическое сопротивление трубного пространства теплообменника

4.8 Пластинчатые теплообменники

В пластинчатых аппаратах поверхность теплообмена образована набором тонких штампованных гофрированных пластин.

Рис. 2. Принципиальная схема сборки пластинчатого аппарата:

1, 2, 11, 12 - штуцера; 3 - неподвижная плита; 4 - верхнее угловое отверстие; 5 - кольцевая резиновая прокладка; 6 - граничная пластина; 7 - штанга; 8 - нажимная плита; 9 - задняя стойка; 10 - винт; 13 - большая резиновая прокладка; 14 - нижнее угловое отверстие; 15 - теплообменная пластина

Группа пластин, образующих систему параллельных каналов, в которых теплоноситель движется только в одном направлении (сверху вниз или наоборот), составляет пакет. Пакет аналогичен одному ходу по трубам в многоходовых кожухотрубчатых теплообменниках.

Предполагаем, что в рассматриваемом примере для воды будет использована однопакетная компоновка пластин, поэтому средняя разность температур между теплоносителями ?tср должна вычисляться для противоточной схемы движения. Ранее было найдено, что для противотока теплоносителей ?tср=73,05 0С.

Принимаем коэффициент теплопередачи равным Кор=960 Вт/(м2*К). Тогда ориентировочная величина площади поверхности теплопередачи Fор:

Характеристики	Вариант 4	Вариант 5	Вариант 6
1. Площадь поверхности пластин f,м2	0,2	0,3	0,6
2. Общая площадь поверхности теплопередачи F,м2	25	20	25
3. Число пластин N	128	70	44
4. Масса аппарата M,кг	1480	485	1130
5. Толщина пластин	0,001	0,001	0,001
6. Эквивалентный диаметр канала dэ, м	0,0088	0,008	0,0083
7. Поперечное сечение канала S, м2	0,00178	0,0011	0,00245
8. Приведенная длина канала L', м	0,518	1,12	1,01
9. Диаметр условного прохода штуцеров dу, м	0,08; 0,150	0,065	0,2

Примем для всех вариантов самую простую однопакетную схему компоновки пластин по воде, обеспечивающую движение теплоносителей в противотоке. В этом случае скорость воды W в каналах теплообменников будет:

Для 4 варианта -

Для 5 варианта -

Для 6 варианта -

Скорость воды в варианте 6 в 2,11 раз больше, чем в варианте 4, а следовательно, и

коэффициент теплопередачи от пластин к воде в варианте 6 будет значительно больше, чем в варианте 4. К тому же теплообменник варианта 4 является более металлоемким по сравнению с вариантом 6 (1480>1130). Поэтому вариант 4 следует рассматривать только, если не подойдут аппараты вариантов 4 и 5, не подойдут.

Расчет варианта 6

Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося пара к поверхности гофрированной пластины б1 при разности температур ?t между паром и стенкой больше 10 0С рассчитывается по уравнению

Где А1 - коэффициент, зависящий от площади поверхности пластины; для пластин с f=0,6 м2 А1=240

L' - приведенная длина канала

Критерий Рейнольдса Re1 и Прандтля Pr1 в уравнении вычисляются по соотношениям

Где F - общая площадь поверхности теплопередачи

c,м,л - теплоемкость, вязкость и коэффициент теплопроводности конденсата.

Если разность температур ?t между паром и стенкой ?t=tп-tст <(30-40 0C), теплофизические свойства конденсата с,м,л можно определить при средней температуре конденсации пара

tп=105,5 0С.

При tп=105,5 0С

м=0,237*10-3 Па*с

л=0,018 Вт/(м*К)

Теплоемкость конденсата с определим по правилу адитивности

Где Сi - теплоемкость компонентов конденсата.

Значения теплоемкости компонентов конденсата

С1=0,49 ккал/(кг*0С)=0,49*4190=2053,1 Дж/(кг*К)

С2=0,37 ккал/(кг*0С)=0,37*4190=1550,3 Дж/(кг*К)

С=2053,1*0,85+1550,3*0,15=1977,7 Дж/(кг*К)

Значения критериев Re1 и Pr1

Коэффициент теплоотдачи от пара к пластине б1

Коэффициент теплоотдачи для жидкости б2, движущейся в каналах, образованных гофрированными пластинами, рассчитывается

Где А', в - коэффициенты, зависящие от режима течения и площади поверхности пластины; при турбулентном режиме течения Re=50-30000, Pr=0,7-80 и f=0,6 м2 А'=0,135 и в=0,73. Теплофизические характеристики воды св, лв,св - входящие в критерии Re и Pr, определяются при средней температуре воды tср=32,5 0С , а входящие в критерий Prст - при температуре стенки tст2 со стороны воды.

Критерий Рейнольдса для воды

Примем (Pr/Prст)0,25=1,0. Тогда значение коэффициента теплоотдачи от пластин к воде б2



Термические сопротивления загрязнений со стороны пара r1 и воды r2 принимаем такими же, что и в расчете кожухотрубчатых теплообменников.

Термическое сопротивление пластины r'3 толщиной д'ст =0,001 м из нержавеющей стали с коэффициентом теплопроводности лст=17,5 Вт/(м*К) r'3=д'ст/лст=0,0001/17,5=0,000057 (м2*К)/Вт

Сумма термических сопротивлений r

Расчетный коэффициент теплопередачи Kрасч

Расчетная площадь поверхности теплопередачи Fрасч

Запас площади поверхности теплопередачи ?4

Такой запас площади поверхности теплопередачи является допустимым.

Рассчитаем температуру стенок со стороны пара tст1 и со стороны воды tст2



Проверяем условие использование формулы

Разность температур между паром и стенкой ?t больше 10 0С, поэтому корректировок в расчет б1 вносить не надо.

Проверяем допущение (Pr/Prст)0,25=1. Для температуры tст2=39,6 0С критерий Прандтля Prст=4,31. Тогда (Pr/Prст)0,25=(5,44/4,31)0,25=1,05?1, поэтому корректировок в расчет коэффициента теплоотдачи от пластины к воде б2 вносить не требуется.

Для проверки правильности выполненных расчетов, найдем поверхностную плотность тепловых потоков со стороны пара q', со стороны воды q'', и передаваемую от пара к воде q'''.

Расхождения величин q' и q''со значением q''' - отсутствуют, значит никаких корректировок в расчет вносить не требуется.

Проверим выполнение условия ?tср=73,05 0С

Требуемое условие выполняется, следовательно, расчеты выполнены верно.

Аппарат варианта 6 может быть использован, поэтому рассчитываем гидравлическое сопротивление ?P6 в пространстве воды



Где z1 - число пакетов для теплоносителя; для однопакетной схемы z1=1,0

Wш - скорость теплоносителя в штуцерах аппарата на входе и выходе;

Ж - коэффициент трения; ж=B/Re0,25; для пластины с f=0,6 м2 и Re=50-30000 B=15,0

При скорости теплоносителя в штуцерах Wш меньще 2,5 м/с их гидравлическое сопротивление можно не учитывать. Для пластины с f=0,6 м2 диаметр условного прохода штуцеров dу=0,2 м.

Скорость воды в штуцерах

Коэффициент трения ж

Пренебрегая гидравлическим сопротивлением штуцеров (Wш<2,5 м/с), определяем значение ?Р6

Расчет варианта 5

Рассчитаем критерий Рейнольдса Re1

Коэффициент теплоотдачи от пара к поверхности пластины б1 рассчитывается по уравнению



при условии, что

Для пластин с f=0,3 м2 значение коэффициента А1=322. Тогда

Критерий Рейнольдса Re для воды

Коэффициент теплоотдачи от пластины к воде б2 рассчитывается

Для пластины с f=0,3 м2 значения коэффициентов равны - A'=0,1 и в=0,73. Тогда, принимая отношение (Pr/Prст)0,25=1,0

Суммарная величина термических сопротивлений r была определена в расчете варианта 4 (r=0,000687)

Коэффициент теплопередачи Красч

Расчетная площадь поверхности теплопередачи Fрасч

Запас площади поверхности теплопередачи ?5 

Запас отсутствует, значит от теплообменника варианта 5 следует отказаться.



5. Выбор оптимального варианта

Предварительный выбор оптимального варианта аппарата сделаем в результате сравнения двухходового кожухотрубчатого теплообменника варианта 3 и пластинчатого варианта 4.

По массе кожухотрубчатый теплообменник в 2100/1130=1,85 раза больше пластинчатого.



Список литературы

1. Расчет кипятильника. Методическое указание к курсовому и дипломному проектированию. Составители: Л.М. Журавлева , А.М. Чемерисова, СамГТУ, Самара, 2002-32с

2.Процессы и аппараты химических технологий. Справочное пособие , СамГТУ, составители: В.Д. Измайлов, В.В. Филиппов, Самара, 2006-44с

3. К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Издание 10-е. -Л., Химия, 1987-576с

4. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Издание 9-е. -М: Химия, 1973-752с

5. Борисов Г.С., Брыков В.П., Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию, 2-е издание. Москва, Химия, 1991-496с

Размещено на Allbest.ru