Расчет и проектирование абсорбционной установки для разделения газовой смеси брома и воздуха

Размещено на http://www.allbest.ru/

Учреждение образования «БЕЛОРУССКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ УНИВЕРСИТЕТ»

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

КУРСОВОГО ПРОЕКТА

по дисциплине: Процессы и аппараты химической технологии

Тема: Расчет и проектирование абсорбционной установки для разделения газовой смеси брома и воздуха

Минск 2011



Реферат

Пояснительная записка 49 с., 8 рис, 12 табл., 10 источников.

АБСОРБЕР, ТАРЕЛКА, АБСОРБЦИЯ, ДИОКСИД УГЛЕРОДА, УСТАНОВКА, ХОЛОДИЛЬНИК, НАСОС, КОМПРЕССОР, ТРУБОПРОВОД

Целью выполнения курсового проекта является проектирование абсорбционной установки для разделения 5200 м³/ч (при н.у) газовой смеси брома (9%об.) и воздуха.

Произведены по соответствующим методикам расчет основного аппарата и подробный расчет теплообменника. Выполнен расчет трубопроводной сети и подбор вспомогательного оборудования. Расчет должен обеспечит необходимую работоспособность отдельных аппаратов и оборудования, а также стабильное и экономически выгодное проведение технологического процесса.

В результате спроектирована абсорбционная установка для отделения брома от этана.

Графическая часть включает:

? технологическая схема - 1 лист А1;

? общий вид основного аппарата - 1 лист А1.



Содержание

Введение

1. Обоснование и описание технологической схемы

1.1 Обоснование технологической схемы

1.2 Описание технологической схемы

2. Описание конструкции и принципа действия абсорбера

3. Описание конструкции и принципа действия вспомогательного оборудования

3.1 Насос для подачи исходной смеси

3.2 Компрессор для подачи газовой смеси

3.3 Теплообменники для охлаждения газовой смеси и поглотителя

4. Расчет абсорбера

4.1 Определение условий равновесия процесса

4.2 Расчет материального баланса

4.3 Определение диаметра и высоты аппарата

4.4 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

4.5 Расчет диаметров штуцеров

5. Подбор вспомогательного оборудования

5.1 Подбор холодильника газовой смеси

5.2 Подбор холодильника поглотителя

5.3 Выбор насоса

5.4 Выбор компрессора

Заключение

Список использованных источников



Введение

Получение различных продуктов химической промышленности связано с проведением процессов абсорбции, ректификации. Перед данными процессами стоят широкие перспективы, особенно перед абсорбцией. Абсорбция - один из эффективных методов очистки газов. Особенно это актуально в наше время, когда экологическая обстановка на планете становится всё хуже. Внедрение абсорбции во все отрасли народного хозяйства, в качестве метода очистки газов вызывает немедленное улучшение экологической обстановки. Получение таких веществ как ацетон, бром и других органических соединений идёт с применением процесса абсорбции. Перед последним открываются большие возможности улучшения интенсификации процесса. Для эффективного применения данных процессов требуется владение специальным курсом знаний.

Массообменные процессы, широко используемые для очистки веществ и разделения смесей, весьма многообразны. Они различаются агрегатным состоянием взаимодействующих фаз, характером их движения в аппарате, наличием' параллельно протекающих процессов теплообмена. Этим обусловлено большое разнообразие применяемых на практике массообменных аппаратов. В той или иной степени различаются и методы их расчета. В данной главе рассмотрены наиболее распространенные массообменные процессы: абсорбция, десорбция и жидкостная экстракция в противоточных колоннах, непрерывная ректификация бинарных и многокомпонентных систем, периодическая адсорбция в аппаратах с неподвижным слоем сорбента [1].



1. Обоснование и описание технологической схемы

1.1 Обоснование технологической схемы

В курсовом проекте разработана технологическая схема процесса абсорбции брома из его смеси с воздухом. Содержание брома в исходной смеси 9,0%об. В качестве поглотителя используется вода. Бром достаточно хорошо растворяется в воде, что позволяет достичь высокой степени очистки при небольшом расходе поглотителя.

Установка работает непрерывно. Непрерывное её действие обеспечивает высокую производительность и меньше затрат по сравнению с периодической. Газ и поглотитель подаются в абсорбер противотоком, что улучшает извлечение газового компонента из смеси. Во время контакта поглотителя и газовой смеси происходит поглощение абсорбтива. Процесс абсорбции проводится при повышенном давлении (П=0,7 МПа) и при невысоких температурах (T=291 K).

1.2 Описание технологической схемы

Схема абсорбционной установки представлена на рисунке 1.1. Поглотитель поступивший с десорбции содержится в расходной емкости 1. Перед тем как попасть в абсорбер 5 поглотитель с начальной температурой 23°С охлаждается в холодильнике 3. Поглотитель охлаждают захоложенной водой, так как данный хладагент позволяет охлаждать среды до 15-25°С [2]. Охлаждение производится в один поток, так как поглотитель имеет невысокую начальную температуру. Поглотитель, подаваемый в абсорбер не содержит абсорбата. Поглотитель подается при помощи насоса 2. Регулирование расхода поглотителя осуществляется регулирующим вентилем 4.

Газовая смесь в количестве 5200 м³/ч (при н.у.) подается в установку при температуре 60°С и давлении 0,1 МПа. Чтобы привести газовую смесь к условиям абсорбции, ее необходимо охладить до 18°С и сжать до 0,7 МПа. Для этого используются холодильник газовой смеси 7 компрессор 6. В холодильнике газовой смеси 7 происходит охлаждение смеси от 60°С до 18°С. В качестве хладагента в холодильнике 7 выбрана захоложенная вода, так как данный хладагент позволяет охлаждать среды до 15-25°С [2]. Газовая смесь охлаждается в две стадии, т.к. это позволяет снизить расход захоложенной воды, которая имеет высокую стоимость. Регулирование расхода газовой смеси осуществляется регулирующим вентилем 8.

Насыщенная поглощённым компонентом жидкость отводится для дальнейшей переработки.

1 - емкость; 2 - насос; 3 - холодильник поглотителя; 4, 8 - регулирующий вентиль; 5 - абсорбционная колонна; 6 - компрессор; 9 - запорный вентиль

Рисунок 1.1 - Упрощённая технологическая схема



2. Описание конструкции и принципа действия абсорбера

В данной установке используется противоточный барботажный абсорбер с колпачковыми тарелками. Абсорбер представляет собой колонный аппарат, который состоит из цилиндрической обечайки и приваренных к ней крышки и днища. Для подвода и отвода сред смонтированы штуцера. Внутри колонны размещены массообменные устройства, в данном случае колпачковые тарелки.

Абсорбер работает по следующему принципу (рисунок). Смесь газов подается в нижнюю часть абсорбера и поднимается вверх. Чистый поглотитель подается на верхнюю тарелку абсорбера и по тарелкам стекает вниз, поглощая на каждой тарелке абсорбируемый компонент. Очищенный газ отводится через штуцер в верхней части колонны. Поглотитель, насыщенный абсорбтивом отводится через штуцер в днище абсорбера.

В данном абсорбере используются колпачковые тарелки, которые работают по следующему принципу (см. рисунок 2.1). Газ поступает на тарелку 1 по патрубкам 2, разбиваясь затем прорезями колпачка 3 на большое число отдельных струй. Прорези колпачков наиболее часто выполняются в виде зубцов треугольной или прямоугольной формы. Далее газ проходит через слой жидкости, перетекающей по тарелке от одного сливного устройства 4 к другому. При движении через слой значительная часть мелких струй распадается, и газ распределяется в жидкости в виде пузырьков. Интенсивность образования пены и брызг на колпачковых тарелках зависит от скорости движения газа и глубины погружения колпачка в жидкость. [6]



1-тарелка, 2-газовые патрубки, 3-колпачки, 4-сливные трубы

Рисунок 2.1 - Схема работы колпачковой тарелки

Процесс барботажа на тарелке весьма сложен. Проводившиеся до сих пор исследования дают возможность представить лишь качественную картину процесса. Движущиеся струйки газа (пара) обычно сливаются друг с другом, при этом некоторая часть сечения прорезей обнажается и образуются каналы, по которым газ (пар) проходит из-под колпачка сквозь жидкость. Поэтому поверхность взаимодействия газа (пара) с жидкостью непосредственно в зоне барботажа невелика. Основная зона фазового контакта находится в области пены и брызг над жидкостью, которые образуются вследствие распыления газа (пара) в жидкости и уноса брызг при трении газа (пара) о жидкость. [4]

Чтобы газ не попадал в переливные трубы и не препятствовал таким образом нормальному перетоку жидкости с тарелки на тарелку, нижние концы переливных труб опущены под уровень жидкости. Благодаря этому создается гидрозатвор, предотвращающий прохождение газа через переливные трубы. [7]

Интенсивность образования пены и брызг зависит от скорости движения газа (пара) и глубины погружения колпачка в жидкость. Сечение и форма прорезей колпачка имеют второстепенное значение, но желательно устройство узких прорезей, так как при этом газ (пар) разбивается на более мелкие струйки, что увеличивает поверхность соприкосновения фаз.

Колпачки (рисунок 2.2) располагают на небольшом расстоянии друг от друга (шаг равен в среднем 1,5 диаметрам колпачка) с тем, чтобы пузырьки газа (пара), выходящие из соседних колпачков, прежде чем принять вертикальное направление движения, не столкнулись друг с другом.

1 - тарелка; 2 - колпачок; 3 - патрубок

Рисунок 2.2 - Колпачок

Колпачковые тарелки менее чувствительны к загрязнениям, чем колонны с ситчатыми тарелками, и отличаются более высоким интервалом устойчивой работы колонны с колпачковыми тарелками. [4]

Применение колпачковых тарелок позволяет уменьшить расстояние между тарелками (уменьшить высоту колонны), а также упрощает пуск и остановку абсорбционной установки. К недостаткам можно отнести высокое гидравлическое сопротивление, относительную сложность изготовления, монтажа и обслуживания. [1]



3. Описание конструкции и принципа действия вспомогательного оборудования

3.1 Насос для подачи исходной смеси

Основными типами насосов, применяемых в химической технологии, являются центробежные, поршневые и осевые насосы. Насосы отличаются между собой производительностью, напором и принципом действия.

Центробежные насосы имеют значительные преимущества по сравнению с поршневыми: равномерность подачи, быстроходность, компактность, простоту устройства, возможность перекачивания загрязненных жидкостей, так как в центробежных насосах имеются большие зазоры между кожухом и колесом и отсутствуют клапаны. Для установки центробежных насосов не требуются массивные фундаменты.

1 - рабочее колесо; 2 - корпус; 3 - всасывающий трубопровод; 4 - напорный трубопровод; 5 - приемный клапан с всасывающей сеткой

Рисунок 3.1 - Схема центробежного одноступенчатого насоса

Центробежный одноступенчатый насос (рисунок 3.1) имеет рабочее колесо 1 с загнутыми назад лопатками, которое с большой скоростью вращается в корпусе 2 спиралеобразной формы. Жидкость из всасывающего трубопровода 3 поступает по оси колеса и, попадая на лопатки, приобретает вращательное движение. Под действием центробежной силы давление жидкости увеличивается и она выбрасывается из колеса в неподвижный корпус 2 и напорный трубопровод 4.

При этом на входе в колесо создается пониженное давление и, вследствие разности давлений, жидкость из приемного резервуара поступает в насос.

Без заполнения корпуса жидкостью колесо насоса при вращении не может создать достаточной разности давлений, необходимой для подъема жидкости по всасывающей трубе.

Поэтому перед пуском в ход центробежный насос должен быть залит жидкостью. Чтобы жидкость не выливалась из насоса и всасывающей трубы при заливке насоса или его остановке, на конце всасывающей трубы устанавливают приемный (обратный) клапан 5 с всасывающей сеткой. Одноступенчатые центробежные насосы предназначены для создания небольших напоров - до 50 м.

3.2 Компрессор для подачи газовой смеси

В поршневом компрессоре (рисунок 3.2) всасывание и нагнетание жидкости происходят при возвратно-поступательном движении поршня 1 в цилиндре 2 насоса. При движении поршня вправо в замкнутом пространстве между крышкой 3 цилиндра и поршнем создается разрежение.

Под действием разности давлений в приемной емкости и цилиндре газ поднимается по всасывающему трубопроводу и поступает в цилиндр через открывающийся при этом всасывающий клапан 4. Нагнетательный клапан 5 при ходе поршня вправо закрыт, так как на него действует сила давления жидкости, находящейся в нагнетательном трубопроводе. При ходе поршня влево в цилиндре возникает давление, под действием которого закрывается клапан 4 и открывается клапан 5. Газ через нагнетательный клапан поступает в напорный трубопровод и далее в напорную емкость. Таким образом, всасывание и нагнетание газа поршневым компрессором простого действия происходит неравномерно: всасывание - при движении поршня слева направо, нагнетание - при обратном направлении движения поршня. В данном случае за два хода поршня газ один раз всасывается и один раз нагнетается. Поршень компрессора приводится в движение кривошипно-шатунным механизмом 6, преобразующим вращательное движение вала в возвратно-поступательное движение поршня.

1 - поршень; 2 - цилиндр; 3 - крышка цилиндра; 4 - всасывающий клапан; 5 - нагнета тельный клапан; 6 - кривошипно-шатунный механизм; 7 - уплотнительные кольца

Рисунок 3.2 - Схема горизонтального поршневого компрессора простого действия

По числу всасываний или нагнетаний, осуществляемых за один оборот кривошипа или за два хода поршня, поршневые насосы делятся на насосы простого и двойного действия. В зависимости от конструкции поршня различают собственно поршневые и плунжерные (скальчатые) насосы.

В поршневых компрессорах основным рабочим органом является поршень 1, снабженный уплотнительными кольцами 7 (рисунок 3.3), пришлифованными к внутренней зеркальной поверхности цилиндра. Плунжер не имеет уплотнительных колец и отличается от поршня значительно большим отношением длины к диаметру.

В зависимости от способа действия поршневые компрессоры бывают простого и двойного действия. По расположению цилиндров подразделяются на горизонтальные, вертикальные и с наклонными цилиндрами; по числу ступеней сжатия подразделяются на одно-, двух- и многоступенчатые, а по способу охлаждения - с воздушным (небольшие компрессоры) и водяным охлаждением. По своему назначению различают компрессоры воздушные, кислородные, аммиачные, углекислотные и др. В пищевых предприятиях применяются стационарные и передвижные компрессоры.

Расход сжатого газа обычно не вполне соответствует расчетному. Он может меняться в значительных пределах в зависимости от характера и условий работы потребителей. Поэтому давление в газосборнике меняется, так как объем его рассчитывается, главным образом, из условий выравнивания неравномерностей подачи газа поршнем, движущимся с переменной скоростью.

Только весьма кратковременное несоответствие между подачей компрессора и расходом может быть компенсировано воздухосборником (ресивером), который при возрастании давления принимает избыток газа, а при снижении - его отдает. Обычно же с уменьшением расхода газа потребителями давление в газосборнике увеличивается и может превысить пределы допустимого. Как известно, при подборе компрессора стремятся к тому, чтобы его номинальная подача немного превышала расход потребителя. Поэтому практически регулирование подачи, т. е. приведение подачи компрессора в соответствие с расходом газа потребителями, сводится к снижению подачи компрессора ниже номинальной.

3.3 Теплообменники для охлаждения газовой смеси и поглотителя

В качестве теплообменников как вспомогательного оборудования применяют кожухотрубчатые теплообменники. Они состоят из кожуха, трубной решетки, трубки, сферического днища, штуцера для подвода и отвода первого теплоносителя, и штуцера для подвода и отвода второго теплоносителя. Схема теплообменника (одноходового) представлена на рисунке 3.3.

1- корпус (обечайка); 2 - трубные решетки; 3 - трубы; 4 - крышки

Рисунок 3.3- Одноходовой кожухотрубчатый теплообменник

Трубы в решетках таких теплообменников размещают по периметрам правильных шестиугольников, то есть по вершинам равносторонних треугольников. Трубы в трубных решетках закрепляют чаще всего развальцовкой.

Действие теплообменника основано на прохождении одного теплоносителя через трубное пространство и второго через межтрубное пространство, а имеющаяся между ними разность температур позволяет передавать тепло через разделительные стенки труб.

В таких теплообменниках при небольших расходах теплоносителя достигаются высокие скорости движения жидкости и обеспечивается интенсивная теплоотдача и теплопередача; спиральные теплообменники, которые компактны, работают при высоких скоростях теплоносителей.

Для охлаждения поглотителя применяют поверхностные теплообменники, в которых отсутствует непосредственный контакт теплоносителей. В качестве такого теплообменника используем кожухотрубчатый теплообменник, принцип работы приведен выше.



4. Расчет абсорбера

4.1 Определение условий равновесия процесса

Определяем равновесные концентрации брома в воде. Если поглощается туднорастворимый газ, то расчет равновесных концентраций ведут по закону Генри [2] (39):

где x^{* -} равновесная концентрация брома в воде, кмоль(бром)/ кмоль(раствора);

Е - постоянная Генри для газ, Па;

П - давление, при котором протекает процесс, Па;

у - концентрация брома в газовой смеси, кмоль(брома)/кмоль(газ. смеси).

По заданию на проектирование давление газовой смеси на входе в абсорбер равно П=0,7 МПа=0,7•10⁶Па. Константа Генри для брома при температуре t=18°C (по заданию) составляет Е=0,4122•10⁶ мм.рт.ст.=5,497•10⁷ Па [3].

Получаем зависимость

Для построения рабочей линии величины равновесных концентраций в жидкости достаточно рассчитать для диапазона значений концентраций в газовой фазе от нуля до величины, которая в 1,2-1,5 раз превышает начальную концентрацию абсорбтива.

Для упрощения расчетов материального баланса необходимо сделать пересчет абсолютных концентраций в относительные. Связь между относительной концентрацией и абсолютной выражается следующей формулой [2] (40,41):

где у - абсолютная концентрация брома в газовой фазе, кмоль(брома)/ кмоль(газ. смеси);

Y - относительная концентрация брома в газовой фазе, кмоль(брома)/ кмоль(воздуха);

x* - абсолютная концентрация брома в жидкой фазе, кмоль(брома)/ кмоль(раствора);

X *_ относительная концентрация брома в жидкой фазе, кмоль(брома)/ кмоль(воды);

Таблица 4.1 - Расчет равновесной линии

x*,	y,	X*,	Y,
1,274•10-4	0,010	1,274•10-4	0,010
2,547•10-4	0,020	2,548•10-4	0,020
3,821•10-4	0,030	3,823•10-4	0,031
5,095•10-4	0,040	5,097•10-4	0,042
6,368•10-4	0,050	6,372•10-4	0,053
7,642•10-4	0,060	7,648•10-4	0,064
8,916•10-4	0,070	8,924•10-4	0,075
1,016•10-3	0,080	1,020•10-3	0,087



По значениям из таблицы 4.1 строится линия равновесия (рисунок 4.1)

Рисунок 4.1 - Линия равновесия

4.2 Расчет материального баланса

1 Определение молярного расхода компонентов газовой смеси.

Пересчитаем объемный расход при нормальных условиях (T₀=273K, P₀=1,01310⁵ Па) в объемный расход при условиях абсорбции (Т=291 К, Р=0,710⁶ Па).

где V_см0 - расход при нормальных условиях, м³/ч.

Согласно заданию V_см0=5200 м³/ч= 1,444 м³/с.

.

Для удобства дальнейших расчетов переведем объемный расход газовой смеси в молярный [2] (42):

где G_см - молярный расход газовой смеси, кмоль/с.

Молярный расход воздуха определяется по уравнению [2] (43):

где у_н - исходная концентрация брома в газовой смеси, кмоль(брома)/ кмоль(газ. смеси);

G - молярный расход воздуха, кмоль/с.

Из условия задания у_н=0,09 кмоль(брома)/кмоль(газ. смеси):

Определим по [2] (44) концентрацию на выходе из абсорбера y_к, кмоль(брома)/кмоль(газ. смеси):

где - степень извлечения, =0,94 (из задания).

Величины y_к, y_н пересчитаем в относительные по формуле (3.3). Получим

Для определения молярного расхода брома M, который поглощается, служит следующее уравнение [2] (45):

2 Определение расхода поглотителя брома из газовой смеси.

Для определения минимального молярного расхода чистого поглотителя L_мин служит следующее уравнение [2] (46):

где X*_к - равновесная относительная концентрация брома в воде на выходе из аппарата, кмоль(брома)/кмоль(воды);

Х_н - исходная относительная концентрация брома в воде, кмоль(брома)/кмоль(воды).

Равновесную относительную концентрацию брома в воде на выходе из аппарата определим по линии равновесия представленной на рисунке 4.2. Равновесная начальная концентрация брома в воде при условиях абсорбции равна X*_к=0,0023 кмоль(брома)/кмоль(воды).

Подставив численные значения в формулу (3.10), получим:

Т.к. в реальном процессе абсорбции используется не минимальный расход поглотителя, а несколько больший (для ускорения процесса), то необходимо пересчитать минимальный расход поглотителя на рабочий расход L с учетом коэффициента избытка поглотителя [2] (47):

где - коэффициент избытка поглотителя.

Принимаем коэффициент избытка поглотителя равным б=2,3.

3 Определение рабочей концентрации брома в поглотителе на выходе из абсорбера.

Для определения рабочей концентрации служит уравнение [2] (48):

4 Построение рабочей линии абсорбции брома и определение числа единиц переноса. По полученным значениям концентраций строится рабочая линия процесса (рисунок 3.2).

Движущая сила может быть выражена в единицах концентрации как жидкой, так и газовой фаз. Для случая линейной равновесной зависимости между составами фаз, принимая модель идеального вытеснения в потоках обеих фаз, определим движущую силу в единицах концентраций газовой фазы [1] (5.7):

где ДY_б и ДY_м - большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кмоль(аммиака)/кмоль(воздуха).



Рисунок 4.2 - Рабочая линия процесса

По рисунку 4.2 определим, что ДY_б=0,016 кмоль(брома)/ кмоль(воздуха), а ДY_м=5,4•10^-3 кмоль(брома)/кмоль(воздуха). Подставим полученные значения в формулу и определим движущую силу процесса:

По рисунку 4.2 определим теоретическое число тарелок. В данном случае оно равно n=10.

4.3 Определение диаметра и высоты аппарата

Для расчета диаметра абсорбера служит следующее уравнение [2] (49):

где V_см - объемный расход газовой смеси при условиях абсорбции, м³/с;

- скорость газовой смеси по аппарату, м/с.

Предельную скорость газа для колпачковых тарелок рассчитаем по [1] формула (5.35):

где _x, _у - плотности соответственно жидкой и газообразной фаз, кг/м³;

d_к - диаметр колпачка, м;

h_к - высота колпачка, м.

Для определения плотности газа при температуре, отличной от нормальной, служит уравнение [5] (2.8):

где ₀ - плотность газа при 273К, кг/м³;

Т - температура процесса, К.

Плотность воздуха при Т₀=273 К равна 1,295 кг/м³ [3], таблица V. Температура процесса согласно заданию на проектирование равна Т=291 К.

Плотность брома при нормальных условиях равна кг/м³ [3], таблица V. При условиях абсорбции согласно формуле (4.17):

Плотность газовоздушной смеси считаем по средней концентрации брома в аппарате



Аналогично рассчитаем молекулярную массу газовой смеси. Молярная масса брома , воздуха - [3].

Плотность жидкой смеси при температуре 291 К (содержанием брома в воде пренебрегаем) равна _x=1000 кг/м³ [3]. Примем диаметр и высоту колпачка в тарелке равными соответственно d_к=0,080 м и h_колп=0,050 м [8]. По формуле (4.16) определим предельную допустимую скорость газа в колонне:

По рассчитанной предельной скорости газа определяется диаметр абсорбера по формуле (4.15).

Рассчитанный диаметр колонного аппарата приводится к стандартизованным размерам. Ближайший стандартный диаметр колонного цельносваренного аппарата, используемого в химической промышленности, составляет 0,6 м [8], т.2 с.880. Для колонны D=1400 мм выбираем колпачковую однопоточную тарелку ТСК-I [8] с.643. Конструктивные параметры выбранной тарелки приведены в таблице 4.2.

Таблица 4.2 - Технологическая характеристика тарелки

Параметр	Значение
Диаметр колонны D, мм	1400
Свободное сечение колонны Fсв, м2	1,54
Относительное свободное сечение тарелки Fc, %	16,2
Периметр слива Lc, м	1,09
Сечение перелива, м2	0,198
Относительная площадь прохода паров Fотн, %	10,5
Длина линии барботажа b, м	15,4

Определим рабочую скорость газа, исходя из стандартизованного диаметра.

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

Исходя из полученных величин, принимаем стандартное расстояние между тарелками равное h=400 мм [4]. КПД колпачковой тарелки согласно данным приведенным в [4] равен 0,8. Тогда действительное число тарелок

Количество тарелок необходимо округлить в большую сторону до ближайшего четного числа [3]. Принимаем N = 14.

Высоту тарельчатой части колонны H_Т, м, в аппарате определяем по уравнению:



Высота основания колонны Н_осн=2000 мм, куба - Н_куба=2800 мм, верхней части колонны - Н_верх=1100 мм [8] с.878.

Высота колонны составит:

4.4 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Гидравлическое сопротивление тарелок колонны определяют по уравнению:

где гидравлическое сопротивление тарелки, Па.

Полное гидравлическое сопротивление тарелки колонны по [1] уравнение (5.56):

где гидравлическое сопротивление сухой тарелки, Па;

гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелке, Па

гидравлическое сопротивление, обусловленное поверхностным натяжением, Па.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки по [1] уравнение (5.57):



где коэффициент сопротивления;

с_y - средняя плотность пара в колонне, кг/м³;

Коэффициент сопротивления сухой колпачковой тарелки принимаем равным о=4,5 [1] с.210.

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелке по [1] уравнение (5.58):

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения по [1] уравнение (5.59):

где d₀=0,015 м - эффективный диаметр прорезей колпачка.

Полное сопротивление одной тарелки по формуле (4.34):

Полное гидравлическое сопротивление ректификационной колонны по уравнению (4.33):



4.5 Расчет диаметров штуцеров

Для расчетов диаметров штуцеров и труб служит следующее уравнение [3] с.16:

где V - объемный расход среды в штуцере, м³/с;

_р - рекомендуемая скорость перемещения среды в штуцере, м/с.

Определяем диаметр основных технических штуцеров для подвода и отвода жидкой смеси (рекомендуемая скорость движения жидкости - 2 м/с) [1] с.16:.

Примем штуцер с D_y= 300 мм с наружным диаметром 325 мм [8].

Определяем диаметр основных технических штуцеров для подвода и отвода газовой смеси (рекомендуемая скорость движения газа - 20 м/с):

Примем штуцер с D_у= 125 мм наружным диаметром 133 мм [8].



5. Подбор вспомогательного оборудования

5.1 Подбор холодильника газовой смеси

1. Определение температурных условий процесса. Согласно заданию на проектирование газовая смесь поступает с начальной температурой t_н1=60°C, а температура, при которой протекает процесс абсорбции равна t=18°С. Следовательно газовою смесь необходимо охладить до температуры процесса. Для этого используем кожухотрубчатый теплообменник.

Газовою смесь пустим по трубному пространству теплообменника, хладагент - по межтрубному, т.к. газовая смесь более корозионно активна (содержит бром), а трубное пространство более доступно для чистки.

В качестве хладагента используем захоложенную воду. Начальная температура захоложенной воды 5°С [2] с.5. Примем, что захоложенная вода при проведении процесса нагревается от t_н2=5°С до t_к2=15°С. Температурная схема процесса приведена на рисунке 5.1.

Рисунок 5.1 - Температурная схема процесса

Из рисунка 5.1 видно, что большая движущая сила процесса тепло передачи равна Дt_б=45 К, меньшая - Дt_м=13 К. Отношение Дt_б/ Дt_м больше 2, поэтому средняя движущая сила процесса рассчитывается по [2] формула (5):

Средняя температура охлаждающей воды:

Средняя температура поглотителя:

2 Расчет тепловой нагрузки. Т.к. при протекании процесса теплообмена агрегатное состояние теплоносителей не изменяется, тепловую нагрузку рассчитаем по [2] формула (1):

где G₁ - расход теплоносителя, кг/с;

с₁ - теплоемкость теплоносителя, Дж/(кг•К);

t_н - начальная температура теплоносителя, К;

t_к - конечная температура теплоносителя, К.

Расход охлаждаемой газовой смеси G₁=G·M_y=0,059·35,249=2,068 кг/с. Т.к. газовая смесь в основном состоит из воздуха, примем, что она обладает такими же физическими свойствами, как и чистый воздух. Теплоемкость газовой смеси при средней температуре 35,771°С равна c₁=1000 Дж/(кг•К) [3]. Начальная температура газовой смеси t_н1=60°C, конечная - t_н2=18°C. Подставив численные значения, получим:

3 Расчет расхода охлаждающей воды. Расход охлаждающей воды определим из уравнения теплового баланса. Пренебрегая потерями тепла, получим:

Отсюда

где с₂ - теплоемкость охлаждающей воды, Дж/(кг•К).

Теплоемкость захоложенной воды при ее средней температуре 10°С равна с₂=4190 Дж/(кг•К) [3]. Расход захоложенной воды равен:

4 Ориентировочный выбор теплообменника. Для того, чтобы выбрать теплообменник, определим ориентировочную поверхность теплообмена. Для этого воспользуемся [2] формула (6):

где К_п - приблизительное значение коэффициента теплопередачи, Вт/(м²•К).

Примем ориентировочное значение критерия Рейнольдса для потока в трубном пространстве теплообменника равным Re_1ор=15000. Данное значение Re_1ор соответствует развитому турбулентному течению в трубах теплообменника, что будет обеспечивать эффективное протекание процесса теплопередачи. Число труб на один ход при выполнении данного условия равно:

где d_в - внутренний диаметр труб, мм;

м₁ - вязкость среды в трубном пространстве, Па•с.

Примем, что трубы в теплообменнике имеют диаметр 20Ч2 мм, т.е. d_в=16 мм=0,016 м. Вязкость газовой смеси при средней температуре t_ср1=35,771°С равна м₁=0,018•10^-3 Па•с [3] с. 547. Подставив численные значения, получим:

Таким образом, необходимо принять теплообменник с числом труб на один ход не более n_x=609.

Ориентировочное значение коэффициента теплопередачи от жидкости к газу при вынужденном движении теплоносителей можно принять равным К_п=10 Вт/(м²•К) [3].

С учетом рассчитанного значения F_п и n_x по [1] таблицам 2.3, 2.6 и 2.7 подберем нормализованный кожухотрубчатый теплообменник с параметрами, представленными в таблице 5.1

Таблица 5.1 - Параметры теплообменника по ГОСТ 15118

Параметр	Значение
Поверхность теплообмена F, м2	397
Диаметр кожуха D, м	1200
Диаметр труб d, мм	20Ч2
Число ходов z	4
Общее число труб n	1580
Длина труб L, м	4,0
Площадь сечения потока в вырезе перегородок Sмтр, м2	0,145
Площадь одного хода по трубам Sтр, м2	0,079
Число сегментных перегородок x	6
Диаметр условного прохода штуцеров
для трубного пространства dтр.ш., мм	250
для межтрубного пространства dмтр.ш., мм	350



Поверхность теплообмена ориентировочно выбранного теплообменника равна F=397 м². Запас поверхности теплообмена составляет

Запас теплообмена лежит в промежутке от 5% до 25%, значит теплообменник принятый при ориентировочном расчете выбран верно. Параметры выбранного теплообменника представлены в таблице 5.1.

7 Расчёт гидравлического сопротивления теплообменника. Гидравлическое сопротивление трубного пространства теплообменника определим по [1] формула (2.35):

где л - коэффициент трения;

z - число ходов;

с₁ - плотность перекачиваемой среды в трубах, кг/м³;

щ₁ - скорость движения среды в трубах, м/с;

щ_ш1 - скорость движения среды в штуцерах на входе и выходе, м/с.

Газовая смесь при своей средней температуре t_ср1=35,771°С и рабочем давлении P=0,7 МПа согласно данным приведенным в [3] будет обладать следующими параметрами: плотность с₁=7,993 кг/м³; вязкость м₁=0,018•10^-3 Па•с; теплоемкость с₁=1000 Дж/(кг•К); теплопроводность л₁=0,0279 Вт/(м•К).

Скорость газа в трубах будет равна:



Критерий Рейнольдса рассчитаем по [3] формула (4.13):

Определим коэффициент трения л. Примем, что коррозия трубопровода незначительна. Тогда абсолютная шероховатость труб равна Д=0,1 мм [1] с.14. Относительная шероховатость труб по [1] с.14:

Далее получим:

1/е=160; 10/е=1600; 560/е=89600;

Критерий Рейнольдса для потока в трубном пространстве равен Re₁=5,818•10⁴, это значение больше 10/e и меньше 560/е. Таким образом, в трубопроводе имеет место смешанный режим трения, и расчёт коэффициента трения л следует проводить по [1] формула (1.8):

Скорость среды в штуцерах на входе и выходе:



где G - массовый расход среды, проходящей через штуцер, кг/с.

Отсюда

Подставим полученные значения:

5.2 Подбор холодильника поглотителя

абсорбция бром холодильник компрессор

1 Определение температурных условий процесса. Согласно заданию на проектирование поглотитель (вода) поступает с начальной температурой t_н1=23°C, а температура, при которой протекает процесс абсорбции равна t=18°С. Следовательно поглотитель необходимо охладить до температуры процесса. Для этого используем кожухотрубчатый теплообменный аппарат. В качестве теплоносителя используем захоложенную воду, начальная температура которой воды 5°С [2] с.5. Примем, что захоложенная вода при проведении процесса нагревается от t_н2=5°С до t_к2=15°С. Температурная схема процесса приведена на рисунке 5.2.



Рисунок 5.2 - Температурная схема процесса

Из рисунка 5.2 видно, что большая движущая сила процесса тепло передачи равна Дt_б=13 К, меньшая - Дt_м=8 К. Отношение Дt_б/ Дt_м меньше 2, поэтому средняя движущая сила процесса рассчитывается по [2] формула (5):

Средняя температура поглотителя:

2 Расчет тепловой нагрузки. Тепловую нагрузку рассчитаем по формуле. Расход охлаждаемого поглотителя рассчитан в разделе 4 и равен G₁=98,82 кг/с. Теплоемкость поглотителя при средней температуре 20,5°С равна c₁=4184 Дж/(кг•К). Начальная температура поглотителя t_н1=23°C, конечная - t_н2=18°C. Подставив численные значения, получим:

3 Расчет расхода охлаждающей воды. Расход охлаждающей воды определим по формуле. Теплоемкость захоложенной воды при ее средней температуре 10°C равна с₂=4190 Дж/(кг•К). Расход захоложенной воды равен:

4 Расчет поверхности теплообмена. Для этого воспользуемся формулой. Ориентировочное значение коэффициента теплопередачи от жидкости к жидкости с учетом того, что теплоносителем является вода, можно принять равным К_п=1000 Вт/(м²•К) [3].

Примем, что трубы в теплообменнике имеют диаметр 20Ч2 мм, т.е. d_в=16 мм=0,016 м. Вязкость газовой смеси при средней температуре t_ср1=35,771°С равна м₁=0,018•10^-3 Па•с [3] с. 547. Подставив численные значения, получим:

Таким образом, необходимо принять теплообменник с числом труб на один ход не более n_x=526.

С учетом рассчитанного значения F_п по [1] таблицы 2.3, 2.6 и 2.7 подберем нормализованный кожухотрубчатый теплообменник с параметрами, представленными в таблице 5.2

Таблица 5.2 - Параметры теплообменника по ГОСТ 15118

Параметр	Значение
1	2
Поверхность теплообмена F, м2	226
Диаметр кожуха D, м	1000
Диаметр труб d, мм	25Ч2
Число ходов z	2
Общее число труб n	718
Длина труб L, м	4,0
Площадь сечения потока в вырезе перегородок Sмтр, м2	0,106
Площадь одного хода по трубам Sтр, м2	0,124
Число сегментных перегородок x	6
Диаметр условного прохода штуцеров
для трубного пространства dтр.ш., мм	300
для межтрубного пространства dмтр.ш., мм	350

Запас поверхности теплообмена составляет

Запас поверхности теплообмена лежит в промежутке от 5% до 25%, значит теплообменник принятый при ориентировочном расчете выбран верно.

5 Расчёт гидравлического сопротивления теплообменника. Гидравлическое сопротивление трубного пространства теплообменника определим по формуле. При средней температуре поглотителя равной t₁=20,5°С его плотность равна с₁=996,7 кг/м³, вязкость - м₁=0,863•10^-3 Па•с.

Скорость среды в трубном пространстве по формуле:

Критерий Рейнольдса для потока поглотителя в трубном пространстве теплообменника рассчитаем по формуле:

Определим коэффициент трения л. Примем, что коррозия трубопровода незначительна. Тогда абсолютная шероховатость труб равна Д=0,0001 м [1] с.14. Относительная шероховатость труб по формуле:

Далее получим:

1/е=210; 10/е=2100; 560/е=117600;

Критерий Рейнольдса для потока в трубном пространстве равен Re₁=9969, это значение больше 10/е и меньше 560/е. Таким образом, в трубопроводе имеет место смешанное трение, и расчёт коэффициента трения л следует проводить по формуле:

Скорость среды в штуцерах на входе и выходе определим по формуле:

Подставим полученные значения в:

5.3 Выбор насоса

Выберем трубопровод для подачи поглотителя в колонну. Объемный расход поглотителя равен

Для всасывающего и нагнетательного трубопровода примем одинаковую скорость течения, равную щ=2 м/с [1] с.16. Тогда диаметр трубопровода равен:

Выбираем стальную трубу наружным диаметром 325 мм, и внутренним диаметром d=300 мм. Фактическая скорость воды в трубе по уравнению:

Произведем расчет гидравлического сопротивления трубопровода. Примем, что коррозия трубопровода незначительна. Тогда Д=0,2 мм (по [1] с.14). Относительная шероховатость труб по [1] с.14:

Далее получим:

1/е=1500; 10/е=15000; 560/е=8,4•10⁵.

Определим потери на трение и местные сопротивления. Для этого определим число Рейнольдса по уравнению:

Это значение лежит в промежутке от 10/е до 560/е. Таким образом, в трубопроводе имеет место смешанное трение, и расчёт коэффициента трения л следует проводить по формуле:

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений.

Примем по [1] с.14-15 значения коэффициентов имеющихся местных сопротивлений:

вход в трубу (принимаем с острыми краями) о₁=0,5;

выход из трубы о₂=1,0;

прямоточный вентиль при диаметре труб 300 мм: о₃=0,85;

колено под углом 90° при диаметре труб 300 мм: о₄=1,6.

По монтажной схеме, представленной на рисунке 6.2, видно, что число колен равно 5, число прямоточных вентилей - 5.

Сумма коэффициентов местных сопротивлений во всасывающей линии:

Потерю давления определим по [1] формула (1.2):

где L - длина трубопровода.

Рисунок 5.3 - Монтажная схема насоса

Принимаем длину трубопровода 30 м. Тогда

Находим потребный напор насоса по [1] формула (1.33):

где p₁ - давление в аппарате, из которого перекачивается жидкость, Па;

p₂ - давление в аппарате, в который подается жидкость, Па;

Н_г - геометрическая высота подъема жидкости, м;

h - суммарные потери напора, м.

Принимаем Н_г=10,5 м, исходя из того, что высота колонны Н=11,1 м (рассчитано в подразделе 4.4).

Примем, что емкость, из которой перекачивается питающая смесь, находится под атмосферным давлением, т.е. р₁=0,1•10⁶ Па. Давление в колонне р₂=0,7•10⁶ Па. Суммарные потери напора определим по формуле:

где ДР_Т - гидравлическое сопротивление теплообменника, Па;

ДР_К - гидравлическое сопротивление колонны, Па;

ДР_Т=3569,0 Па - рассчитано в разделе 6.1. ДР_К=3,76•10⁴ Па - рассчитано в подразделе 4.5.

Потребный напор насоса составляет:

Такой напор при заданной производительности обеспечивается многоступенчатыми центробежными многоступенчатыми секционными насосами.

Полезную мощность насоса определим по [1] формула (1.32):

Принимаем , найдем мощность на валу двигателя по [1] уравнение (1.34):

где коэффициент полезного действия насоса;

коэффициент полезного действия передачи от электродвигателя к насосу.

Заданным подаче и напору более всего соответствует центробежный многоступенчатый секционный насос марки ЦНС-500-320, для которого при оптимальных условиях работы Q=1,39·10^-1 м/с, Н=320 м, . Насос обеспечен электродвигателем номинальной мощностью 580 кВт. (приложение 1.1 [1]).

5.4 Выбор компрессора

Расход газовой смеси при рабочих условиях равен V=0,223 м³/с (рассчитан в подразделе 4.2). Монтажная схема компрессора представлена на рисунке 5.4.



5.4 - Монтажная схема компрессора

Диаметр газоходов найдем по формуле (5.17) При перекачивании газа с помощью компрессора (под средним давлением) щ_р = 20 м/с. [1]

Выбираем стальную трубу c наружным диаметром 133 мм и внутренним диаметром 125 мм=0,125 м.

Фактическая скорость газа в трубе рассчитывается по формуле (5.18):

щ=4·0,223/(3,14•0,125²)=18,161 м/с.

Для выбора вентилятора необходимо рассчитать гидравлическое сопротивление системы ?P_общ.

где ?P_кол - сопротивление колонны;

?P_то - сопротивление прямых участков газохода, Па;

?P_пр - сопротивление прямых участков газохода, Па;

?P_м.с. - сумма гидравлических потерь в местных сопротивлениях, Па.

Гидравлическое сопротивление колонны рассчитано в подразделе 4.5 и равно ?P_а=3,76•10⁴ Па, ?P_то=383,041 Па - рассчитано в подразделе 5.7.

Сопротивление прямых участков газохода определим по [1] формула (1.1):

где l = 30 м - длина прямых участков (принимаем);

л - коэффициент трения;

с - плотность газа в газопроводе, кг/м³;

щ - скорость газа в газопроводе, м/с;

- сумма коэффициентов местных сопротивлений, которая равна:

где о_пов - коэффициент сопротивления отвода под углом 90^о;

о_вх - коэффициент сопротивления входа в трубу;

о_вых - коэффициент сопротивления выхода из трубы;

m - число отводов под углом 90°.

о_вент - коэффициент сопротивления выхода из трубы;

Согласно [1] с.14 коэффициенты местных сопротивлений соответственно равны: о_пов= 1,1 - для колена с углом 90° при диаметре трубы более 50 мм; о_вх= 0,5 - вход в трубу с острыми краями;; прямоточный вентиль при диаметре труб 125 мм: о_вент=0,42; о_вых= 1 - выход из трубы. Число отводов принимаем равным m= 5, число прямоточных вентилей - 4.

Плотность газа рассчитана в разделе 4 и равна с=7,993 кг/м³. Коэффициент трения зависит от критерия Рейнольдса Re и шероховатости e. По формуле найдем критерий Рейнольдса Re:

Принимаем, что коррозия трубопровода незначительна. Тогда абсолютная шероховатость согласно [1] с. 14 будет равна Д=1,5·10^-4 м. Тогда относительную шероховатость e найдем по формуле (5.4):

Число Рейнольдса больше 560/е=560/1,2·10^-4=4,67•10⁵, поэтому расчет коэффициента трения производится по формуле:

Подставив численные значения величин в формулу, получим:

Суммарное гидравлическое сопротивление равно:

?P_общ=(0,7•10⁶-0,1•10⁶)+ 3,76•10⁴ +1,792•10⁴+383,041= 6,288•10⁵ Па.

Пересчитаем его на стандартные условия:

где с_ст=1,293 кг/м³ - плотность воздуха при стандартных условиях, кг/м³.

?P_ст= 6,288•10⁵ •1,293/7,993 = 78300,1 Па

Согласно рассчитанному гидравлическому сопротивлению, а также расходу газа, выбираем газодувку 2А-34 с характеристиками: Q=0,63 м³/с; •g•H=80000 Па; n=48,3 c^-1; двигатель - АО2-82-2 [1] с. 42.



Заключение

В ходе выполнения проекта разработана технологическая схема проведения процесса абсорбции брома из его смеси с воздухом (содержание брома- 9%об.) при температуре 18°С и давлении 0,7 МПа. В качестве поглотителя используется вода. Расход газовой смеси 5200 м³/ч. Произведен расчет и выбор основного и вспомогательного оборудования. В ходе которого были определены основные геометрические размеры тарельчатого абсорбера: диаметр абсорбера 1400 мм, количество тарелок - 4, тип тарелок - колпачковые.

Произведён расчёт теплообменника (холодильника) для охлаждения газовой смеси, а также выбор холодильника поглотителя, насоса для подачи поглотителя и компрессора для подачи газовой смеси.



Список использованных источников

Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / Г.С. Борисов [и др.]; под общ. ред. Ю.И. Дытнерского. - 2-е изд. - М.: Химия, 1991. - 496 с.

Калишук, Д.Г. Процессы и аппараты химической технологии: Методические указания к курсовой работе по одноименной дисциплине / Д.Г. Калишук, В.А. Марков - Мн.: БГТУ, 1998. - 40 с.

Павлов, К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов / К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. - 10-е изд. - Л.: Химия, 1987. - 576 с.

Касаткин, А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии / А.Г. Касаткин. - 7-е изд. - М.: 1961. - 829 с.

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

Справочник химика: в 6 т. / Под ред. Б.П.Никольского.- М.-Л.: Химия,1966. - 6 т.

Лащинский, А.А. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры: Справочник / А.А. Лащинский, А.Р. Толчинский - 2-е изд. - Л.: Машиностроение, 1970. - 752 с.

Тимонин, А.С. Основы конструирования и расчета химико-технологического и природоохранного оборудования: Справочник: в 3 т. / А.С. Тимонин - 2-е изд. - Калуга: Издательство Н. Бочкаревой. - 2002. - 3 т.

Рамм, В.М. Абсорбция газов/ В.М. Рамм - 2-е изд. - М.: Химия, 1976. - 440 с.

Александров, И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы расчета и основы конструирования / И.А. Александров - М.: Химия, 1971.- 296 с.

Размещено на Allbest.ru