Расчитать и спроектировать трёхкорпусную выпарную установку непрерывного действия, для выпаривания водного раствора kcl

ЛИСТ ЗАДАНИЯ

Расчитать и спроектировать трёхкорпусную выпарную установку непрерывного действия, для выпаривания водного раствора KCl.

G_н= 3900 кг/ч
X_н= 7% (мас.)
X_к= 23% (мас.)
P_г.п.= 3 ат (изб.)
P_б.к. = 0,18 ат
t_н (раствора) = 17 °С

ВВЕДЕНИЕ

Выпариванием называется концентрирование растворов прак­тически нелетучих или малолетучих веществ в жидких летучих растворителях.
Выпариванию подвергают растворы твердых веществ (водные растворы щелочей, солей и др.), а также высококипящие жидкости, обладающие при температуре выпаривания весьма малым давлением пара, — некото­рые минеральные и органические кислоты, многоатомные спирты и др. Выпаривание иногда применяют также для выделения растворителя в чистом виде: при опреснении морской воды выпариванием образующийся из нее водяной нар конденсируют и воду используют для питьевых или технических целей.
При выпаривании обычно осуществляется частичное удаление раство­рителя из всего объема раствора при его температуре кипения. Поэтому выпаривание принципиально отличается от испарения, которое, как из­вестно, происходит с поверхности раствора при любых температурах ниже температуры кипения. В ряде случаев выпаренный раствор подвергают последующей кристаллизации в выпарных аппаратах, специально приспособленных для этих целей.
Получение высококонцентрированных растворов, практически сухих и кристаллических продуктов облегчает и удешевляет их перевозку и хранение.
Тепло для выпаривания можно подводить любыми теплоносителями применяемыми при нагревании. Однако в подавляющем большинстве слу­чаев в качестве греющего агента при выпаривании используют водяной пар, который называют греющим, или первичным.
Первичным служит либо пар, получаемый из парогенератора, либо отработанный пар, или пар промежуточного отбора паровых турбин.
Пар, образующийся при выпаривании кипящего раствора, называет­ся вторичным.
Тепло, необходимое для выпаривания раствора, обычно подводится через стенку, отделяющую теплоноситель от раствора. В некоторых про­изводствах концентрирование растворов осуществляют при непосредст­венном соприкосновении выпариваемого раствора с топочными газами или другими газообразными теплоносителями.
Процессы выпаривания проводят под вакуумом, при повышенном и атмосферном давлениях. Выбор давления связан со свойствами выпари­ваемого раствора и возможностью использования тепла вторичного пара.
При выпаривании под атмосферным давлением вто­ричный пар не используется и обычно удаляется в атмосферу. Такой способ выпаривания является наиболее простым, но наименее эконо­мичным.
Выпаривание под атмосферным давлением, а иногда и выпаривание под вакуумом проводят в одиночных выпарных аппаратах (однокорпусных выпарных установках). Однако наиболее распространены многокорпусные выпарные установки, состоящие из несколь­ких выпарных аппаратов, или корпусов, в которых вторичный пар каж­дого предыдущего корпуса направляется в качестве греющего в последую­щий корпус. При этом давление в последовательно соединенных (по ходу выпариваемого раствора) корпусах снижается таким образом, чтобы обе­спечить разность температур между вторичным паром из предыдущего корпуса и раствором, кипящим в данном корпусе, т. е. создать необхо­димую движущую силу процесса выпаривания. В этих установках пер­вичным паром обогревается только первый корпус. Следовательно, в многокорпусных выпарных установках достигается значительная эко­номия первичного пара по сравнению с однокорпусными установками той же производительности.
В химической промышленности применяются в основном непрерывно действующие выпарные установки. Лишь в производствах малого масшта­ба, а также при выпаривании растворов до высоких конечных концентра­ций иногда используют выпарные аппараты периодического действия. Концентрация раствора в таком аппарате приближается к конечной лишь в конечный период процесса. Поэтому средний коэффициент теплопереда­чи здесь может быть несколько выше, чем в непрерывно действующем ап­парате, где концентрация раствора ближе к конечной в течение всего процесса выпаривания.
Современные выпарные установки имеют очень большие поверхности нагрева (иногда превышающие 2000 м² в каждом корпусе) и являются крупными потребителями тепла.
В современных выпарных установках выпариваются очень большие количества воды. Выше было показано, что в однокорпусном аппарате на выпаривание 1 кг воды требуется более 1 кг греющего пара. Это привело бы к чрезмерно большим расходам его. Однако расход пара на выпарива­ние можно значительно снизить, если проводить процесс в многокорпус­ной выпарной установке. Как указывалось, принцип действия ее сводится к многократному использованию тепла греющего пара, посту­пающего в первый корпус установки, путем обогрева каждого последую­щего корпуса (кроме первого) вторичным паром из предыдущего корпуса.

Рис. 1. Многокорпусная прямоточная выпарная установка:
1—3 — корпуса установки; 4 — подогреватель исходного раствора; 5 — барометрический конденсатор; 6 — ловушка; 7 — вакуум-насос.
Установка состоит из нескольких (в данном случае трех) корпусов. Исходный раствор, обычно предварительно нагретый до температуры кипения, поступает в первый корпус, обогреваемый свежим (первичным) паром. Вторичный пар из этого корпуса направляется в качестве греюще­го во второй корпус, где вследствие пониженного давления раствор ки­пит при более низкой температуре, чем в первом.
Ввиду более низкого давления во втором корпусе раствор, упаренный в первом корпусе, перемещается самотеком во второй корпус и здесь охлаж­дается до температуры кипения в этом корпусе. За счет выделяющегося при этом тепла образуется дополнительно некоторое количество вторич­ного пара. Такое явление, происходящее во всех корпусах установки, кроме первого, носит название самоиспарения раствора.
Аналогично упаренный раствор из второго корпуса перетекает само­теком в третий корпус, который обогревается вторичным паром. Из второго корпуса.
Предварительный нагрев исходного раствора до температуры кипения в первом корпусе производится в отдельном подогревателе 4, что позво­ляет избежать увеличения поверхности нагрева в первом корпусе.
Вторичный пар из последнего корпуса (в данном случае из третьего) отводится в барометрический конденсатор 5, в котором при конденсации пара создается требуемое разрежение. Воздух и неконденсирующиеся газы, попадающие в установку с паром и охлаждающей водой (в конден­саторе), а также через неплотности трубопроводов и резко ухудшающие теплопередачу, отсасываются через ловушку – брызгоулавливатель 6 ва­куум-насосом 7.
С помощью вакуум-насоса поддерживается также устойчивый вакуум, так как остаточное давление в конденсаторе может изменяться с коле­банием температуры воды, поступающей в конденсатор.
Необходимым условием передачи тепла в каждом корпусе должно быть наличие некоторой полезной разности температур, определяемой разно­стью температур греющего пара и кипящего раствора. Вместе с тем, дав­ление вторичного пара в каждом предыдущем корпусе должно быть боль­ше его давления в последующем. Эти разности давлений создаются при избыточном давлении в первом корпусе, или вакууме в последнем корпусе, или же при том и другом одновременно.

РАСЧЁТ ВЫПАРНОЙ УСТАНОВКИ

1.ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПОВЕРХНОСТИ ТЕПЛОПЕРЕДАЧИ
ВЫПАРНЫХ АППАРАТОВ

Технологический расчёт выпарных аппаратов заключается в определении поверхности теплопередачи. Поверхность теплопередачи F, м², определяется по основному уравнению теплопередачи:

F = Q / Δt_п * K . (1)

Для определения тепловых нагрузок Q, коэффициентов теплопередачи К и полезных разностей температур Δt_п необходимо знать распределение упариваемой воды, концентраций растворов по корпусам и их температуры кипения.

1.1.Расчёт концентраций упариваемого раствора

Определяем производительность установки по выпариваемой воде W кг/с:

W = G_H (1 – X_H/X_K ) , (2)

где G_H – количество разбавленного раствора, кг/с;

Х_н , Х_к – начальная и конечная концентрации растворов, масс.доли,

W = .

На основании практических данных принимаем, что выпариваемая вода распределяется между корпусами в соотношении:
W₁ : W₂ : W₃ = 1,0 : 1,1 : 1,2.
Тогда
W₁ = кг/с;

W₂ = кг/с;

W₃ = кг/с;

Проверка: W₁ + W₂ + W₃ = W = 0,23 + 0,25 + 0,28 = 0,76 кг/с.

Расчитываем концентрации растворов в корпусах:
Х₁ =

Х₂ =

Х₃ =

1.2.Определение температур кипения растворов

Определение температур греющего пара

Примем, что перепад давлений в установке ΔР распределяется между корпусами поровну:

ΔР =

где Р_г1 – давление греющего пара а первом корпусе, МПа;

Р_бк – давление в барометрическом конденсаторе, МПа.
Тогда давление греющих паров, МПа, в корпусах составляет:

Р_г1 = 0,392 МПа (задано)

Р_г2 = Р_г1 – ΔР = 0,392 – 0,125 = 0,267 МПа;
Р_г3 = Р_г2 – ΔР = 0,267 – 0,125 = 0,142 МПа;
Р_бк = Р_г3 – ΔР = 0,142 – 0,125 = 0,017 МПа;
По давлению греющего пара находим его температуру и теплоту парообразования r_г (табл. 1).

Таблица 1

Определение температуры и теплоты парообразования

Давление, МПа	Температура, °С	Теплота парообразования, кДж/кг
Рг1 = 0,392 Рг2 = 0,267 Рг3 = 0,142 Рбк = 0,017	tг1 = 142,9 tг2 = 126,25 tг3 = 108,7 tбк = 56,65	rг1 = 2141 rг2 = 2190 rг3 = 2237 rбк = 2365

Определение температурных потерь

а) Δ^/// = 1,0 град

Тогда температуры вторичных паров в корпусах ( в °С ) равны:

t_вп1 = t_г2 + Δ₁^/// = 126,25 + 1 = 127,25;
t_вп2 = t_г3 + Δ₂^/// = 108,7 + 1 = 109,7;
t_вп3 = t_бк + Δ₃^/// = 56,65 + 1 = 57,65.

Сумма гидродинамических депрессий

Σ Δ^/// = Δ₁^/// + Δ₂^/// + Δ₃^/// = 1+1+1 = 3 град.

По температурам вторичных паров определим их давления и теплоты парообразования (табл. 2).

Таблица 2
Определение давления и теплоты парообразования

Температура, °С	Давление, МПа	Теплота парообразования, кДж/кг
tвп1 = 127,25 tвп2 = 109,7 tвп3 = 57,65	Рвп1 = 0,270 Рвп2 = 0,143 Рвп3 = 0,035	rвп1 = 2179 rвп2 = 2260 rвп3 = 2363

б) Гидростатическая депрессия Δ^//.

Величина Δ^// определяется как разность температуры кипения в среднем слое труб ( t_ср ) и температуры вторичного пара (t_вп ) :

Δ^// = t_ср - t_вп .

Для того чтобы определить t_ср , нужно найти давление в среднем слое (Р_ср) и по этому давлению определим температуру в среднем слое. Плотность парожидкостной эмульсии в трубах при пузырьковом режиме кипения принимается равной половине плотности раствора.
Давление в среднем сечении кипятильных труб (в МПа) равно сумме давлений вторичного пара в корпусе и гидростатического давления столба жидкости (ΔР_ср) в этом сечении трубы длиной Н:

Р_ср = (3)

Для выбора значения Н ориентировочно определяем поверхность теплопередачи выпарного аппарата F_ор. При кипении водных растворов принимаем удельную тепловую нагрузку аппаратов с естественной циркуляцией – q =20000 Вт/м. Тогда поверхность теплопередачи первого корпуса ( в м² ) ориентировочно будет равна :

F_ор =

По ГОСТ 11987 – 81 для выпарного аппарата с естественной циркуляцией и вынесенной греющей камерой ближайшая поверхность – 25 м² при диаметре труб Ø 38×2 мм и длине труб Н = 4000мм.

ρ₁ = 1015,35 кг/м³;

ρ₂ = 1041,7 кг/м³;
ρ₃ = 1118,5 кг/м³.

Р_1ср =

Р_2ср =

Р_3ср =

Этим давлениям соответствуют следующие температуры кипения и теплоты парообразования ( табл.3 ):

Таблица 3

Определение температуры кипения и теплоты парообразования

Давление, МПа	Температура, °С	Теплота парообразования ,кДж/кг
Р1ср = 0,280 Р2ср = 0,1534 Р3ср = 0,0461	t1ср = 130 t2ср = 112,7 t3ср = 80	r1ср = 2170 r2ср = 2227 r3ср = 2310

Определяем гидростатическую депрессию по корпусам (в град.):

Δ₁^// = t_1ср – t_вп1 = 130 – 127,25 = 2,75;
Δ₂^// = t_2ср – t_вп2 = 112,7 - 109,7 = 3;
Δ₃^// = t_3ср – t_вп3 = 80 – 57,65 = 22,35.

Сумма гидростатических депрессий составляет:

Σ Δ^// = Δ₁^// + Δ₂^// + Δ₃^// = 2,75 +3+22,35 =28,1 град.

в) Температурная депрессия Δ^/ определяется по уравнению

Δ^/ = 1,62*10^-2 ( Т_ср² /r_вп )* Δ_атм^/, (4)

где Т_ср = ( t_ср + 273 );

Δ_атм^/ - температурная депрессия при атмосферном давлении, град.
Определяется эта величина как разность между температурами кипения раствора и чистого растворителя (воды) при атмосферном давлении.
Находим Δ^/ по корпусам (в град.):

Δ₁^/ = 1,62 * 10^-2 * 1,2 = 1,45;

Δ₂^/ = 1,62 * 10^-2 * 1,8 = 1,94;

Δ₃^/ = 1,62 * 10^-2 * 5,3 = 4,63.

Сумма температурных депрессий равна:

Σ Δ^/ = Δ₁^/ + Δ₂^/ + Δ₃^/ = 1,45+1,94+4,63 = 8,02 град.

Тогда температуры кипения растворов в корпусах равны (в °С):

t_к1 = t_г2 + Δ₁^/ + Δ₁^// + Δ₁^/// = 126,25+1,45+2,75+1 = 131,45;

t_к2 = t_г3 + Δ₂^/ + Δ₂^// + Δ₂^/// = 108,7+1,94+3+1 = 114,64;
t_к3 = t_бк + Δ₃^/ + Δ₃^// + Δ₃^/// = 56,65+4,63+22,35+1 = 84,63.

1.3.Расчёт полезной разности температур

Необходимым условием передачи тепла в каждом корпусе является наличие некоторой полезной разности температур греющего пара и кипящего раствора.
Полезные разности температур по корпусам (в град.) равны:

Δt_п1 = t_г1 – t_к1 = 142,9 – 131,45 = 11,45;

Δt_п2 = t_г2 – t_к2 = 126,25 – 114,64 = 11,61;
Δt_п3 = t_г3 – t_к3 = 108,7 – 84,63 = 24,07.

Общая полезная разность температур

Σ Δt_п = Δt_п1+ Δt_п2+ Δt_п3 = 11,45+11,61+24,07 = 47,13 град.

Проверим общую полезную разность температур:

Σ Δt_п = t₁ – t_бк – ( Σ Δ^/ + Σ Δ^// + Σ Δ^/// ) = 142,9 – 56,65 – ( 8,02+28,1+3 ) = 47,13 град.

1.4.Определение тепловых нагрузок

Расход греющего пара в первом корпусе, производительность каждого корпуса по выпариваемой воде и тепловые нагрузки по корпусам определяем путём совместного решения уравнений тепловых балансов по корпусам и уравнения баланса по воде для всей установки:

Q₁ = D( I_г1 – i₁ ) = 1,03[ G_HC_H(t_K1 – t_H) + W₁( I_вп1 – C_в t_K1) ± Q_1конц ] .

Так как ( I_г1 – i₁ ) ≈ r_г1 , а ( I_вп1 – C_в t_K1) ≈ r_вп1 , то

Q₁ = D r_г1 = 1,03[ G_HC_H(t_K1 – t_H^/) + W₁ r_вп1 ± Q_1конц ] ; (5)

Q₂ = W₁ r_г2 = 1,03[ (G_H - W₁) C₁(t_K2 – t_K1) + W₂ r_вп2 ± Q_2конц ] ; (6)
Q₃ = W₂ r_г1 = 1,03[( G_H - W₁ – W₂) C₂(t_K3 – t_K3) + W₃ r_вп3 ± Q_3конц ]; (7)

W = W₁+W₂+W₃, (8)

где D – расход греющего пара в первом корпусе, кг/с;
1,03 – коэффициент, учитывающий 3% потерь тепла в окружающую среду;
Q_1конц, Q_2конц, Q_3конц – теплота концентрирования по корпусам, величинами Q_конц пренебрегаем, поскольку эти величины значительно меньше принятых 3% потерь тепла;
t_H^/ - температура кипения исходного раствора, подаваемого в первый корпус,

t_H^/ = t_вп1 + Δ_н^/ = 127,25+0,7 = 127,95 ;

Δ_н^/ - температурная депрессия для исходного раствора;
С_н , С₁, С₂ – теплоёмкость растворов при концентрациях Х_н , Х₁ , Х₂, кДж/(кг*К).
Теплоёмкость (в кДж/кг*К) разбавленных растворов рассчитывается по формуле:
С = 4,196 ( 1 – Х ) (9)

С_н = 4,196 ( 1 – Х_н ) = 4,196( 1 – 0,07) = 3,90;

С₁ = 4,196 ( 1 – Х₁ ) = 4,196( 1 – 0,089) = 3,82;
С₂ = 4,196 ( 1 – Х₂ ) = 4,196( 1 – 0,126) = 3,66.

Подставим известные значения в уравнения (5) – (8):

Q₁ = D*2141 = 1,03[ 1,08*3,90(131,45 – 127,95) + W₁ *2179];

Q₂ = W₁*2190 = 1,03[ (1,08 - W₁) 3,82(114,94 – 131,45) + W₂ *2260 ];

Q₃ = W₂ *2237 = 1,03[( 1,08 - W₁ – W₂) 3,66(84,63 – 114,64) + W₃ *2363 ];

W = 0,76 = W₁+W₂+W₃;

W₁ =

W₂ =

W₃ =

W = 0,76 = W₁+W₂+W₃;

0,76 = 0,95

D = 0,266 кг/с.

Тогда W₁ = 0,95D – 0,007 = 0,95*0,266 – 0,007 =0,25 кг/с;
W₂ = 0,86D + 0,025 = 0,86*0,266 + 0,025 =0,25 кг/с;
W₁ = 0,71D – 0,072 = 0,71*0,266 + 0,072 =0,26 кг/с.

W = W₁+W₂+W₃ = 0,25+0,25+0,26 = 0,76 кг/с.

Определим тепловые нагрузки, кВт:

Q₁ = D*r_г1 = 0,266 * 2141 = 595,5;

Q₂ = W₁ * r_г2 = 0,25 * 2190 = 547,5;

Q₃ = W₂ * r_г3 = 0,25 * 2237 = 559,25/

Полученные данные сводим в табл.4.

Таблица 4

Параметры растворов и паров по корпусам

Параметр	Корпус
	1	2	3
Производительность по испаряемой воде W, кг/с	0,25	0,25	0,26

Продолжение табл.4.

Концентрация растворов Х,%	8,9	12,6	23,6
Давление греющих паров Р, МПа	0,392	0,267	0,142
Температура греющих паров tг, °С	142,9	126,25	108,7
Температурные потери ΣΔ, град.	5,2	5,94	27,98
Температура кипения раствора tк, °С	131,45	114,64	84,63
Полезная разность температур Δtп , °С	11,45	11,61	24,07
Тепловая нагрузка Q, кВт	595,5	547,5	559,25

1.5.Расчёт коэффициентов теплопередачи

Коэффициент теплопередачи рассчитываем, исходя из того, что при установившемся прцессе передачи тепла справедливо равенство:

q = α₁ * Δt₁ = (10)

Коэффициент теплопередачи К (в Вт/м²) можно рассчитать по уравнению:

К = (11)

где q – удельная тепловая нагрузка, Вт/м²; q = Q/F;
α₁ и α₂ - коэффициенты теплоотдачи от конденсирующегося пара к стенке и от стенки к кипящему раствору соответственно, Вт/(м² *К);
- сумма термических сопротивлений загрязнений стенки и накипи, (м²*К/Вт) ;
Δt₁ – разность температур между греющим паром и стенкой со стороны пара в первом корпусе, °С;
Δt_ст – перепад температур на стенке, °С;
Δt₂ – разность между температурой стенки со стороны раствора и температурой кипения раствора, °С.

Коэффициент теплоотдачи α₁ расчитываем по уравнению:

α₁ = ; (12)

где r_г1 – теплота конденсации греющего пара, Дж/кг;

ρ_ж1, λ _ж1, μ _ж1 – соответственно плотность, кг/м³, теплопроводность Вт/(м*К) и вязкость конденсата, Па*с, при средней температуре плёнки:
t_пл = t_г1 - Δ t₁/2 = 142,9 – 2/2 = 141,9 °С.

ρ_ж1 = 924,2 кг/м³;

λ _ж1 = 68,48 *10 ^-2 Вт/(м*К);
μ _ж1 = 193,8 *10^-6 Па*с.

Рис.2.Распределение температур в процессе теплопередачи

от пара к кипящему раствору через многослойную стенку:
1- пар; 2 – конденсат; 3 – стенка; 4 – накипь; 5 – кипящий раствор.

Первоначально примем Δ t₁^/ = 2 град.

α₁^/ = .

Определим суммарное термическое сопротивление и величины Δt₂, Δt_ст. Допустим , что суммарное термическое сопротивление равно термическому сопротивлению стенки δ_ст/λ_ст и накипи δ_н/λ_н , а термическое сопротивление со стороны пара не учитываем. Толщина стенки трубы δ_ст = 2 мм; теплопроводность стенки λ_ст = 25,1 Вт/(м*К); толщина накипи δ_н = 0,5 мм; теплопроводность накипи λ_н = 2,42 Вт/(м*К).

Σδ/λ = δ_ст/λ_ст + δ_н/λ_н = + = 2,87*10^{- 4} (м²*К)/Вт;

Δ t_ст^/ = α₁^/ * Δ t₁^/ * Σδ/λ = 8998,67 * 2 * 2,87*10^{- 4} = 5,16 град.

Δt₂^/ = Δt_п1 – Δt_ст^/ - Δt₁^/ = 11,45 – 5,16 – 2 =4,29 град.

; (13)

где ρ_п1 – плотность греющего пара в первом корпусе, ρ_п1 = 1,494 кг/м³;

ρ₀ = 0,579 кг/м³ – плотность пара при атмосферном давлении.
Значения величин, характеризующих свойства растворов KCl, представлены в табл.5.

Таблица 5

Физические свойства растворов KCl

Параметр	Корпус
	1	2	3
Плотность раствора ρ100°С , кг/м^3	1030,5	1062	1185
Вязкость раствора μ*10^3 , Па*с	0,395	0,41	0,46
Теплопроводность раствора λ20^° , Вт/(м*К)	0,598	0,602	0,593
Поверхностное натяжение , σ*10^-3 , Н/м	74,35	75,335	78,5
Теплоёмкость раствора, С, Дж/(кг*К)	3822,5	3667,3	3205,7

Проверим правильность первого приближения по равенству удельных тепловых нагрузок:

q₁^/ = α₁^/ * Δt₁^/ = 8998,67 * 2 = 17997,34 Вт/м²;
q₂^/ = α₂^/ * Δt₂^/ = 3428,66 * 4,29 = 14708,95 Вт/м².

Как видим , q₁^/ ≠ q₂^/ .

Для второго приближения Δ t₁^// = 1,7 град.

α₁^// =

Δt_ст^// = 9372 * 1,7 *2,87*10^{- 4} = 4,57 град;

Δt₂^// = 11,45 – 1,7 – 4,57 = 5,18 град;
α₂^// = 9,594(9372*1,7)^0,6 = 3187 Вт/(м²*К);

q₁^// = 9372*1,7 = 15932,4 Вт/м²;

q₂^// = 3187*5,18 = 16509 Вт/м².

Как видим, q₁^// ≈ q₂^//.

Если расхождение между тепловыми нагрузками не превышает 3% , то расчёт коэффициентов α₁ и α₂ заканчиваем и определяем коэффициенты теплопередачи К.

Рассчитываем коэффициент теплопередачи К₁ в первом корпусе:

Вт/(м²*К).

Коэффициенты теплопередачи для второго корпуса К₂ и третьего К₃ можно рассчитывать так же, как и коэффициент К₁ или с достаточной точностью воспользоваться соотношением коэффициентов, полученных из практики ведения процессов выпаривания. Эти соотношения варьируются в широких пределах:

К₁ : К₂ : К₃ = 1 : ( 0,85- 0,5) : (0,7-0,3).

Для растворов щелочей и нитратов соотношение коэффициентов теплопередачи по корпусам принимать по нижним пределам, для растворов солей – по верхним.

К₁ : К₂ : К₃ = 1: 0,85 : 0,8.

Тогда К₂ = К₁ *0,85 = 1414 * 0,85 = 1202 Вт/(м²*К);

К₃ = К₁ * 0,7 = 1414 * 0,7 = 990 Вт/(м²*К).

1.6.Распределение полезной разности температур

Полезные разности температур в корпусах установки находим из условия равенства их поверхностей теплопередачи:

Δt_пі = Σ Δt_{п *} (14)

= 13,44 град;

= 15,01 град;

= 18,68 град.

Проверим общую полезную разность температур установки:

Σ = + + = 13,44+15,01+18,68 = 47,13 град.

Поскольку рассчитаны величины тепловых нагрузок, коэффициентов теплопередачи и полезной разности температур по корпусам, следовательно, можно найти поверхность теплопередачи выпарных аппаратов по формуле (1):

;

;

.

Полученные значения поверхности теплопередачи сравниваем с определённой ранее ориентировочной поверхностью = 25,05 м². Различие незначительное. Значит размеры выпарных аппаратов выбраны правильно.

По ГОСТ 11987 – 81 выбираем выпарной аппарат с поверхностью теплообмена = 40м² и длиной труб Н = 4м.
Выпишем технические характеристики выпарного аппарата (табл.6).

Таблица 6

Техническая характеристика выпарного аппарата

при диаметре трубы 38×2 и длине Н = 4000мм	Диаметр греющей камеры D, мм	Диаметр сепаратора D1, мм	Диаметр циркуляционной трубы D2, мм	Высота аппарата На, мм	Масса аппарата, m, кг
40	600	1200	400	12500	4700

2.ОПРЕДЕЛЕНИЕ ТОЛЩИНЫ ТЕПЛОВОЙ ИЗОЛЯЦИИ

Толщину тепловой изоляции δ_и находим из равенства удельных тепловых потоков:

; (15)

, (16)

где - коэффициент теплоотдачи от внешней поверхности изоляции к воздуху, Вт/(м²*К);

- температура изоляции со стороны воздуха, °С; = 35 – 45 °С;
- температура изоляции со стороны аппарата, °С ( температуру можно принимать равной температуре греющего пара ;
- температура воздуха, °С;
- коэффициент теплопроводности изоляционного материала, Вт/(м*К).

В качестве изоляционного материала выбираем совелит (85% магнезии плюс 15% асбеста), имеющий коэффициент теплопроводности = 0,09 Вт/(м*К).

Вт/(м²*К).

Толщина тепловой изоляции для первого корпуса:

;
= 0,057м.

Такую же толщину тепловой изоляции принимаем для второго и третьего корпусов.

3.РАСЧЁТ БАРОМЕТРИЧЕСКОГО КОНДЕНСАТОРА

Для создания вакуума в выпарных установках применяют конденсаторы смешения с барометрической трубой. В качестве охлаждающего агента используют воду.

3.1.Определение расхода охлаждающей воды

Расход охлаждающей воды G_в (в кг/с) определяем из теплового баланса конденсатора:

, (17)

где - энтальпия пара в барометрическом конденсаторе, кДж/кг;

– теплоёмкость воды, кДж/(кг*К); = 4190 кДж/(кг*К);
- начальная температура охлаждающей воды, °С; принять = 10 – 20 °С;
- конечная температура смеси воды и конденсата, °С.
Разность температур между паром и жидкостью на выходе из конденсатора составляет 3 – 5 град., поэтому конечную температуру воды принимают на 3 – 5 град. ниже температуры конденсации паров:

= - 3,0 = 56,65 – 3 = 53,65 °С.

Тогда

= 4,38 кг/с.

3.2.Расчёт диаметра барометрического конденсатора

Диаметр барометрического конденсатора d_бк определяем из уравнения расхода:

, (18)

где - плотность пара, кг/м³, выбираем по давлению пара в конденсаторе Р_бк;

- скорость пара , м/с, принимаемая в пределах 15 – 25 м/с.

По нормалям НИИХИММАШа подбираем барометрический конденсатор диаметром = 500мм с диаметром барометрической трубы = 125мм.

3.3.Расчёт высоты барометрической трубы

Скорость воды в барометрической трубе:

= = = 0,38 м/с.

Высота барометрической трубы:

, (19)

где В – вакуум в барометрическом конденсаторе, МПа;

- сумма коэффициентов местных сопротивлений;
λ – коэффициент трения в барометрической трубе;
, – высота и диаметр барометрической трубы, м;
0,5 –запас высоты на возможное изменение барометрического давления.

В = Р_атм – Р_бк = (1 – 0,18) * 9,8*10⁴ =80360 Па;

= ξ_вх + ξ_вых = 0,5 +1,0 = 1,5 ,
где ξ_вх, ξ_вых – коэффициенты местных сопротивлений на входе в трубу и выходе из неё.
Коэффициент трения зависит от режима движения воды в барометрической трубе (Re). Определим величину Re:

= = 86363,

где – вязкость воды, Па*с, определяемая по номограмме при средней температуре воды .

Для гладких труб при = 86363 λ = 0,018.


.

4.РАСЧЁТ ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ ВАКУУМ – НАСОСА

Производительность вакуум – насоса G_возд определяется количеством воздуха, который необходимо удалять из барометрического конденсатора:

G_возд = 2,5*10^{- 5}(W₃ + G_в) + 0.01 W₃, (20)

где 2,5*10^{- 5} – количество газа, выделяющегося из 1кг воды;

0,01 – количество газа, подсасываемого в конденсатор через неплотности на 1кг паров.

Тогда

G_возд = 2,5*10^{- 5}(0,26 + 4,38) + 0.01 * 0,26 = 2,72*10^{- 3} кг/с.

Объёмная производительность вакуум – насоса:

, (21)

где - универсальная газовая постоянная, Дж/(кмоль*К);

- молекулярная масса воздуха, кг/кмоль;
- температура воздуха, °С;
- парциальное давление сухого воздуха в барометрическом конденсаторе, Па.

Температура воздуха:

= + 4 + 0,1 ( - ) = 20 + 4 + 0,1 ( 53,65 – 20 ) = 27,4 °С;

Давление воздуха:

= - ,
где – давление сухого насыщенного пара при , Па. При = 27,4°С = 0,0367 * 9,8*10⁴ Па.

= ( 0,17 – 0,0367 ) * 9,8*10⁴ = 13063,4 Па.

Тогда

= 0,018м³/с = 1,08 м³/мин.

Зная объёмную производительность воздуха и остаточное давление в конденсаторе , по ГОСТ 1867 – 57 подбираем вакуум – насос типа ВВН – 1,5 мощностью на валу N_н = 2,1 кВт.

Удельный расход энергии на тонну упариваемой воды, кВт*ч/т.

= = 0,78 кВт*ч/т.

5.ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПОВЕРХНОСТИ ТЕПЛОПЕРЕДАЧИ ПОДОГРЕВАТЕЛЯ

Поверхность теплопередачи подогревателя (теплообменника) F_п , м² определяем по основному уравнению теплопередачи (1):

F_п = Q_п / К_п * Δ _ср ; (22)

Q_п = G_н * С_н ( t_2к - t_2н ) , (23)

где Q_п – тепловая нагрузка подогревателя, Вт;
К_п – коэффициент теплопередачи, Вт/(м²*К), К_п = 120 – 340 ;
Δ _ср средняя разность температур между паром и раствором, град;
G_н, С_н – количество начального раствора, кг/с, и его теплоёмкость Дж/(кг*К);
t_2н - начальная температура исходного раствора, °С;
t_2к – температура раствора на выходе из теплообменника, °С, равная температуре, с которой раствор входит в первый корпус.

Q_п = 1,08 * 3900 (127,95 – 17) = 467,321*10³ Вт;

t_1н = 142,9°С пар t_1к = 142,9°С

t_2к = 127,95°С раствор t_2н = 17°С

Δ t_м = 14,95 Δ t_б = 125,9

Так как отношение

, то величину Δ _ср определяем как среднелогарифмическую:


.

Тогда поверхность теплообменника:

.

Площадь поверхности теплопередачи теплообменника принимается на 10 – 20 % больше расчётной величины:

F = (1,1 – 1,2) F_п;

F = 1,1 * 26,39 = 29,03 м².

На основании найденной поверхности по ГОСТ 15122 – 79 выбираем кожухотрубчатый одноходовой теплообменник с такими параметрами:

Площадь поверхности теплопередачи F = 28 м²,

Число труб – n = 121,
Длина труб – l = 3м,
Диаметр труб Ø 25×2,
Диаметр кожуха D = 400 мм.

6.РАСЧЁТ ЦЕНТРОБЕЖНОГО НАСОСА

Основными типами насосов, используемых в химической технологии, являются центробежные, осевые и поршневые. Для проектируемой выпарной установки используем центробежный насос. При проектировании обычно возникает задача определения необходимого напора Н и мощности _­при заданной подаче (расходе) жидкости Q, перемещаемой насосом. Далее по найденному напору производительности насоса определяем его марку, а по величине мощности на валу - тип электродвигателя к насосу.

Мощность на валу насоса, кВт,

, (24)

где - производительность насоса, м³/с;

Н – напор, развиваемый насосом, м;
- КПД насоса, = 0,4 – 0,9;
- КПД передачи, для центробежного насоса = 1.

Напор насоса

, (25)

где - давление в ёмкости для исходного раствора (атмосферное), Па;

- давление вторичного пара в первом корпусе, Па;
- геометрическая высота подъёма раствора, м;
= 8 – 15 м;
- напор, теряемый на преодоление гидравлических сопротивлений (трения и местных сопротивлений) в трубопроводе и теплообменнике, м.

Потери напора

, (26)

где h_п^/ и h_п^// - потери напора соответственно в трубопроводе и теплообменнике, м. В связи с громоздкостью расчёта потерь напора в теплообменнике можно не рассчитывать и принимать в пределах h_п^// = 0,2 – 1,5 м в зависимости от скорости движения раствора в трубах теплообменника, длины, количества труб и числа ходов теплообменника;

- скорость раствора , м/с, = 0,5 – 1,5 м/с;
и - длина и диаметр трубопровода, м; = 10 – 20 м;
λ – коэффициент трения;
Σξ – сумма коэффициентов местных сопротивлений.

Определим диаметр трубопровода из основного уравнения расхода:

= 0,0365м;

= G_н /3600 = = 1,04*10^{- 3} м/с.

Для определения коэффициента λ рассчитываем величину Re :

,

где , – плотность, кг/м³; и вязкость, Па*с, исходного раствора, при концентрации Х = 7%, = 0,388*10^{- 2} Па*с; = 1043,45 кг/м³.

= 96814

Для гладких труб при = 9,7*10⁴ λ = 0,0314.

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений Σξ:

Σξ = ξ_вх + ξ_вых + Σξ_колен + Σξ_вент .

Коэффициенты местных сопротивлений равны:

ξ входа в трубопровод = 0,5;

ξ выхода из трубопровода = 1,0;
ξ колена с углом 90° = 1,6 (для трубы d = 36,5 мм);
ξ вентиля прямоточного = 0,84 * 1,4 = 1,176;

Σξ = 0,5 + 1+ 8 * 1,6 + 7 * 1,176 = 22,53.

Примем потери напора в теплообменнике = 0,4 м и = 1/2Н аппарата плюс 2м = 6,25 + 2 = 8,25 м.

= = 2,43 м.

Тогда

= 27,17 м;

= 0,57 кВт.

Устанавливаем, что данным подаче и напору больше всего соответствует центробежный насос марки Х8/30, для которого в оптимальных условиях работы = 2,4 м/с, Н = 30 м, η = 0,5. Насос обеспечен электродвигателем мощностью = 4 кВт.

По мощности потребляемой двигателем насоса , определяем удельный расход энергии:

= = = 1,46 кВт*ч/т.

7.РАСЧЁТ ОБЪЁМА И РАЗМЕРА ЁМКОСТЕЙ

Большинство ёмкостей представляет собой вертикальные или горизонтальные цилиндрически аппараты. При проектировании основными руководящими документами являются нормали и государственные стандарты, предусматривающие нормальный ряд цилиндрических аппаратов и сосудов до 200м³.
По номинальному объёму аппарата выбираем его основные конструктивные размеры (диаметр, высоту), которые должны соответствовать ГОСТ 9617, ГОСТ 9941 – 72. Стандарты предусматривают ряд внешних номинальных диаметров D_н , мм.
Дли (высота) ёмкостей принимается равной 1÷1,5 D_н .
Расчёт ёмкостей для разбавленного и упаренного раствора ведём из условий шестичасовой (сменной) работы выпарного аппарата. , т.е. τ = 6ч.

Объём емкости для разбавленного (исходного) раствора:

V_н = м³ ,

где , – количество (кг/ч) и плотность (кг/м³) исходного раствора;

- коэффициент заполнения ёмкости, = 0,85 ÷ 0,95.

Для удобства работы устанавливаем две ёмкости объёмом 10 м³ и 16 м³ .

Для ёмкости объёмом 10 м³ принимаем диаметр D = 2м, длину – 3м.
Для ёмкости объёмом 16 м³ – D = 2,4м, длина – 3,6м.

Объём ёмкости упаренного раствора:

V_к = м³,

где , -количество и плотность упаренного раствора, выходящего из третьего корпуса.

Устанавливаем две ёмкости объёмом по 4 м³, диаметром 1,2 м и длиной 1,8м.

8.ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРА ШТУЦЕРОВ

Штуцеры изготавливаются из стальных труб необходимого размера, по ГОСТ 9941 – 62.

Диаметр штуцеров определим из основного уравнения расхода:


V_с = F * W = 0,785 * d² * W, (27)

где V_с – секундный расход раствора или пара, м³/с;

W – средняя скорость потока, м/с.

Ориентировочные значения скоростей, принимаемых при расчётах внутризаводских трубопроводов, приведены в табл.7.

Таблица 7
Значения скоростей

Поток	Скорость W, м/с
Жидкости при движении самотёком	0,1 – 0,5
Жидкости в напорных трубах	0,5 – 2,5
Водяного пора при абсолютном давлении Р > 0,05 МПа Р < 0,05МПа	15 – 40 40 – 60

Диаметр штуцера для разбавленного раствора:

.

Диаметр штуцера для упаренного раствора:

.

Диаметр штуцера для ввода греющего пара в первом корпусе:

0,063м = 63мм.

9.ПОДБОР КОНДЕНСАТООТВОДЧИКОВ

Для отвода конденсата и предотвращения проскока пара в линию отвода конденсата теплообменные аппараты, обогреваемые насыщенным водяным паром, должны снабжаться конденсатоотводчиками. Расчёт и подбор стандартного поплавкового конденсатоотводчика по ГОСТ 15112 – 69 заключается в определении диаметра условного прохода D_у по максимальному коэффициенту пропускной способности k и в выборе по найденной величине D_у конструктивных размеров аппарата:

D _у , мм 20 25 32 40 50 80

k , т/ч 1,0 1,6 2,5 4,0 6,3 10,0

Значение максимального коэффициента пропускной способности определяется в зависимости от расхода конденсата G (т/ч) и перепада давлений ΔР (кг/см²) между давлением до конденсатоотводчика и после него :

. (28)

Давление до конденсатоотводчика Р₁ следует принимать равным 90 – 95 % давления греющего пара, поступающего в аппарат, за которым установлен конденсатоотводчик; давление после конденсатоотводчика принимается в зависимости от его типа и от величины давления в аппарате, но не более 40% этого давления.

Р_г1 = 0,392 * 9,8 = 3,84 кгс/см²;
Р₁ = 3,84 * 0,9 = 3,456 кгс/см²;
Р₂ = 3,84 * 0,4 = 1,536 кгс/см²;
ΔР = Р₁ – Р₂ = 3,456 – 1,536 = 1,92 кгс/см.

Количество конденсата G равняется количеству пара, поступающего в греющую камеру аппарата (см.разд.4):

G =0,266 кг/с = 0,96 т/ч.

Тогда

k = 1,67 * 0,96 = 2,22 т/ч.

Согласно приведённой выше зависимости при k = 2,22 т/ч конденсатоотводчик должен иметь диаметр условного прохода D_у = 32 мм. По этой величине диаметра условного прохода выбираем конструктивные размеры конденсатоотводчика.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1. Товажнянский Л.Л. Методические указания к выполнению курсового проекта . - Х., 1988. – 56 с.

2. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. – М.: Химия, 1971. – 784 с.
3. Павлов К.Ф., Романков П.Г. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия, 1976. – 550 с.
4. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю.И.Дытнерского. – М.: Химия, 1983. – 272 с.

СОДЕРЖАНИЕ

Бланк задания на проектирование…………………………………………….2
Введение………………………………………………………………………...3
Расчёт выпарной установки…………………………………………………....6
1.Определение поверхности теплопередачи выпарных аппаратов………..6
1.1.Расчёт концентраций упариваемого раствора………………………...6
1.2.Определение температур кипения раствора…………………………..7
1.3.Расчёт полезной разности температур………………………………..10
1.4.Определение тепловых нагрузок……………………………………...11
1.5.Расчёт коэффициентов теплопередачи……………………………….13
1.6.Распределение полезной разности температур………………………17
2.Определение толщины тепловой изоляции………………………………18
3.Расчёт барометрического конденсатора…..………………………………19
3.1.Определение расхода охлаждающей воды…………………………...19
3.2.Расчёт диаметра барометрического конденсатора…………………...19
3.3.Расчёт высоты барометрической трубы………………………………20
4.Расчёт производительности вакуум – насоса…………………………….21
5.Определение поверхности теплопередачи подогревателя………………22
6.Расчёт центробежного насоса……………………………………………..23
7.Расчёт объёма и размеров ёмкостей………………………………………26
8.Определение диаметра штуцеров…………………………………………27
9.Подбор конденсатоотводчиков……………………………………………28
Список литературы…………………………………………………………….30