Расчёт абсорбционной установки

Пластинчатая тарелка

1 - гидравлический затвор, 2 - переливная перегородка, 3 - тарелка,

4 - пластины, 5 - сливной карман

Рис.1.23

Таким образом, пластинчатые тарелки работают так, что в отличие от тарелок других конструкций жидкость является дисперсной фазой, а газ - сплошной, и контактирование жидкости и газа осуществляется на поверхности капель и брызг. Описанный гидродинамический режим газо-жидкостной дисперсной системы на контактной тарелке может быть определен как капельный или капельно-брызговой. Этот режим позволяет резко повысить нагрузки по жидкости и газу в колоннах с пластинчатыми тарелками.

Помимо работы пластинчатых тарелок в интенсивном капельном режиме к числу их достоинств относятся: низкое гидравлическое сопротивление, возможной работы с загрязненными жидкостями, низкий расход материала при их изготовлении. На тарелках этого типа уменьшается продольное перемешивание жидкости, что приводит к увеличению движущей силы массопередачи. Недостатками пластинчатых тарелок являются: трудность отвода и подвода тепла, снижение эффективности при небольших расходах жидкости. В настоящее время разработан ряд других конструкций тарелок с однонаправленным движением жидкости и газа.

Колонны с тарелками без сливных устройств (рис.1.24). В тарелке без сливных устройств газ и жидкость проходит через одни и те же отверстия или щели. На тарелке одновременно с взаимодействием жидкости и газа путем барботажа происходит сток части жидкости на нижерасположенную тарелку - « проваливание» жидкости. Поэтому тарелки такого типа обычно называют провальными. К ним относятся дырчатые, решетчатые, трубчатые и волнистые тарелки.

Колонна с тарелками без сливных устройств

1 - колонна, 2 - тарелки, 3 - распределитель жидкости

Рис.1.24

Гидродинамические режимы работы провальных тарелок. Эти режимы можно установить на основе зависимости их гидравлического сопротивления от скорости газа при постоянной плотности орошения (рис.1.25). При малых величинах w жидкость на тарелке не задерживается (отрезок АВ), так как мала сила трения между фазами. С увеличением скорости газа жидкость начинает накапливаться на тарелке (отрезок ВС) и газ барботирует сквозь жидкость. В интервале скоростей газа, соответствующих отрезку ВС, тарелка работает в нормальном режиме. При этом газ и жидкость попеременно проходят через одни и те же отверстия. Если скорость газа еще больше возрастает, то, вследствие увеличения трения между газом и жидкостью, резко увеличивается накопление жидкости на тарелке и соответственно - ее гидравлическое сопротивление, что способствует наступлению состояния захлебывания (отрезок CD). При небольших расходах жидкости, больших свободном сечении тарелки и диаметре отверстий или щелей перелом в точкеС отсутствует.

Зависимость гидравлического сопротивления провальной тарелки от скорости газа в колонне

Рис.1.25

Дырчатые тарелки (рис.1.26а) аналогичны по устройству ситчатым тарелкам и отличаются от последних лишь отсутствием сливных устройств. Диаметр отверстий в этих тарелках равен 4-10 мм, а суммарная площадь сечения всех отверстий по отношению к сечению колонны составляет 10-25%. Для нижнего предела работы величинаА в уравнении составляет 2,95, для верхнего - 10.



Провальные тарелки

а - дырчатая, б - решётчатая, 1-тарелка, 2 - отверстия, 3 - щели

Рис.1.26

Решетчатые тарелки (рис.1.26б) имеют отверстия в виде выфрезерованных или выштампованных щелей шириной 3-8 мм. ЗначенияА в формуле те же, что и для дырчатых.

Трубчатые тарелки представляют собой чаще всего решетки, образованные из ряда параллельных труб, присоединенных к коллектору. Для нижнего предела работы величинаА равна 4, для верхнего - 10.

Волнистые тарелки - гофрированные металлические листы с отверстиями 4-8 мм.

Дырчатые и решетчатые провальные тарелки отличаются простотой конструкции, низкой стоимостью изготовления и монтажа, сравнительно небольшим гидравлическим сопротивлением.

К достоинству трубчатых провальных тарелок относится легкость отвода тепла от барботажного слоя на тарелке путем пропускания охлаждающего агента по трубам, из которых состоит тарелка. Однако эти тарелки в сравнении с дырчатыми и решетчатыми значительно сложнее по устройству и монтажу.

Основной недостаток колонн с дырчатыми, решетчатыми и трубчатыми провальными тарелками - небольшой интервал изменения скоростей газа и жидкости, в пределах которого поддерживается устойчивая и эффективная их работа.

В более широком диапазоне нагрузок работают волнистые провальные тарелки. Однако эти тарелки сложнее, чем дырчатые и решетчатые провальные тарелки по устройству и монтажу /1/.

1.3.4 Распыливающие абсорберы

В абсорберах этого типа тесный контакт между фазами достигается путем распыливания или разбрызгивания различными способами жидкости в газовом потоке.

Полый распыливающий абсорбер (рис.1.27) представляет собой колонну, в верхней части корпуса 1 которой имеются форсунки 2 для распыливания жидкости (главным образом механические). В распыливающих абсорберах объемные коэффициенты массопередачи быстро снижаются по мере удаления от форсунок вследствие коалесценции капель и уменьшения поверхности фазового контакта. Поэтому оросители (форсунки) в этих аппаратах обычно устанавливают на нескольких уровнях.

Полый распыливающий абсорбер

1 - колонна, 2 - форсунки

Рис.1.27

К достоинствам полых распыливающих абсорберов относятся простота устройства, низкое гидравлическое сопротивление, возможность работы с загрязненными газами, легкость осмотра, очистки и ремонта. Недостатки этих аппаратов: невысокая эффективность, значительный расход энергии на распыливание жидкости, трудность работы с загрязненными жидкостями, необходимость подачи больших количеств абсорбента для увеличения количества капель и соответственно - поверхности контакта фаз, низкие допустимые скорости газа, значения которых ограничены уносом капель жидкости.

Распыливающие абсорберы применяются главным образом для поглощения хорошо растворимых газов, так как вследствие высокой относительной скорости фаз и турбулизации газового потока коэффициента массоотдачи в газовой фазе (в_r) в этих аппаратах достаточно велики.

Значительно более эффективными аппаратами являются прямоточные распыливающие абсорберы, в которых распыленная жидкость захватывается и уносится газовым потоком, движущимися с большой скоростью (20-30 м/сек. и более), а затем отделяется от газа в сепарационный камере. К аппаратам такого типа относится абсорбер Вентури (рис.1.28), основной частью которого является труба Вентури. Жидкость поступает в конфузор1 трубы, течет в виде пленки и в горловине 2распыливается газовым потоком. Далее жидкость выносится газом в диффузор 3, в котором постепенно снижается скорость газа, и кинетическая энергия газового потока переходит в энергию давления с минимальными потерями. Сепарация капель происходит в камере 4.

Распыливающий абсорбер Вентури

1 - конфузор, 2 - горловина, 3 - диффузор, 4 - сепарационная камера

Рис.1.28

К распыливающим относятся также механические абсорберы, в которых разбрызгивание жидкости производится с помощью вращающихся устройств, т.е. с подводом внешней энергии для образования возможно большей поверхности контакта фаз между газом и жидкостью.

Механические абсорберы компактнее и эффективнее распыливающих абсорберов других типов. Однако они значительно сложнее по устройству и требуют больших затрат энергии на осуществление процесса.

Во многих случаях в системах газ-жидкость для диспергирования одной фазы в другой оказывается достаточным использование энергии потока газа, взаимодействующего с жидкостью, и подвод внешней энергии для этой цели нецелесообразен /1/.



2. ОБОСНОВАНИЕ И ОПИСАНИЕ УСТАНОВКИ

В курсовом проекте используется противоточная технологичная схема процесса абсорбции (рис.2.1). При противоточной схеме процесса абсорбции газ проходит через абсорбер снизу вверх, а жидкость стекает сверху вниз. Так как при противотоке уходящий газ соприкасается со свежим абсорбентом, над которым парциальное давление поглощаемого компонента равно нулю (или очень мало), то можно достичь более полного извлечения компонента из газовой смеси, чем при прямоточной схеме, где уходящий газ соприкасается с концентрированным раствором поглощаемого газа. Кроме того, при противотоке можно достигнуть более высокой степени насыщения поглотителя извлекаемым компонентом что, в свою очередь, приводит к уменьшению расхода абсорбента.

Непрерывное действие схемы обеспечивает высокую производительность и меньшие затраты по сравнению с периодической схемой /1/.

В качестве основного оборудования выбран насадочный абсорбер. Основным достоинством данного аппарата является простота устройства и низкое гидравлическое сопротивление /1/. В насадочных колоннах тип насадки выбирается в зависимости от её механической прочности, сопротивления коррозии, стоимости, объёма и эффективности. Среди насадочных материалов для абсорбции газов с экономической точки зрения предпочтительны керамические кольца размером 12х12 и 25х25 мм, седлообразная насадка 25х25 мм, спиральная и кольца с перегородками размером 75х75 мм, блочная и хордовая насадка из дерева /2/. Тип насадки будет выбран при расчёте абсорбера.

Процесс абсорбции проводится при невысокой температуре. Поэтому перед тем, как попасть в абсорбер, газ и поглотитель охлаждают в холодильниках, в которые подаётся охлаждающая вода.

В ходе проекта помимо основного оборудования (насадочного абсорбера) выбрано вспомогательное оборудование: насос и вентилятор. Насос используется для подачи поглотителя на абсорбцию, а вентиляторы для подачи газа.

Так как на абсорбцию подаётся большое количество неочищенного газа (по заданию), с целью повышения эффективности работы системы, газовый поток до попадания в абсорбер разбит на два. Процесс абсорбции проводится следующим образом. С помощью вентиляторов газ сначала подаётся в холодильники Х₁ и Х₂ для предварительного охлаждения, а затем далее в абсорбер. Газ на абсорбцию подаётся в нижнюю часть колонны, где равномерно распределяется перед поступлением на контактный элемент (насадку). Абсорбент из промежуточной ёмкости Е₂ насосом подаётся в верхнюю часть колонны и равномерно распределяется по поперечному сечению. Газ после абсорбции выходит из колонны. Абсорбент стекает через гидразатвор в промежуточную ёмкость Е₁, откуда из колонны насосом направляется на регенерацию.



Технологичная схема процесса абсорбции



3. ПОДРОБНЫЙ РАСЧЁТ АБСОРБЕРА

Исходные данные для проектирования установки.

Газ -СО₂.

Производительность по газу при нормальных условиях - V₀ = 10000 м³/ч.

Состав газовой смеси: СО₂ - 20% (об), воздух - 80% (об).

Поглотитель -водный раствор моноэтаноламина (в.р. МЭА).

Температура поглотителя t_п = 15 ⁰С.

Содержание СО₂ в поглотителе - х_н= 0.

Степень извлечения целевого компонента - ц = 90%.

Давление в аппарате - Р = 0,1 МПа.

Коэффициент избытка поглотителя - 1,8.

Температура абсорбции t_а = 20 ⁰С.

Температура исходной газовой смеси - Т = 150 ⁰С.

Тип абсорбера - насадочный.

Геометрические размеры колонного массообменного аппарата определяются в основном поверхностью массопередачи, необходимой для проведения данного процесса, и скоростями фаз /3/.

Поверхность массопередачи будет найдена следующим образом:

, (3.1)

где К_у - коэффициент массопередачи в газовой фазе, кг/(м²с);

М - масса поглощаемого вещества.



3.1 Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя

Массу газа СО₂ , переходящих в процессе абсорбции из газовой смеси в поглотитель за единицу времени находим из уравнения:

, (3.2)

где G,L - расходы соответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с;

- начальная и конечная концентрации газа СО₂ в поглотителе, кг СО₂/кг в.р. МЭА;

- начальная и конечная концентрации газа СО₂ в газе, кг СО₂/кг газа.

Выразим составы фаз, нагрузки по газу и жидкости в выбранной для расчёта размерности:

кмоль СО₂/кмоль газа

кмоль СО₂/кмоль газа

Конечную концентрацию газа СО₂ в поглотителенайдём из равновесной линии по зависимости .

, (3.3)

где К = 20,4 мм.рт.ст. = 2719,32 Па /4/.

Подставим и получим следующую зависимость:

Строим равновесную и рабочую линии абсорбции (рис.3.1).

1 - равновесная линия, 2 - рабочая линия

Рис.3.1

Находим кмоль СО₂/кмольв.р. МЭА.

Конечная концентрация газа СО₂ в поглотителеобуславливает его расход (который, в свою очередь, влияет на размеры абсорбера), а также часть энергетических затрат, связанных с перекачиванием жидкости и регенерацией.

Тогда найдём

кмоль СО₂/кмольв.р. МЭА.

Расход инертной части:

, (3.4)

где = 1,29 кг/м³ /4/ ;

= 0,2 м³ СО₂/м³газа - объёмная доля СО₂ в газе.

Подставим и получим

Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту:

, (3.5)

Подставим и получим:

Расход поглотителя:



, (3.6)

Подставим и получим:

Тогда соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя, составит:

3.2 Движущая сила массопередачи

Движущая сила в соответствии с уравнением (3.1) может быть выражена в единицах концентраций 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:

, (3.7)

где - большая и меньшая движущая силы на входе и выходе потоков в абсорбере, кмоль СО₂/кмоль газа (рис.3.2)

Схема распределения концентраций в газовом и жидкостном потоках в абсорбере

Рис.3.2

Тогда

,

где ,- концентрация СО₂ в газе, равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на входе и выходе из абсорбера (рис.3.1, 3.2).

Подставим и получим:

кмоль СО₂/кмоль газа,

кмоль СО₂/кмоль газа,

кмоль СО₂/кмоль газа

3.3 Коэффициент массопередачи

Коэффициент массопередачи К_у находим по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений:



, (3.8)

где в_у, в_х - коэффициенты массопередачи соответственно в жидкой и газовой фазах, кг/м²с;

m - коэффициент распределения, кг в.р. МЭА /кг газа.

Для расчёта коэффициентов массопередачи выберем тип насадки и рассчитаем скорости потоков в абсорбере.

Для нашего проекта выберем насадку - керамические кольца Рашига (рис.3.3) (100х100х10).

Керамические кольца Рашига

Рис.3.3

Характеристики выбранной насадки.

- а = 60 м²/м³ - удельная поверхность насадки;

- е = 0,72 - м³/м³ - свободный объём;

- d_э = 0,048м - эквивалентный диаметр;

- с = 670 кг/м³ - насыпная плотность;

- число - 1050 шт.

3.4 Скорость газа и диаметр абсорбера

Предельную скорость газа, выше которой наступает захлёбывание насадочных абсорберов, можно рассчитать по формуле:

, (3.9)

где щ_пр - предельная фиктивная скорость газа. м/с;

м_х = 2,0^.10^-3Па^.с - вязкость поглотителя при температуре в абсорбере /4/;

м_у = 1^.10^-3Па^.с - вязкость воды при 20 ⁰С в абсорбере /4/;

с_х = 1015 кг/м³ - плотностьпоглотителя;

А,В - коэффициенты, зависящие от типа насадки, А = - 0,073, В = 1,75 /5/.

Пересчитаем плотность газа на условия в абсорбере:

, (3.10)

Подставим и получим:

Предельную скорость щ_пр находим, принимая при этом, что отношение фаз в случае разбавленных смесей приблизительно равно отношению расходов инертных фаз:



Решая это уравнение, получим, щ_пр = 1,9 м/с. Рабочую скорость принимаем равной щ = щ_пр^.0,5 = 1,9^.0,5 = 0,95 м/с.

Диаметр абсорбера находим из уравнения расхода:

(3.11)

Подставим и получим:

Принимаем диаметр абсорбера d = 2,0м.

3.5 Плотность орошения и активная поверхность насадки

Плотность орошения рассчитываем по формуле:

, (3.12)

где S - плотность поперечного сечения абсорбера, м².

Подставим и получим:



Минимальная эффективная плотность орошения /5/:

, (3.13)

где q_эф = 0,022^.10^-3 м²/с

Подставим и получим:

Активная поверхность насадки /5/:

, (3.14)

где p и q - коэффициенты, зависящие от типа насадки.

Подставив численные значения получим:

3.6 Расчёт коэффициентов массоотдачи

Для регулярных насадок коэффициент массоотдачи в газовой фазе в_у находим из уравнения /1;5/:

, (3.15)

где D_у - средний коэффициент диффузии СО₂ в газе, м²/с;

Re_у - критерий Рейнольдса для газовой фазы в насадке;

Рr^/_у - диффузионный критерий Прандтля для газовой фазы;

м_y = 0,015^.10^-3Па^.с - вязкость газа /4/;

l = 0,1м - высота насадки.

Найдём необходимые величины.

Коэффициент диффузии СО₂ в газе можно рассчитать по уравнению:

, (3.16)

Подставив численные значения получим:

Критерий Рейнольдса для газовой фазы в насадке:

Критерий Прандтля для газовой фазы в насадке:

Найдёмкоэффициент массоотдачи:



Выразим в_у в выбранной для расчёта размерности:

в_у = 0,017^. (с_у - у_ср) = 0,017^.(1,19-0,019) = 0,02 кг/м^2.с

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе в_х находим из уравнения:

, (3.17)

где D_х - средний коэффициент диффузии СО₂ в поглотителе, м²/с;

д_пр - приведённая толщина стекающей плёнки жидкости, м;

Re_х - модифицированный критерий Рейнольдса для стекающей по насадке плёнки жидкости;

Рr^/_х - диффузионный критерий Прандтля для жидкости.

Коэффициент диффузии найдём:

, (3.18)

где М - мольная масса поглотителя, кг/кмоль;

в - параметр, учитывающий ассоциацию молекул;

Т - температура поглотителя.

Подставив численные значения получим:

Приведённая толщина стекающей плёнки жидкости:

Модифицированный критерий Рейнольдса:

Диффузионный критерий Прандтля для жидкости:

Подставив численные значения, получим:

Выразим в_х в выбранной для расчёта размерности:

в_х = 7,6^. 10^-6(с_х - с_хср) = 7,6^. 10^-6(1015-20,1) = 0,756 кг/м^2.с

Подставив численные значения в формулу (3.8) найдёмкоэффициент массопередачи в газовой фазе:



3.7 Поверхность массопередачи и высота абсорбера

Поверхность массопередачи в абсорбере найдём по уравнению (3.1):

Высоту насадки, необходимую для создания этой поверхностимассопередачи, рассчитаем по формуле:

, (3.19)

Подставив численные значения, получим:

Для осуществления заданного процесса выберем 4 последовательно соединённых скруббера, в каждом из которых высота насадки равна 35 м. Принимая число решёток в каждом ярусе 25, а расстояние между ярусами 0,3 м определим высоту насадочной части абсорбера:

Расстояние между днищем абсорбера и насадкой Z_н определяется необходимостью равномерного распределения газа по поперечному сечению колонны. Расстояние от верха насадки до крышки абсорбера Z_в зависит от размеров распределительного устройства для орошения насадки и от высоты сепарационного пространства. Примем эти расстояния соответственно 2,3 и 3,2 м.

Общая высота одного абсорбера составит:

Н_а = Н_н + Z_в + Z_н = 38,9 + 2,3 + 3,2 = 44,4 м

3.8 Гидравлическое сопротивление абсорберов

Гидравлическое сопротивление ДР_а обуславливает энергетические затраты на транспортировку газового потока через абсорбер. Величину ДР рассчитывают по формуле /5/:

, (3.20)

где ДР_с - гидравлическое сопротивление сухой (не орошаемой жидкостью) насадки;

U - плотность орошения, м³/м^2.с;

b = 119 - коэффициент.

Гидравлическое сопротивление сухойнасадкиДР_с определим по уравнению:

, (3.21)

где щ₀ - скорость газа в свободном сечении насадки, м/с;

л - коэффициент сопротивления, который найдём по формуле:

Скорость газа в свободном сечении насадки:

Подставив численные значения, получим:



4. ПОДРОБНЫЙ РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКА

Кожухотрубчатые теплообменные аппараты могут использоваться в качестве теплообменников, холодильников, конденсаторов и испарителей (рис.4.1). Теплообменники предназначены для нагрева и охлаждения (водой или другими нетоксичными, непажаро- и невзрывоопасными хладагентом) жидких и газообразных сред /3/.

Кожухотрубчатый двухходовой холодильник

1 - крышка распределительной камеры; 2 - распределительная камера; 3 - кожух; 4 - теплообменные трубы; 5 - перегородка с сегментным вырезом; 6 - линзовый компенсатор; 7 - штуцер; 8 - крышка

Рис.4.1

Горячую газовую смесь в количестве G =10000 м³/ч необходимо охладить от t_н =150⁰С до t_к =20⁰С. Разобьем поток на две части и произведём расчёт для G₁ =5000 м³/ч = 1,39 м³/с (исходя из схемы).

Определение тепловой нагрузки /3/:

(4.1)

где с₁ - теплоёмкость газовой смеси,с₁= 1166 кДж/кг*К /4/.

Определим количество воды необходимой для охлаждения:

(4.2)

где с_в - теплоёмкость воды,с_в= 4190 кДж/кг*К /4/.

Вода при средней температуре t = 85⁰С имеет следующие физико-химические характеристики: с_в = 968 кг/м³; л_в = 0,68 Вт/м*К; м_в = 0,3355*10^-3 Па*с /4/.

Среднелогорифмическая разность температур теплоносителей:

(4.3)

где ,

Подставим величины в формулу и получим:

Ориентировочный выбор теплообменника.

Примем ориентировочное значение Re_ор= 15000, что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах. Очевидно, такой режим возможен в теплообменнике, у которого число труб, приходящееся на один ход, равно:

, (4.4)

Подставим величины в формулу и получим:

Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, соответствующее турбулентному течению: К_ор = 180 Вт/м²*К.

Ориентировочное значение поверхности составит:

(4.5)

Подставим и получим:

Из таблицы 2.3 /3/ следует, что из выбранного ряда больше всего подходит теплообменник с трубами длиной L=2 м и номинальной поверхностью F=49,0 м², диаметром кожуха D = 600 мм, d_тр=20 х 2 мм , S=0,078 м², n= 389 шт, z =1 имеют соотношение n/z = 389.

Произведём уточнённый расчёт поверхности теплопередачи:



Расчет б₁ - ведем методом последовательных приближений.

В первом приближении примем.

Коэффициент теплоотдачи от конденсирующего пара к стенке б₁ равен:

(4.6)

где r₁ =2440кДж/кг - теплота конденсации греющего пара /4/;

с₁=1,98кг/м³ /2/;

л₁=0,53 Вт/(м*К) /4/- теплопроводностьконденсата при средней температуре пленки;

Дt - разность температур конденсации пара и стенки, °С.

Расчет б1 - ведем методом последовательных приближений.

В первом приближении примем:

Дt=t_н - t(w₁)

t_ср= t_н - Дt_ср.лог = 150-27=123 ⁰С

ТогдаДt = 150 - 136,5 = 13,5 °С.



Для установившегося процесса передачи тепла справедливо уравнения:

(4.7)

где q₁ - удельная тепловая нагрузка, Вт/м²;

Отсюда:

Вт/м²

Коэффициент теплопередачи от стенки к кипящему раствору для пузырькового кипения в вертикальных кипятильных трубках при условии естественной циркуляции равен:

(4.8)

Oпределим критерий Nuпренебрегая поправкой

Подставим и получим:

(4.9)



где

Тогда

Во втором приближении примем.

t_ср= t_н - Дt_ср.лог = 150-27=123 ⁰С

Тогда Дt = 150 - 133,5 = 16,5 °С.

Вт/м²

Коэффициент теплопередачи от стенки к кипящему раствору для пузырькового кипения в вертикальных кипятильных трубках при условии естественной циркуляции равен:

Подставим и получим:



Тогда

q₁? q₂

Расхождение между тепловыми нагрузками не превышает 3%, следовательно, расчет коэффициентов б₁ и б₂ на этом можно закончить.

Коэффициент теплопередачи рассчитывается по формуле:

(4.10)

Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали равна:

Уд/л=0,000905172 м²*К/Вт

Коэффициент теплопередачи равен:

Требуемая поверхность теплопередачи составит:



Данный кожухотрубчатый теплообменник с трубами длиной L=2м и номинальной поверхностью F=49м² подходит с запасом:

Гидравлическое сопротивление в трубном пространстве ?p_тр рассчитываем по формуле:

(4.11)

Скорость жидкости в трубах рассчитывается по формуле:

(4.12)

Отсюда скорость в трубном пространстве будет равна:

м/с

Коэффициент трения в трубах рассчитывается по формуле:

(4.13)

где е=Д/d=0,0002/0,016=0,0125 - относительная шероховатость труб;

Д - высота выступов шероховатостей.

Отсюда коэффициент трения будет равен:

Скорость в штуцерах рассчитывается по формуле:

(4.14)

где d_шт = 0,15м

Отсюда скорость в штуцерах будет равна:

Гидравлическое сопротивление в трубном пространстве:



5. РАСЧЁТ ВСПОМОГАТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВАНИЯ

5.1 Расчёты вентилятора

Произведём подбор вентилятора, который используется для подачи газа для абсорбции. Газ подаётся в нижнюю часть абсорбера. Расход газа 1,39 м³/с, температура газа 20 ⁰С, давление 0,1 МПа.

Найдём рабочий расход газа /3/:

Примем скорость газа в трубопроводе щ = 12 м/с.Тогда внутренний диаметр трубопровода найдем по формуле:

, (5.1)

Подставим и получим:

Выбираем стальную трубу наружным диаметром 426 мм, толщиной 11 мм. Внутренний диаметр трубы d=0,404м. Фактическая скорость воды в трубе найдем:

(5.2)



Подставим и получим:

Критерий Рейнольдса для потока в трубопроводе:

, (5.3)

где м = 0,015^.10^-3Па^.с - вязкость газапри температуре 20 ⁰С /8/;

с = 1,98 м³/с - плотность газа.

Подставим и получим:

Примем, что трубы были в эксплуатации и имеют незначительную коррозию. Тогда абсолютную шероховатость ? = 1,5*10^-4 м.

Тогда е = ?/d = 1,5*10^-4 /0,404 = 0,00037

1/е =2693 10/е = 26930 560 / е = 1513513

26930 ‹ Rе ‹ 1513513 , то есть в трубопроводе имеет место смешанное трение, и расчёт л следует проводить по формуле:

л = 0,11^. (е + 68 /Rе)^0,25 (5.4)

Подставим и получим:



л = 0,11^. (0,00037+ 68 /629270)^0,25 = 0,016

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений.

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

2) отводы под углом 90⁰: о₁ = 1,1;

3) выход из трубы: о₃ = 1.

Сумма коэффициентов местных сопротивлений находим:

?о = о₁ + о₂ + о₃ =0,5 +2*1,1 + 1 = 3,7

Гидравлическое сопротивление трубопровода найдём по формуле:

,(5.5)

гдеl = 6 м - длина трубопровода.

Найдём гидравлическое сопротивление трубопровода:

Найдём избыточное давление, которое должен обеспечить вентилятор для преодоления гидравлического сопротивления аппарата и трубопровода:

?р = ?р_тр + ?р_ап+(р₂ - р₁) +?р_нап, (5.6)

где ?р_тр - гидравлическое сопротивление трубопровода, Па;

?р_ап - сопротивление аппарата,Па;

?р_нап - потери напора по высоте,Па.

Сопротивление аппарата:

?р_ап= ?р_ак + ?р_тепл. = 1497,0 + 5517,7 = 7014,7 Па

Потери напора по высоте:

?р_нап= с·g·h = 1,98·9,8·4 = 77,6 Па

Подставим и получим:

?р =542,8 + 7014,7 +(0,1^.10⁶ - 1,013^.10⁵) + 77,6 = 6335,1 Па

Полезная мощность вентилятора:

, (5.7)

где з_вент = 0,75 - к.п.д вентилятора;

з_прив = 0,93 - к.п.д привода.

Подставим и получим:

Полученным данным более всего соответствует вентилятор Ц1-2070, для которого при оптимальных условиях работы Q = 0,575 м³/с, с^.g^.h=1280Па, n = 46,7 с^-1.

Требуемым характеристикам вентилятора и двигателя подходит двигатель 4А80А2 со следующими характеристиками Р_ном=1,5 кВт, n_дв=2850 об/мин.

5.2 Расчет насоса

В системе стоит два параллельных насоса с одинаковыми характеристиками.

Подберем насос для перекачивания жидкости при температуре t = 15 °С из открытой емкости в аппарат, работающий под избыточным давлением. Расход жидкости G = 2,7 кг/с. Так как насос стоит на одном уровне с емкостью, то учитываем только нагнетательную линию. На линии нагнетания имеется 2 отвода под углом 90°, 2 нормальных вентилей.

Выбор трубопровода /3/.

Примем скорость течения жидкости, равную 2 м/с. Тогда диаметр равен:

, (5.8)

где Q - объемный расход жидкости, м³/с.

при с = 1015 кг/м³.

Подставим и получим:



Выбираем стальную трубу наружным диаметром 48 мм, толщиной стенки 4,0 мм. Внутренний диаметр трубы d=0,040 м.

Фактическая скорость воды в трубе:

Примем, что коррозия трубопровода незначительна.

Определение потерь на трение и местные сопротивления

при м=2,0*10^-3 Па*с.

Т.е режим течения жидкости по трубопроводу - турбулентный.

Примем абсолютную шероховатость равной Д=0,0002 м. Тогда

e = Д/d = 0,0002/0,04 = 0,005

Далее получим:

1/е = 200; 10/е = 2000; 560/е = 112000

10/е<Re< 560/е.

Таким образом, в трубопроводе имеет смешенное трение, и расчёт следует проводить по формуле (5.4):

л = 0,11^. (0,005+ 68 /42630)^0,25 = 0,031



Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений.

Для нагнетательной линии:

1) вход в трубу: внезапное расширение о1=0,64+0,5;

внезапное сужение о1=0,4

2) отвод под углом 90 о2=1,5

3) нормальный вентиль: для d= 0,040 мм, равен о3=4,9

4) выход из трубы: о4=1

Сумма коэффициентов местных сопротивлений в всасывающей линии:

Уо=о₁+2^.о₂+2^.о₃+о₄=0,64+0,5+0,4+1,5^.2+4,9^.2+1=15,34

Потерянный напор на нагнетательной линии по формуле:

(5.9)

Подставим и получим:

Общие потери напора - h_п=6,9 м.

Выбор насоса:

Находим потребный напор насоса по формуле:

(5.10)

Подставим и получим:



м вод.ст

Такой напор при заданной производительности обеспечивается одноступенчатыми центробежными насосами. Учитывая широкое распространение этих насосов в промышленности ввиду достаточно высокого к.п.д., компактности и удобства комбинирования с электродвигателями, выбираем для последующего рассмотрения именно эти насосы.

Полезная мощность насоса:

(5.11)

Подставим и получим:

Заданным подаче и напору более всего соответствует центробежный насос марки Х8/30, для которого при оптимальных условиях работы Q = 2,4*10^-3 м³/с, H=24м, з_н = 0,5. Насос обеспечен двигателем АО2-32-2 номинальной мощностью N_н = 4 кВт, з_дв = 0,82. Частота вращения вала n= 48,3с^-1.



ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В курсовом проекте был проведёнрасчёт проекта абсорбционной установки.

Приведено описание технологической схемы для очистки газа. Была выбрана непрерывная противоточная схема, в которой основной поток неочищенного газа был разбит на два.

После описания технологического процесса приведен подробный расчёт насадочного абсорбера. По итогам расчётов получен аппарат со следующими характеристиками:

- диаметр абсорбера - d = 2,0м,

- высотанасадочной части абсорбера - Н_н = 38,9 м,

- поверхность массопередачи в абсорбере - F = 546,9 м²,

- гидравлическое сопротивление абсорберов- .

В качестве насадки выбраны - кольца Рашига (100х100х10).

Далее произведён подробный расчёт теплообменника.В итоге, из выбранного ряда, больше всего подходит теплообменник с трубами длиной L=2 м и номинальной поверхностью F=49,0 м², диаметром кожуха D = 600 мм, d_тр=20 х 2 мм , S=0,078 м², n= 389 шт, z =1 имеют соотношение n/z = 389.

Также проведён расчёт вспомогательного оборудования - вентилятора и насоса.

По результатам расчётов был выбран вентилятор Ц1-2070, для которого при оптимальных условиях работы Q = 0,575 м³/с, с^.g^.h=1280Па, n = 46,7 с^-1 с двигателем 4А80А2 со следующими характеристиками Р_ном=1,5 кВт, n_дв=2850 об/мин.

По итогам расчёта насоса более всего соответствует центробежный насос марки Х8/30, для которого при оптимальных условиях работы Q = 2,4*10^-3 м³/с, H=24м, з_н = 0,5. Насос обеспечен двигателем АО2-32-2 номинальной мощностью N_н = 4 кВт, з_дв = 0,82. Частота вращения вала n= 48,3с^-1.

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННОЙ ЛИТЕРАТУРЫ

• 1. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд. 9-е. М.: Химия, 1973. - 750 с.
• 2. Справочник химика. М--Л.: Химия, Т. III, 1962. 1006 с. Т. V, 1966. - 974 с.
• 3. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. - М.: Химия, 1991. - 496 с.
• 4. Павлов В.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов.- Л.: Химия, 1981. - 560 с
• 5. Рамм В.М. Абсорбция газов. М.: Химия, 1976. - 391 с.
• 6. Справочник по теплообменникам. М.: Энергоиздат. 1987.Т.1-561 с; Т.2-352 с.
• Размещено на Allbest.ru