• RU
  • icon На проверке: 5
Меню

Установка обратного осмоса с доупариванием CuSO4 в двухкорпусной выпарной установке

  • Добавлен: 25.05.2015
  • Размер: 867 KB
  • Закачек: 0
Узнать, как скачать этот материал

Описание

Рассчитать и спроектировать установку для концентрирования 3,33 кг/сек водного раствора СuSO4 от концентрации 0,8 % массовых до 20 % массовых. Первичное концентрирование провести обратным осмосом, окончательное - выпариванием. Потери соли с пермиатом не должны превышать 10 % от ее количества, содержащегося в исходном растворе. Выполнить чертежи технологической схемы установки, мембранного аппарата и выпарного аппарата.

Состав проекта

icon raschetnaya_rabota_ustanovka_membrannaya_obratn.doc

Дополнительная информация

Контент чертежей

icon raschetnaya_rabota_ustanovka_membrannaya_obratn.doc

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение
высшего профессионального образования
«Тольяттинский государственный университет»
Химия химические процессы и технологии
0700.62 Техносферная безопасность
(код и наименование направления подготовки специальности)
Инженерная защита окружающей среды
(наименование профиля специализации)
на тему "Рассчитать и спроектировать установку обратного осмоса
с доупариванием CuSO4 в двухкорпусной выпарной установке
по дисциплине: "Процессы и аппараты химической технологии
Студентка гр.ЗОСб- 1201
Рассчитать и спроектировать установку для концентрирования 333 кгсек водного раствора СuSO4 от концентрации 08 % массовых до 20 % массовых. Первичное концентрирование провести обратным осмосом окончательное - выпариванием. Потери соли с пермиатом не должны превышать 10 % от ее количества содержащегося в исходном растворе. Выполнить чертежи технологической схемы установки мембранного аппарата и выпарного аппарата.
Установка обратного осмоса
Разработка аппаратурно-технологической схемы установки
1 Описание установки
2 Принцип действия установки
1 Расчет рабочей поверхности мембран
1.1. Степень концентрирования на ступени обратного осмоса
1.2. Выбор рабочей температуры и перепада давления через мембрану
1.4 Приближенный расчет поверхности мембраны
1.5 Выбор аппарата и определение его характеристик
1.6 Секционирование аппаратов в установке
2 Расчет наблюдаемой селективности
2.1 Уточненный расчет поверхности мембран
3 Расчет гидравлического сопротивления
Описание технологической схемы
1 Определение поверхности теплопередачи выпарных аппаратов
1.1 Расчет концентраций упариваемого раствора
1.2 Определение температур кипения растворов
1.3 Расчет полезной разности температур
1.4 Определение тепловых нагрузок
1.5 Выбор конструкционного материала
1.6 Уточненный расчет поверхности теплопередачи
1.7 Распределение полезной разности температур
1.8 Уточненный расчет поверхности теплопередачи
Здесь рассматривается технологическая схема концентрирования растворов в которой основным узлом является установка обратного осмоса. Ее использование позволяет существенно снизить общие затраты на процесс концентрирования поскольку большая часть воды удаляется этим высокоэкономичным методом и лишь малая часть - сравнительно дорогим методом (выпариванием).
Технологическая схема установки представлена на рисунке 1.
Рисунок 1 – Технологическая схема установки для концентрирования растворов с применением обратного осмоса:
– емкость для исходного раствора; 2 – насос низкого давления; 3 – фильтр; 4 – насос высокого давления; 5 – аппараты обратного осмоса
2Принцип действия установки
Исходный раствор неорганической соли из емкости 1 подается насосом 2 на песочный фильтр 3 где очищается от взвесей твердых частиц. Далее раствор насосом высокого давления 4 подается в аппараты обратного осмоса 5 где его концентрация повышается в несколько раз.
Рассчитать и спроектировать установку для концентрирования 333 кгс водного раствора от концентрации 08 % массовых до 20 % массовых. Первичное концентрирование провести обратным осмосом окончательное - выпариванием. Потери соли с пермиатом не должны превышать 10 % от ее количества содержащегося в исходном растворе.
1 Расчет рабочей поверхности мембран
При концентрировании разбавленных растворов обратный осмос экономичнее выпаривания. Однако начиная с концентраций растворенных веществ 02-04 мольл воды характеристики обратного осмоса начинают ухудшаться: становится существенным снижение удельной производительности мембран и начинает уменьшаться их селективность которая для разбавленных растворов (при концентрациях не менее 2-10-4 мольл) остается примерно постоянной. Это приводит к увеличению необходимой поверхности мембран и ухудшению качества пермеата что снижает экономичность обратного осмоса. Поэтому примем концентрацию 03 мольл воды в качестве конечной для ступени обратного осмоса. (Наиболее правильный путь - определять эту концентрацию на основе технико-экономических расчетов.)
С помощью данных приведенных в Приложении 11.1 находим что выбранное значение соответствует концентрации 46 % (масс.). Таким образом в аппаратах обратного осмоса раствор концентрируется от начальной концентрации % (масс.) до конечной (масс.). Степень концентрирования
С повышением температуры разделяемого раствора селективность мембран изменяется мало а удельная производительность увеличивается в первом приближении обратно пропорционально вязкости пермеата (в том диапазоне температур где мембраны не разрушаются от термических воздействий). Однако с повышением температуры возрастает скорость гидролиза полимерных мембран и сокращается срок их службы. Учитывая это а также то что использование теплообменников усложняет и удорожает процесс обратный осмос целесообразно проводить при температуре окружающей среды (обычно 20-25 °С). В тех случаях когда технологический раствор подвергаемый разделению уже имеет повышенную температуру экономически оправдана работа и при температурах выше 25 °С.
С увеличением перепада рабочего давления через мембрану возрастает движущая сила обратного осмоса и увеличивается удельная производительность мембран. Однако при высоких давлениях полимерные мембраны подвергаются уплотнению которое при определенном давлении зависящем от структуры мембраны может нейтрализовать эффект связанный с повышением движущей силы. Кроме того при высоких давлениях мембраны быстрее загрязняются взвешенными в растворе микрочастицами поскольку в этих условиях загрязняющим частицам легче внедриться в поры мембраны а на поверхности мембраны образуется более плотный осадок задержанных микрочастиц. Практика применения обратного осмоса показывает что в условиях длительной эксплуатации оптимальный перепад давления для полимерных плоских мембран составляет 5-6 МПа а для мембран в виде полых волокон – 2-3 МПа.
Выбираем t = 25°С МПа.
При выборе мембраны следует исходить из того что она должна обладать максимальной удельной производительностью при селективности обеспечивающей выполнение требований к качеству пермеата (соответствие санитарным нормам или нормам на техническую воду допустимым потерям растворенного вещества и т. п.). Кроме того мембрана должна обладать высокой химической стойкостью по отношению к разделяемому раствору.
При работе в нейтральных растворах наибольшее распространение получили ацетатцеллюлозные мембраны которые характеризуются хорошими разделительными свойствами но не являются химически стойкими в щелочных и сильнокислых средах (рабочий диапазон 3pH8). Поскольку растворы укладываются в этот диапазон последующий выбор проводим из ацетатцеллюлозных мембран.
Предварительно проводим подбор мембраны по истинной селективности от которой затем следует перейти к наблюдаемой ???? с учетом концентрационной поляризации в реальных мембранных аппаратах [3]. Истинная селективность а наблюдаемая (где и - концентрация соли в произвольном сечении аппарата соответственно в объеме разделяемого раствора в пермеате и у поверхности мембраны со стороны разделяемого раствора).
Истинную селективность мембран по отношению к сильным электролитам можно рассчитать по формуле:
где и - константы для данной мембраны при определенных давлении и температуре;
- среднее геометрическое значение теплот гидратации ионов образующих соль;
- валентность иона с меньшей теплотой гидратации.
Формула с высокой точностью применима в диапазоне концентраций от 2·10-4 до 2·10-1 мольл и приближенно - до концентрации 4·10-1 мольл.
Ниже представлены характеристики ацетат-целлюлозных мембран для обратного осмоса выпускаемых в России (характеристики установлены при перепаде рабочего давления через мембрану МПа и рабочей температуре t=25º С что соответствует выбранным нами рабочим параметрам; в качестве удельной производительности по воде указаны средние значения за длительный период эксплуатации; значения констант а и отвечают размерности в кДжмоль). В табл. 2.1 представлены характеристики ацетатцеллюлозных мембран для обратного осмоса.
Таблица 2.1 - Характеристики ацетатцеллюлозных мембран для обратного осмоса
Удельная производительность по воде
Значения теплот гидратации ионов необходимые для расчета приведены в Приложении 3.2.
Для рассматриваемого случая кДжмоль кДжмоль . Тогда
Рассчитаем истинную селективность для мембраны МГА-100:
-????и=00037 ????и=0996
Аналогичным образом определим истинную селективность для остальных мембран в табл. 2.2.
Таблица 2.2 - Истинная селективность для остальных мембран
Приняв в первом приближении что наблюдаемая селективность равна истинной определим среднюю концентрацию растворенного вещества в пемеате по формуле:
Расчет начнем с наиболее производительной мембраны МГА-80:
Расход пермеата найдем по формуле:
где - расход исходного раствора.
Расход соли с исходным раствором:
Потери соли с пермеатом:
что в процентах от количества содержащегося в исходном растворе составит: 000873·100002664=320%
Полученное значение больше допустимого (10 %) поэтому рассмотрим следующую по удельной производительности мембрану – МГА-90:
что в процентах от количества содержащегося в исходном растворе составит: 00017·100002664=649%
Это значение находится в пределах допустимого поэтому выбираем для дальнейших расчетов мембрану МГА-90 имеющую селективность по и удельную производительность по воде
Удельная производительность мембран при разделении обратным осмосом водных растворов электролитов определяется соотношением:
где - перепад рабочего давления через мембрану;
- осмотическое давление в объеме разделяемого раствора;
- удельная производительность по воде.
По данным приложения 11.1 строим график зависимости осмотического давления от концентрации (рис.3.1).
Рисунок 2.1 - Зависимость осмотического давления водного раствора от его концентрации при температуре
По графику находим МПа; МПа.
Удельная производительность на входе разделяемого раствора в аппараты обратного осмоса и на выходе соответственно равна:
В первом приближении принимаем что средняя удельная производительность мембраны может быть выражена как средняя арифметическая величина:
Тогда рабочая поверхность мембран составит:
1.5 Выбор аппарата и определение его основных характеристик
Среди мембранных аппаратов наиболее распространены аппараты с рулонными (спиральными) фильтрующими элементами с плоскокамерными фильтрующими элементами (типа «фильтр-пресс») с трубчатыми фильтрующими элементами с мембранами в виде полых волокон. В установках большой производительности целесообразно использовать аппараты первого или четвертого типа как наиболее компактные (ввиду высокой удельной поверхности мембран).
Ориентируясь на отечественную аппаратуру выберем аппараты рулонного типа. Среди них наиболее перспективны аппараты каждый модуль которых состоит из нескольких совместно навитых рулонных фильтрующих элементов (РФЭ). Такая конструкция позволяет уменьшить гидравлическое сопротивление дренажа потоку пермеата благодаря тому что путь проходимый пермеатом в дренаже обратно пропорционален числу навитых РФЭ.
Выберем аппарат с РФЭ типа ЭРО-Э-65900 выпускаемыми серийно отечественной промышленностью.
Основные характеристики аппарата ЭРО-Э-65900 приведены ниже:
Длина рулонного модуля м 090
Высота напорного канала равная толщине сетки-
Толщина дренажной сетки м
Число элементов в модуле 5
Материал корпуса Сталь Х18Н10Т
Диаметр крышки м 0108
Определим параметры аппарата необходимые для расчетов.
Поверхность мембран в одном элементе определяется произведением . Учитывая что часть этой поверхности используется для склеивания пакетов (примерно на длине 005 м) и не участвует в процессе обратного осмоса рабочую поверхность мембран в одном элементе определим по соотношению:
Рабочая поверхность мембран в одном модуле равна произведению на число элементов в модуле:
Примем что аппарат состоит из двух модулей. Тогда рабочая поверхность мембран в аппарате:
Сечение аппаратов по которому проходит разделяемый раствор:
Общее число аппаратов в мембранной установке
Проведем секционирование аппаратов в установке т. е. определим число последовательно соединенных секций в каждой из которых разделяемый раствор подается одновременно (параллельно) во все аппараты.
Необходимость секционирования обусловлена тем что при параллельном соединении всех аппаратов велико отрицательное влияние концентрационной поляризации а при последовательном соединении чрезмерно велико гидравлическое сопротивление потоку разделяемого раствора.
Для модулей ЭРО-Э-65900 экспериментально установлено что оптимальный расход составляет 1000 лч (0278 кгс).
Тогда число аппаратов в первой секции можно найти разделив расход исходного раствора на значение оптимального расхода для каждого аппарата:
Найдем значение соответствующее данному значению :
где - расход пермеата;
- расход исходного раствора.
Далее определим число аппаратов в последующих секциях:
Суммируя число аппаратов получаем
На основании полученных данных имеем:
Число аппаратов в секции
2 Расчет наблюдаемой селективности
Наблюдаемую селективность рассчитываем по формуле:
где - скорость движения раствора по направлению к мембране вызванного отводом пермеата;
- коэффициент массоотдачи.
Проведем расчеты при средних значениях рабочих параметров установки.
Средняя удельная производительность ; средняя концентрация
Средняя линейная скорость движения разделяемого раствора в каналах мембранных аппаратов:
где - расход концентрата.
Подставив значения получим:
Значения плотности и нужные для последующих расчетов значения коэффициентов кинематической вязкости и диффузии находим пользуясь данными Приложения 11.1.
Определим режим течения раствора.
Эквивалентный диаметр кольцевого канала:
Критерий Рейнольдса:
Таким образом в аппаратах ламинарный режим течения разделяемого раствора.
Для нахождения среднего по длине канала значения в случае ламинарного потока в щелевых и кольцевых каналах можно использовать критериальное уравнение:
где - диффузионный критерий Прандтля;
- длина канала равная ширине пакета.
Подставив численные значения получим:
Коэффициент массоотдачи:
Теперь рассчитаем наблюдаемую селективность:
Проверим пригодность выбранной мембраны. Для этого определим концентрацию соли в пермеате используя полученное значение наблюдаемой селективности:
Найдем расход пермеата:
что в процентах от исходного содержания составляет
Это значение меньше допустимого (10 %) поэтому нет необходимости перехода к более селективным мембранам.
Рассчитаем удельную производительность мембран с учетом осмотического давления раствора у поверхности мембраны и пермеата. Необходимые для расчета концентрации и найдем следующим путем. Согласно определению
где и - концентрация соли в произвольном сечении аппарата соответственно в объеме разделяемого раствора в пермеате и у поверхности мембраны со стороны разделяемого раствора
Отсюда для каждого поперечного сечения можно записать:
Рассмотрим два крайних сечения.
Сечение на входе в аппараты первой секции:
По графику (см. рис. 2.1) находим:
Сечение на выходе из аппаратов последней секции:
Выразим удельную производительность в виде функции от концентрации раствора по уравнению:
где - константа для данной системы.
Найдем значение для крайних сечений:
Разница между полученными значениями выраженная в процентах составляет:
(ck-cH)100cH=(000013-000012)·100000013=77 %
Это расхождение невелико поэтому уравнение для нахождения удельной производительности применимо ко всей установке при использовании среднеарифметического значения :
c=(ck+cH)2=(000013+000012)2=000013
Тогда удельная производительность G=0003-00401·х1
Рабочую поверхность мембран можно определить по формуле если ():
Расхождение со значением полученным в первом приближении составляет (1024-930)·100930=10 %
Полученная разница не превышает 10 % поэтому перерасчета не делаем.
Развиваемое насосом давление рассчитывается по формуле:
где - перепад давления через мембрану;
- гидравлическое сопротивление при течении жидкости в каналах аппарата;
- гидравлическое сопротивление дренажного слоя.
где - гидравлическое сопротивление полых каналов;
- коэффициент зависящий от вида сепарирующей сетки. Обычно . Для рассматриваемых рулонных модулей по экспериментальным данным .
Раствор течет от первой до последней секции в каналах кольцевого сечения вдоль оси аппаратов. Общая длина канала равна произведению числа секций числа модулей в аппарате и длины пути в модуле равной ширине мембранного пакета: м.
Значение определяют на основе общего выражения:
При ламинарном режиме течения в кольцевых и щелевых каналах . Тогда
где - коэффициент зависящий от вида дренажного материала. Обычно .
Эквивалентный диаметр (в перерасчете на полный канал) равен: м.
Определим давление которое должен развивать насос:
Напор насоса (при плотности исходного раствора )
Наиболее подходящий насос марки ХТр 10100.
В результате полученных расчетов была выбрана ацетатцеллюлозная мембрана МГА-90 имеющую селективность по φн =0963 и удельную производительность по воде
Также был выбран аппарат с РФЭ типа ЭРО-Э-65900 выпускаемый серийно отечественной промышленностью.
В результате расчетов были получены следующие данные: рабочая поверхность мембран F=1021м2 наблюдаемая селективность φн=0940 гидравлическое сопротивление при течении жидкости в канале аппарата pа=5170749 Па гидравлическое сопротивление дренажного слоя pд=169050 Па гидравлическое сопротивление полых каналов pп.к=923348 Па Развиваемое наосом давление pн=1086106 Па напор насоса Н=1093 м.
Исходный разбавленный раствор из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подается в теплообменник 3 где подогревается до температуры близкой к температуре кипения а затем – в первый корпус 4 выпарной установки. Предварительный подогрев раствора повышает интенсивность кипения в выпарном аппарате. Первый корпус обогревается свежим водяным паром. Вторичный пар образующийся при концентрировании раствора в первом корпусе направляется в качестве греющего во второй корпус 5. Сюда же поступает частично сконцентрированный раствор из первого корпуса. Аналогично третий корпус 6 обогревается вторичным паром второго и в нем производится концентрирование раствора поступившего из второго корпуса.
Самопроизвольный переток раствора и вторичного пара в следующие корпуса возможен благодаря общему перепаду давлений возникающему в результате создания вакуума конденсацией вторичного пара последнего корпуса в барометрическом конденсаторе смешения 7 где заданное давление поддерживается подачей охлаждающей воды и отсосом неконденсирующихся газов вакуум – насосом 8. Смесь охлаждающей воды и конденсата выводится
из конденсатора при помощи барометрической трубы с гидрозатвором 9. Образующийся во втором корпусе концентрированный раствор с массовой долей 20% центробежным насосом 10 подается в промежуточную емкость упаренного раствора 11. Конденсат греющих паров из выпарных аппаратов выводиться с помощью конденсатоотводчиков 12.
Расчет выпарной установки
Рассчитать и спроектировать двухкорпусную выпарную установку для концентрирования Gн= 0518 кгс водного раствора от начальной концентрации Хн=46% до конечной Хк=20% при следующих условиях :
Обогрев производится насыщенным водяным паром давлением Рг1=1079 МПа;
Давление в барометрическом конденсаторе Рбк=00147 МПа;
Выпарной аппарат – тип 1 исполнение 2;
Взаимное направление пара и раствора – прямоток;
Отбор экстрапара не производится;
Раствор поступает в первый корпус подогретым до температуры кипения.
Поверхность теплопередачи каждого корпуса выпарной установки определяют по основному уравнению теплопередачи:
Q – тепловая нагрузка кВт
K – коэффициент теплопередачи Вт(м2·К)
Δtп – полезная разность температур С.
Для определения тепловых нагрузок коэффициентов теплопередачи и полезных разностей температур необходимо знать распределение упариваемой воды концентраций растворов и их температур кипения по корпусам. Эти величины находят методом последовательных приближений.
Производительность установки по выпариваемой воде определяют из уравнения материального баланса:
W = Gн·(1-ХнХк)=0518·(1-4620)=03988 кгс
Распределение концентраций раствора по корпусам установки зависит от соотношения нагрузок по выпариваемой воде в каждом аппарате. В первом приближении на основании практических данных принимают что производительность по выпариваемой воде распределяется между корпусами в соответствии с соотношением:
????1 : ????2 = 10 : 11
???? 1 = 10·W10+11 = 10·0398821 =01899 кгс
???? 2 = 11·W10+11 = 11·0398821 = 02089 кгс
Далее рассчитывают концентрации растворов в корпусах:
Концентрация раствора в последнем корпусе Х2 соответствует заданной концентрации упаренного раствора Хк.
Общий перепад давлений в установке равен:
ΔРоб = Рг1 – Рбк = 1079 – 00147 = 2064 МПа
В первом приближении общий перепад давлений распределяют между корпусами поровну. Тогда давления греющих паров в корпусах (в МПа) равны:
Рг2 = Рг1 – Δ Роб2 = 1079 – 10642 = 0547
Давление пара в барометрическом конденсаторе
Рбк = Рг2 – ΔРоб2 = 0547–10642 = 0015 МПа
По давлениям паров находим их температуры и энтальпии [1]:
Давление МПаТемпература С Энтальпия кДжкг
Рг1 = 1079 t 1 = 179 I1 = 2784
Рг2 = 0547 t2 = 1581 I2 = 2768
Рбк = 0015 tбк = 536 Iбк = 2596
При определении температуры кипения растворов в аппаратах исходят из следующих допущений. Распределение концентраций раствора в выпарном аппарате с интенсивной циркуляцией практически соответствует модели идеального перемешивания. Поэтому концентрацию кипящего раствора принимают равной конечной в данном корпусе и следовательно температуру кипения раствора определяют при конечной концентрации.
Изменение температуры кипения по высоте кипятильных труб происходит в следствие изменения гидростатического давления столба жидкости. Температуру кипения раствора в корпусе принимают в соответствующей температуре кипения в среднем слое жидкости. Таким образом температура кипения раствора в корпусе отличается от температуры греющего пара в последующем на сумму температурных потерь (ΣΔ) от температурной (Δ) гидростатической (Δ) и гидродинамической (Δ) депрессий.
Гидродинамическая депрессия обусловлена потерей давления пара на преодоление гидравлических сопротивлений трубопроводов при переходе из корпуса в корпус. Обычно в расчетах принимают Δ = 10 – 15 град на корпус. Примем для каждого корпуса Δ = 1 град. Тогда температуры вторичных паров в корпусах равны:
tвп1 = tг2 + Δ1 = 1581 + 10 = 1591 С
tвп2 = tбк + Δ2 = 536 + 10 = 546 С
Сумма гидродинамический депрессий
ΣΔ = Δ1 + Δ2 = 10 +10 = 20 С
По температурам вторичных паров определим их давления:
Температура С Давление МПа
tвп1 =119.0 Рвп1 = 014
tвп2 = 94.0 Рвп2 = 008
Гидростатическая депрессия обусловлена разностью давлений в среднем слое кипящего раствора и на его поверхности. Давление в среднем слое кипящего раствора (Рср) каждого корпуса определяется по уравнению
Рср = Рвп + pgH(1 - )2
где: Н – высота кипятильных труб в аппарате м;
p – плотность кипящего раствора кгм3;
– паронаполнение (объёмная доля пара в кипящем растворе) м3м3.
Для выбора значения Н необходимо ориентировочно оценить поверхность теплопередачи выпарного аппарата (Fор.) При кипении водных растворов можно принять удельную тепловую нагрузку аппаратов с естественной циркуляцией q = 20000–50000 Втм2. примем q = 20000 Втм2. Тогда поверхность теплопередачи 1-го корпуса ориентировочно равна:
Fор = Qq = w1r1 q = 1221 ·2068 · 103 40000 = 631257м2
Где: r – теплота парообразования вторичного пара [1].
Выпарные аппараты с восходящей пленкой с естественной циркуляцией состоят из кипятильных труб высотой 4 и 5м при диаметре dн = 38мм и толщине стенки ст= 2мм. Примем высоту кипятильных труб Н = 4м.
При пузырьковом (ядерном) режиме кипения паронаполнение составляет =04 06. Примем = 05. Плотность водных растворов в том числе раствора квасного сусла [3] при температуре 15С и соответствующих концентрациях равна:
Концентрация % Плотность кгм3
При определении плотности растворов в корпусах пренебрегаем изменением ее с повышением температуры от 15 С до температуры кипения ввиду малого значения коэффициента объемного расширения и ориентировочно
принятого значения .
Давления в среднем слое кипятильных труб корпусов равны:
Р1ср = Рвп1 + p1gH · (1 – ) = 780·104 +1076 · 98 ·4 · (1–05)2 = 79 · 104 Па
Р2ср = рвп2 + p2gH · (1 – ) = 150 ·104 + 1206 · 98 · 4 · (1 – 05)2 = 16 · 104 Па
Этим давлениям соответствуют следующие температуры кипения и теплоты испарения растворителя [1]:
Давление МПа Температура С Теплота испарения кДжкг
Р1ср = 079 t1cр = 170 r1ср = 2056
Р2ср = 016 t2ср= 100 r2ср= 2260
Определяем гидростатическую депрессию по корпусам
Δ1 = t1ср - tвп1 = 170 – 1681 = 19 С
Δ2 = t2ср – tвп2 = 100 – 546 = 454 С
Сумма гидростатических депрессий равна:
ΣΔ = Δ1 + Δ2 = 19+454 = 473 С
Температурная депрессия Δ определяется по уравнению
Δ = 162 · 10-2 ·(Т2 rвп) · Δ атм
Где: Т – температура паров в среднем слое кипятильных труб С;
Δатм – температурная депрессия при атмосферном давлении С [2]
Находим значение Δ по корпусам:
Δ1 = 162 · 10-2 ·(170 + 273)2 · 02 = 031 С
Δ2 = 162 · 10-2 · (100 + 273)2 · 06 = 06 С
Сумма температурных депрессий равна:
ΣΔ =Δ1 + Δ2 = 031 + 06 = 091 С
Температуры кипения растворов в корпусах равны
tк1 = tг2 + Δ1 + Δ1 + Δ1=1581+031+19+1=16131 С
tк2 = tбк + Δ2 + Δ2 + Δ2=536+06+454+1=1006 С
Общая полезная разность температур равна:
Полезные разности температур по корпусам
Δtп1 = tг1 - tк1 = 179 – 16131 = 1769 С
Δtп2 = tг2 - tк2 = 1581 – 1006 = 575 С
Тогда ΣΔtп = 1769 + 575 = 7519 С
Проверим полезную разность температур:
ΣΔtп = tг1 – tбк - (ΣΔ+ ΣΔ + ΣΔ) = 179 – 536 – (091 + 473 + 2) = 7519 С
Расход греющего пара в 1-й корпус производительность каждого корпуса по выпаренной воде и тепловые нагрузки по корпусам определим путем совместного решения уравнений тепловых балансов по корпусам и уравнения баланса по воде для всей установки:
Q1 = D(Iг1 - i1) = 103 [Gнсн(tк1 – tн) + w1(Iвп1 – свtк1) + Qконц]
Q2 = w1(Iг2 - i2) = 103 [(Gн - w1) с1 (tк2 – tк1) + w2(Iвп2 – свtк2) + Q2конц]
3 – коэффициент учитывающий 3% потерь тепла в окружающую среду;
сн с1 с2 – теплоемкости растворов соответственно исходного (начальной концентрации) в первом и во втором корпусе Дж кг * К [3];
tн – температура кипения исходного раствора при давлении в 1-м корпусе С;
Qконц Q2конц – теплота концентрирования по корпусам кВт;
При решении уравнений (5) – (6) можно принять Iвп1 Iг2; Iвп2 Iбк.
Величины Qконц Q2конц настолько малы что при расчетах ими можно пренебречь.
Q1 = D (2784 – 7596) = 103 [0518·39 (16131 – 1691)+w1(2784 – 419·16131)]
Q2 = w1·(2768 – 6679) = 103· [(0518 – w1) 388· (1006 – 16131)+ w2·(2768 – 419·1006)]
Решение системы уравнений дает следующие результаты:
D = 0056 кгс; w1 = 025 кгс; w2 = 01488 кгс;
Q1 = 1134 кВт; Q2 = 525 кВт.
Полученные величины сводим в таблицу I.
Наибольшее отклонение вычисленных нагрузок по испаряемой воде в каждом корпусе предварительно принятых (w1 = 01899 кгс w2 = 02089 кгс) не превышает 3% поэтому не будем пересчитывать концентрации и температуры кипения растворов по корпусам.
Таблица I. Параметры растворов и паров по корпусам
Производительность по испаряемой воде w кгс
Концентрация растворов х %
Давление греющих паров Рг МПа
Температура греющих паров tг С
Температурные потери ΣΔ С
Температура кипения раствора tк С
Полезная разность температур Δtп С
Выбираем конструкционный материал стойкий в среде кипящего раствора квасного сусла в интервале от 46% до 20% [6]. В этих условиях химически стойкой является сталь марки Х17. Скорость коррозии ее менее 01ммгод коэффициент теплопроводности λст = 251 Вт(м·К).
1.6. Расчет коэффициента теплопередачи
Коэффициент теплопередачи для первого корпуса определяем по уравнению аддитивности термических сопротивлений:
К1 =(1α1 +Σλ+1α2 )-1 .
Примем что суммарное термическое сопротивление равно термическому сопротивлению стенки ст λст и накипи н λн .Термическое сопротивление загрязнений со стороны пара не учитываем. Получим:
где ст н - толщина стенки толщина слоя накипи м.
где λст λн - коэффициент теплопроводности стенки и накипи Вт(мК).
при λст =251 Вт(м·К).
Σλ=0002 251+000052=287 10-4 м2 ·КВт.
Коэффициент теплоотдачи от конденсирующего пара к стенке α1 равен:
α1 =204((r1 ρж1 2 λж1 3 )(ж1 НΔt1 ))14 .
где r1 - теплота конденсации греющего пара Джкг;
рж1 λж1 ж1 - соответственно плотность (кгм3 ) теплопроводность Вт(м·К) вязкость (Па·с) конденсата при средней температуре пленки:
где Δt1 - разность температур конденсации пара и стенки °С.
Расчет α1 - ведем методом последовательных приближений.
В первом приближении примем Δt1 =2 °С. Тогда
α1 =204(2144103 10322 04083 01910-3 42)14 =6484 Вт(м2 К)
Для установившегося процесса передачи тепла справедливо уравнение:
q=α1 Δt1 =Δtст (ΣΔλ)=α2 Δt2
где q - удельная тепловая нагрузка Вткв·м; Δtcт - перепад температур на стенке °С; Δt2 - разность между температурой стенки со стороны раствора и температурой кипения раствора °С.
Δtст =α1 Δt1 (Σλ)=6484228710-4 =372°С.
Δt2 =Δtп1 -Δtст -Δt1 =1769-372-2=1197°С.
Коэффициент теплопередачи от стенки к кипящему раствору для пузырькового кипения в вертикальных кипятильных трубках при условии естественной циркуляции раствора равен:
α2 =А(q06 )=780(q06 )(λ1 13 )(ρ1 05 )(ρп1 006 )((с1 03 )(1 05 )(гв1 06 )(ρ0 066 )(1 03 ))
По справочной литературе определяем:
λ1 =04159 Вт(мК); ρ1 =1068 кгм3 ; ρп1 =122 кгм3 ; 1 =0067 Нм; гв1 =2200103 Джкг; ρ0 =0529 кгм3 ; с1 =4095 ДжкгК; 1 =026510-3 Пас
Подставив эти значения получим:
α2 =780(q06 )0415913 106805 122006 006705 (2200103 )06 0529066
9503 (026510-3 )03 =7408(6484)06 =1435 Вт(м2 К)
Проверим правильность первого приближения по равенству удельных тепловых нагрузок:
q1 =α1 Δt1 =64842=12968 Вткв·м
q2 =α2 Δt2 =14351197=17176 Вткв·м
Для второго приближения примем Δt1 =50 ºС
Пренебрегая изменением физических свойств конденсата при изменении температуры на 30 град рассчитаем α1 по соотношению:
α1 =6484(25)14 =5156 Вт(м2 К)
Δtст =5156528710-4 =74 °С;
Δt2 =2008-5-74=768 °С;
α2 =7408*(51565)06 =3285 Вт(м2 К)
q1 =51565=25780 Втм2
q2 =3285768=25229 Втм2
Расхождение между тепловыми нагрузками не превышает 3% следовательно расчет коэффициентов α1 и α2 на этом можно закончить.
К1 =(15156+28710-4 +13285)-1 =1271 Вт(м2 К).
Далее рассчитываем коэффициент передачи для второго корпуса К2 .
В первом приближении примем Δt1 =4 °С. Тогда:
Δtпл =1203-22=1183°С
α1 =204(2210103 11330426544033510-3 )14 =5164 Втм2· К
Δtст =5164428710-4 =593°С
Δt2 =5701-4-593=4708°С
α2 =780(q06 )0436613 118705 015006 009605 (2350·103 )06 0529066 350903 (085110-3 )03 = 434(3884)06 =1683 Втм2 К
q1 =α1 Δt1 =51644=20656 Втм2
q2 =α2 Δt2 =16834708=79236 Втм2
Используя вышеописанный метод приближения найдем:
α1 =5164(41865)14 =3514 Втм2·К;
Δtст =3514186528710-4 =1881°С;
Δt2 =5701-1881-1865=1955°С;
α2 =434(35141865)06 =3368 Втм2 К;
К2 =(13514+287·10-4 +13368)-1 =1151 Втм2 К.
Полезные разности температур в корпусах установки находим из условия равенства их поверхностей теплопередачи:
где Δtп j Qj Kj - соответственно полезная разность температур тепловая нагрузка коэффициент теплопередачи для j-го корпуса.
Δtп 1 =7709(62921271)(62921271+40801151)=4492 °С;
Δtп 2 =7709(40801151)(62921271+40801151) =32.17 °С.
Проверим общую полезную разность температур установки:
Σ Δtп =Δtп1 +Δtп2 =4492+3217=7709 °С;
Рассчитаем поверхность теплопередачи выпарного аппарата по формуле :
F1 =6292103 12714492=1102 м2 ;
F2 =4080103 115132.17=1102 м2 .
В последующих приближениях нет необходимости вносить коррективы на изменение конструктивных размеров аппаратов. Сравнение распределенных из условий равенства поверхностей теплопередачи и предварительно рассчитанных значений полезных разностей температур Δtп представлено в табл. 2:
Распределенные в 1-ом приближении Δtп град.
Предварительно рассчитанные Δtп град
Как видно полезные разности температур рассчитанные из условия равного перепада давления в корпусах и найденные в 1-ом приближении из условия равенства поверхностей теплопередачи в корпусах существенно различаются. Поэтому необходимо заново перераспределить температуры(давления) между корпусами установки. В основе этого перераспределения температур(давлений) должны быть положены полезные разности температур найденные из условия
равенства поверхностей теплопередачи аппаратов.
1.8 Уточненный расчет поверхности теплопередачи
В связи с тем что существенное изменение давлений по сравнению с рассчитанным в первом приближении происходит только в 1-ом корпусе во втором приближении принимаем такие же значения Δ' Δ" Δ"' для каждого корпуса как в первом приближении. Полученные после перераспределения температур(давлений) параметры растворов и паров по корпусам представлены в табл. 3:
Производительность по испаряемой воде кгс
Температура греющего пара в первом корпусе tг1 °С
Полезная разность температур Δtп град
Температура кипения раствора tк =tг -Δtп °С
Температура вторичного пара tвп = tк -(Δ'+ Δ") °С
Давление вторичного пара Рвп МПа
Рассчитаем тепловые нагрузки (в кВт):
Q1 =103[5414(9798-9646)+1859(2711-4199798)]=4438
Q2 =103[(5-1859)3994(8813-9646)+2091(2585-4198813)]=4665
Расчет коэффициентов теплопередачи выполненный описанным выше методом приводит к следующим результатам [Вт(м2 К)]:
Распределение полезной разности температур
Δtп 1 = 7709(44381223)((44381223)+(46651089))=4535 град;
Δtп 2 = 7709(46651089)((44381223)+(46651089)) =3173 град.
Σ Δtп =Δtп1 +Δtп2 =4536+3173=7709 °С
Сравнение полезных разностей температур Δtп полученных во 2-ом и 1-ом приближении представлено в табл. 4:
Δtп во 2-ом приближении град.
Δtп в 1-м приближении град.
Различие между полезными разностями температур по корпусам в 1-ом и 2-ом приближениях не превышает 5%.
Поверхность теплопередачи выпарных аппаратов:
F1 =4438000(12234535)=102653 м2
F2 =4665000(10893173)=102655 м2
По ГОСТ 11987 - 81 выбираем выпарной аппарат со следующими характеристиками:
Номинальная поверхность теплообмена Р(н)м2 .
Диаметр труб d (наружный) мм
Диаметр греющей камеры dK мм
Диаметр сепаратора dc мм
Диаметр циркуляционной трубы dц мм
Общая высота аппарата На мм
Масса аппарата Ма кг

Свободное скачивание на сегодня

Обновление через: 14 часов 16 минут
up Наверх