Расчет и проектирование установки обратного осмоса с доупариванием CuSO4 в двухкорпусной выпарной установке

Размещено на http://www.allbest.ru/

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение

высшего профессионального образования

«Тольяттинский государственный университет»

институт химии и инженерной экологии

Химия, химические процессы и технологии

280700.62 Техносферная безопасность

Инженерная защита окружающей среды

курсовая работа

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

А. А. Жорина

Тольятти 2014-2015

Задание

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.

Задание выдал Ю.Н.Орлов _______________

Задание получила А.A. Жорина _______________

Содержание

Установка обратного осмоса

1. Разработка аппаратурно-технологической схемы установки

1.1 Описание установки

1.2 Принцип действия установки

2. Расчетная часть

2.1 Расчет рабочей поверхности мембран

2.1.1. Степень концентрирования на ступени обратного осмоса

2.1.2. Выбор рабочей температуры и перепада давления через мембрану

2.1.3 Выбор мембраны

2.1.4 Приближенный расчет поверхности мембраны

2.1.5 Выбор аппарата и определение его характеристик

2.1.6 Секционирование аппаратов в установке

2.2 Расчет наблюдаемой селективности

2.2.1 Уточненный расчет поверхности мембран

2.3 Расчет гидравлического сопротивления

Заключение

Выпарная установка

1. Описание технологической схемы

2.1 Определение поверхности теплопередачи выпарных аппаратов

2.1.1 Расчет концентраций упариваемого раствора

2.1.2 Определение температур кипения растворов

2.1.3 Расчет полезной разности температур

2.1.4 Определение тепловых нагрузок

2.1.5 Выбор конструкционного материала

2.1.6 Уточненный расчет поверхности теплопередачи

2.1.7 Распределение полезной разности температур

2.1.8 Уточненный расчет поверхности теплопередачи

1. Разработка аппаратурно-технологической схемы установки

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).

1.1 Описание установки

Технологическая схема установки представлена на рисунке 1.

Рисунок 1 - Технологическая схема установки для концентрирования растворов с применением обратного осмоса:

1 - емкость для исходного раствора; 2 - насос низкого давления; 3 - фильтр; 4 - насос высокого давления; 5 - аппараты обратного осмоса

1.2 Принцип 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.

2. Расчетная часть

Задание

Рассчитать и спроектировать установку для концентрирования 3,33 кг/с водного раствора 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.

2.1 Расчет рабочей поверхности мембран

2.1.1 Степень концентрирования на ступени обратного осмоса

При концентрировании разбавленных растворов обратный осмос экономичнее выпаривания. Однако начиная с концентраций растворенных веществ 0,2-0,4 моль/л 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 моль/л) остается примерно постоянной. Это приводит к увеличению необходимой поверхности мембран и ухудшению качества пермеата, что снижает экономичность обратного осмоса. Поэтому примем концентрацию 0,3 моль/л 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 4,6 % (масс.). Таким образом, в аппаратах обратного осмоса раствор концентрируется от начальной концентрации % (масс.) до конечной (масс.). Степень концентрирования



2.1.2 Выбор рабочей температуры и перепада давления через мембрану

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.

2.1.3 Выбор мембраны

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 3<pH<8). 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:

,

обратный осмос температура давление

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 моль/л и приближенно - до концентрации 4·10-1 моль/л.

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=25є 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 кДж/моль). В табл. 2.1 представлены характеристики ацетатцеллюлозных мембран для обратного осмоса.

Таблица 2.1 - Характеристики ацетатцеллюлозных мембран для обратного осмоса

Марка мембраны	Удельная производительность по воде ,	Константы уравнения
МГА-100	1,4	6,70	3,215
МГА-95	2,3	3,47	1,844
МГА-90	3,0	2,67	1,420
МГА-80	4,9	1,00	0,625

Значения теплот гидратации ионов, необходимые для расчета, приведены в Приложении 3.2.

Для рассматриваемого случая кДж/моль, кДж/моль,

. Тогда

кДж/моль.

Рассчитаем истинную селективность для мембраны МГА-100:

1-и=0,0037 и=0,996

Аналогичным образом определим истинную селективность для остальных мембран в табл. 2.2.

Таблица 2.2 - Истинная селективность для остальных мембран

Мембрана	МГА-100	МГА-95	МГА-90	МГА-80
	0,996	0,986	0,963	0,843

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:

кг соли/кг раствора.

Расход пермеата найдем по формуле:

где - расход исходного раствора.

Тогда

кг/с

Расход соли с исходным раствором:

кг/с

Потери соли с пермеатом:

кг/с

что в процентах от количества, содержащегося в исходном растворе, составит: 0,00873·100/0,02664=32,0%

Полученное значение больше допустимого (10 %), поэтому рассмотрим следующую по удельной производительности мембрану - МГА-90:

кг соли/кг раствора

кг/с

кг/с

что в процентах от количества, содержащегося в исходном растворе, составит: 0,0017·100/0,02664=6,49%

Это значение находится в пределах допустимого, поэтому выбираем для дальнейших расчетов мембрану МГА-90, имеющую селективность по и удельную производительность по воде

2.1.4 Приближенный расчет поверхности мембраны

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).

Размещено на http://www.allbest.ru/

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:

2.1.5 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-6,5/900, выпускаемыми серийно отечественной промышленностью.

Основные характеристики аппарата ЭРО-Э-6,5/900 приведены ниже:

Длина рулонного модуля , м 0,90

Длина пакета , м 0,95

Ширина пакета , м 0,83

Высота напорного канала, равная толщине сетки-

сепаратора , м

Толщина дренажной сетки , м

Толщина подложки , м

Толщина мембраны , м

Число элементов в модуле 5

Материал корпуса Сталь Х18Н10Т

Диаметр корпуса, мм

Толщина крышки, м

Диаметр крышки, м 0,108

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 0,05 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

n=F/Fа =1021/13=78

2.1.6 Секционирование аппаратов в 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-6,5/900 экспериментально установлено, что оптимальный расход составляет 1000 л/ч (0,278 кг/с).

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:

n2 =12/1,15=10

n3 =12/1,152=9

n4 =12/1,153=8

n5 =12/1,154=7

n6 =12/1,155=6

n7 =12/1,156=5

n8 =12/1,157=5

n9=12/1,158=4

n10=12/1,159=3

n11 =12/1,1510=3

n12=12/1,1511=3

n13=12/1,1512=2

n14=12/1,1513=2

n15=12/1,1514=2

n16=12/1,1515=1

n17=12/1,1516=1

n17=12/1,1516=1

n18=12/1,1517=1

n19=12/1,1517=1

n20=12/1,1519=1

n21=12/1,1520=1

n22=12/1,1521=1

n23=12/1,1521=1

n24=12/1,1523=1

Суммируя число аппаратов, получаем

На основании полученных данных имеем:

Секция	1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12	13
Число аппаратов в секции	12	10	9	8	7	6	5	5	4	3	3	3	2

Секция	14	15	16	17	18	19	20	21	22	23	24
Число аппаратов в секции	2	2	1	1	1	1	1	1	1	1	1

2.2 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

% (масс.).

Средняя линейная скорость движения разделяемого раствора в каналах мембранных аппаратов:

где - расход концентрата.

Подставив значения получим:

м/с

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:

м

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:

м/с

Поперечный поток:

м/с

Теперь рассчитаем наблюдаемую селективность:

откуда

Проверим пригодность выбранной мембраны. Для этого определим концентрацию соли в пермеате, используя полученное значение наблюдаемой селективности:

кг соли/кг раствора.

Найдем расход пермеата:

кг/с

Потери соли с пермеатом:

кг/с

что в процентах от исходного содержания составляет

0,002·100/0,02664=7,5 %

Это значение меньше допустимого (10 %), поэтому нет необходимости перехода к более селективным мембранам.

2.2.1 Уточненный расчет поверхности мембран

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:

кг соли/кг раствора

кг соли/кг раствора

По графику (см. рис. 2.1) находим:

р3H=0,00058 МПа

р2H=0,000176 МПа

кг/м2·с

Сечение на выходе из аппаратов последней секции:

кг соли/кг раствора

кг соли/кг раствора

р3K=0,00065 МПа

р2K=0,00055 МПа

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)100/cH=(0,00013-0,00012)·100/0,00013=7,7 %

Это расхождение невелико, поэтому уравнение для нахождения удельной производительности применимо ко всей установке при использовании среднеарифметического значения :

c=(ck+cH)/2=(0,00013+0,00012)/2=0,00013

Тогда удельная производительность G=0,003-0,0401·х1

Рабочую поверхность мембран можно определить по формуле, если ():

Расхождение со значением, полученным в первом приближении, составляет (1024-930)·100/930=10 %

Полученная разница не превышает 10 %, поэтому перерасчета не делаем.

2.3 Расчет гидравлического сопротивления

Развиваемое насосом давление рассчитывается по формуле:

где - перепад давления через мембрану;

- гидравлическое сопротивление при течении жидкости в каналах аппарата;

- гидравлическое сопротивление дренажного слоя.

Определение .

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

Па

Па

Определение .

где - коэффициент, зависящий от вида дренажного материала. Обычно .

Эквивалентный диаметр (в перерасчете на полный канал) равен: м.

Па

Примем . Тогда Па

Определим давление, которое должен развивать насос:

Па

Напор насоса (при плотности исходного раствора )

м

Наиболее подходящий насос марки ХТр 10/100.

Заключение

В результате полученных расчетов была выбрана ацетатцеллюлозная мембрана МГА-90, имеющую селективность по цн =0,963 и удельную производительность по воде

Также был выбран аппарат с РФЭ типа ЭРО-Э-6,5/900, выпускаемый серийно отечественной промышленностью.

В результате расчетов были получены следующие данные: рабочая поверхность мембран F=1021м2, наблюдаемая селективность цн=0,940, 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=10,86*106 Па, напор насоса Н=1093 м.

1. Описание технологической схемы

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.

2. Расчет выпарной установки

Рассчитать и спроектировать двухкорпусную выпарную установку для концентрирования Gн= 0,518 кг/с водного раствора от начальной концентрации Хн=4,6% до конечной Хк=20% при следующих условиях :

1. Обогрев производится насыщенным водяным паром давлением Рг1=1,079 МПа;

2. Давление в барометрическом конденсаторе Рбк=0,0147 МПа;

3. Выпарной аппарат - тип 1, исполнение 2;

4. Взаимное направление пара и раствора - прямоток;

5. Отбор экстрапара не производится;

6. Раствор поступает в первый корпус подогретым до температуры кипения.

2.1 Определение поверхности теплопередачи выпарных аппаратов

Поверхность теплопередачи каждого корпуса выпарной установки определяют по основному уравнению теплопередачи:

F=Q/K Дtп , где

Q - тепловая нагрузка, кВт

K - коэффициент теплопередачи, Вт/(м2·К)

Дtп - 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.

Первое приближение.

Производительность установки по выпариваемой воде определяют из уравнения материального баланса:

W = Gн·(1-Хн/Хк)=0,518·(1-4,6/20)=0,3988 кг/с

2.1.1 Расчет концентраций упариваемого раствора

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 = 1,0 : 1,1

тогда:

1 = 1,0·W/1,0+1,1 = 1,0·0,3988/2,1 =0,1899 кг/с

2 = 1,1·W/1,0+1,1 = 1,1·0,3988/2,1 = 0,2089 кг/с

Далее рассчитывают концентрации растворов в корпусах:

, или 7,3%

или 20%

Концентрация раствора в последнем корпусе Х2 соответствует заданной концентрации упаренного раствора Хк.

2.1.2 Определение температур кипения растворов

Общий перепад давлений в установке равен:

ДРоб = Рг1 - Рбк = 1,079 - 0,0147 = 2,064 МПа

В первом приближении общий перепад давлений распределяют между корпусами поровну. Тогда давления греющих паров в корпусах (в МПа) равны:

Рг1 = 1,079

Рг2 = Рг1 - Д Роб/2 = 1,079 - 1,064/2 = 0,547

Давление пара в барометрическом конденсаторе

Рбк = Рг2 - ДРоб/2 = 0,547-1,064/2 = 0,015 МПа,

По давлениям паров находим их температуры и энтальпии [1]:

Давление, МПа Температура, ?С Энтальпия, кДж/кг

Рг1 = 1,079 t 1 = 179 I1 = 2784

Рг2 = 0,547 t2 = 158,1 I2 = 2768

Рбк = 0,015 tбк = 53,6 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 (УД) от температурной (Д/), гидростатической (Д//) и гидродинамической (Д///) депрессий.

Гидродинамическая депрессия обусловлена потерей давления пара на преодоление гидравлических сопротивлений трубопроводов при переходе из корпуса в корпус. Обычно в расчетах принимают Д/// = 1,0 - 1,5 град на корпус. Примем для каждого корпуса Д/// = 1 град. Тогда температуры вторичных паров в корпусах равны:

tвп1 = tг2 + Д1/// = 158,1 + 1,0 = 159,1 ?С

tвп2 = tбк + Д2/// = 53,6 + 1,0 = 54,6 ? С

Сумма гидродинамический депрессий

УД/// = Д1/// + Д2/// = 1,0 +1,0 = 2,0 ?С

По температурам вторичных паров определим их давления:

Температура, ?С Давление, МПа

tвп1 =119.0 Рвп1 = 0,14

tвп2 = 94.0 Рвп2 = 0,08

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 - е)/2

где: Н - высота кипятильных труб в аппарате, м;

p - плотность кипящего раствора, кг/м3;

е - паронаполнение (объёмная доля пара в кипящем растворе), м3/м3.

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 Вт/м2. примем q = 20 000 Вт/м2. Тогда поверхность теплопередачи 1-го корпуса ориентировочно равна:

Fор = Q/q = w1r1 / q = 1,221 ·2068 · 103 / 40000 = 63,1257 м2,

Где: r - теплота парообразования вторичного пара [1].

Выпарные аппараты с восходящей пленкой с естественной циркуляцией состоят из кипятильных труб высотой 4 и 5 м при диаметре dн = 38 мм и толщине стенки дст= 2 мм. Примем высоту кипятильных труб Н = 4 м.

При пузырьковом (ядерном) режиме кипения паронаполнение составляет е=0,4…0,6. Примем е = 0,5. Плотность водных растворов, в том числе раствора квасного сусла [3] при температуре 15?С и соответствующих концентрациях равна:

Концентрация, % Плотность, кг/м3

p1 = 1076; p2 =1206

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 е.

Давления в среднем слое кипятильных труб корпусов равны:

Р1ср = Рвп1 + p1gH · (1 - е) = 78,0·104 +1076 · 9,8 ·4 · (1-0,5)/2 = 79 · 104 Па

Р2ср = рвп2 + p2gH · (1 - е) = 15,0 ·104 + 1206 · 9,8 · 4 · (1 - 0,5)/2 = 16 · 104 Па

Этим давлениям соответствуют следующие температуры кипения и теплоты испарения растворителя [1]:

Давление, МПа Температура, ?С Теплота испарения, кДж/кг

Р1ср = 0,79 t1cр = 170 r1ср = 2056

Р2ср = 0,16 t2ср= 100 r2ср= 2260

Определяем гидростатическую депрессию по корпусам

Д1// = t1ср - tвп1 = 170 - 168,1 = 1,9 ?С

Д2// = t2ср - tвп2 = 100 - 54,6 = 45,4 ?С

Сумма гидростатических депрессий равна:

УД// = Д1// + Д2// = 1,9+45,4 = 47,3 ?С

Температурная депрессия Д/ определяется по уравнению

Д/ = 1,62 · 10-2 ·(Т2 / rвп) · Д /атм,

Где: Т - температура паров в среднем слое кипятильных труб, ?С;

Д/атм - температурная депрессия при атмосферном давлении, ?С [2]

Находим значение Д/ по корпусам:

Д1/ = 1,62 · 10-2 ·(170 + 273)2 · 0,2 = 0,31 ?С

2056

Д2/ = 1,62 · 10-2 · (100 + 273)2 · 0,6 = 0,6 ?С

2260

Сумма температурных депрессий равна:

УД/ =Д1/ + Д2/ = 0,31 + 0,6 = 0,91 ?С

Температуры кипения растворов в корпусах равны

tк1 = tг2 + Д1/ + Д1// + Д1///=158,1+0,31+1,9+1=161,31 ?С

tк2 = tбк + Д2/ + Д2// + Д2///=53,6+0,6+45,4+1=100,6 ?С

2.1.3 Расчет полезной разности температур

Общая полезная разность температур равна:

УДtп = Дtп1 + Дtп2

Полезные разности температур по корпусам

Дtп1 = tг1 - tк1 = 179 - 161,31 = 17,69 ?С

Дtп2 = tг2 - tк2 = 158,1 - 100,6 = 57,5 ?С

Тогда УДtп = 17,69 + 57,5 = 75,19 ?С

Проверим полезную разность температур:

УДtп = tг1 - tбк - (УД/+ УД// + УД///) = 179 - 53,6 - (0,91 + 47,3 + 2) = 75,19 ?С

2.1.4 Определение тепловых нагрузок

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) = 1,03 [Gнсн(tк1 - tн) + w1(Iвп1 - свtк1) + Qконц],

Q2 = w1(Iг2 - i2) = 1,03 [(Gн - w1) с1 (tк2 - tк1) + w2(Iвп2 - свtк2) + Q2конц],

Где:

1,03 - 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.

Тогда получим:

Q1 = D (2784 - 759,6) = 1,03 [0,518·3,9 (161,31 - 169,1)+w1(2784 - 4,19·161,31)]

Q2 = w1·(2768 - 667,9) = 1,03· [(0,518 - w1) 3,88· (100,6 - 161,31)+ w2·(2768 - 4,19·100,6)]

W = w1 + w2 = 0,3988

Решение системы уравнений дает следующие результаты:

D = 0,056 кг/с; w1 = 0,25 кг/с; w2 = 0,1488 кг/с;

Q1 = 113,4 кВт; Q2 = 525 кВт.

Полученные величины сводим в таблицу I.

Наибольшее отклонение вычисленных нагрузок по испаряемой воде в каждом корпусе предварительно принятых (w1 = 0,1899 кг/с, w2 = 0,2089 кг/с) не превышает 3%, поэтому не будем пересчитывать концентрации и температуры кипения растворов по корпусам.

Таблица I. Параметры растворов и паров по корпусам

Параметр	Корпус
	1	2
Производительность по испаряемой воде w, кг/с	0,25	0,1488
Концентрация растворов х, %	4,6	20
Давление греющих паров Рг, МПа	1,079	0,547
Температура греющих паров tг, ?С	179	158,1
Температурные потери УД, ?С	19,6	25,9
Температура кипения раствора tк, ?С	161,31	100,6
Полезная разность температур Дtп, ?С	17,69	57,5

2.1.5 Выбор конструкционного материала

Выбираем конструкционный материал, стойкий в среде кипящего раствора квасного сусла в интервале от 4,6% до 20% [6]. В этих условиях химически стойкой является сталь марки Х17. Скорость коррозии ее менее 0,1 мм/год, коэффициент теплопроводности лст = 25,1 Вт/(м·К).

2.1.6 Расчет коэффициента теплопередачи

Коэффициент теплопередачи для первого корпуса определяем по уравнению аддитивности термических сопротивлений:

К1 =(1/б1 +Уд/л+1/б2 )-1 .

Примем, что суммарное термическое сопротивление равно термическому сопротивлению стенки дст /лст и накипи дн /лн .Термическое сопротивление загрязнений со стороны пара не учитываем. Получим:

Уд/л=дст /лст +дн /лн

где дст , дн - толщина стенки, толщина слоя накипи, м.

при дст =0,002 м.

при дн =0,0005 м.

где лст , лн - коэффициент теплопроводности стенки и накипи, Вт/(м•К).

при лст =25,1 Вт/(м·К).

при лн =2 Вт/(м·К).

Уд/л=0,002 /25,1+0,0005/2=2,87 ?10-4 м2 ·К/Вт.

Коэффициент теплоотдачи от конденсирующего пара к стенке б1 равен:

б1 =2,04?((r1 ?сж1 2 •лж1 3 )/(мж1 •Н•Дt1 ))1/4 .

где r1 - теплота конденсации греющего пара, Дж/кг;

рж1 , лж1 , мж1 - соответственно плотность (кг/м3 ), теплопроводность Вт/(м·К), вязкость (Па·с) конденсата при средней температуре пленки:

tпл =tг1 -Дt1 /2

где Дt1 - разность температур конденсации пара и стенки, °С.

Расчет б1 - ведем методом последовательных приближений.

В первом приближении примем Дt1 =2 °С. Тогда

tпл =179-2/2=178°С.

б1 =2,04?(2144?103 ?10322 ?0,4083 /0,19?10-3 ?4?2)1/4 =6484 Вт/(м2 •К)

Для установившегося процесса передачи тепла справедливо уравнение:

q=б1 ?Дt1 =Дtст /(УДд/л)=б2 ?Дt2 ,

где q - удельная тепловая нагрузка, Вт/кв·м; Дtcт - перепад температур на стенке, °С; Дt2 - разность между температурой стенки со стороны раствора и температурой кипения раствора, °С.

Отсюда:

Дtст =б1 ?Дt1 ?(Уд/л)=6484?2?2,87?10-4 =3,72°С.

Тогда

Дt2 =Дtп1 -Дtст -Дt1 =17,69-3,72-2=11,97°С.

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

б2 =А•(q0,6 )=780•(q0,6 )•(л1 1,3 )?(с1 0,5 )?(сп1 0,06 )/((с1 0,3 )•(у1 0,5 )?(гв1 0,6 )•(с0 0,66 )?(м1 0,3 ))

По справочной литературе определяем:

л1 =0,4159 Вт/(м•К); с1 =1068 кг/м3 ; сп1 =1,22 кг/м3 ; у1 =0,067 Н/м; гв1 =2200•103 Дж/кг; с0 =0,529 кг/м3 ; с1 =4095 Дж/кг•К; м1 =0,265?10-3 Па•с

Подставив эти значения, получим:

б2 =780?(q0,6 )?0,41591,3 ?10680,5 ?1,220,06 /0,0670,5 •(2200•103 )0,6 •0,5290,66 •

40950,3 •(0,265•10-3 )0,3 =7,408•(6484)0,6 =1435 Вт/(м2 •К)

Проверим правильность первого приближения по равенству удельных тепловых нагрузок:

q1 =б1 ?Дt1 =6484?2=12968 Вт/кв·м

q2 =б2 ?Дt2 =1435?11,97=17176 Вт/кв·м

q1? q2

Для второго приближения примем Дt1 =5,0 єС

Пренебрегая изменением физических свойств конденсата при изменении температуры на 3,0 град, рассчитаем б1 по соотношению:

б1 =6484?(2/5)1/4 =5156 Вт/(м2 •К)

Получим:

Дtст =5156•5•2,87•10-4 =7,4 °С;

Дt2 =20,08-5-7,4=7,68 °С;

б2 =7,408*(5156?5)0,6 =3285 Вт/(м2 •К)

q1 =5156•5=25780 Вт/м2

q2 =3285•7,68=25229 Вт/м2

q1?q2

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

Находим К1 :

К1 =(1/5156+2,87•10-4 +1/3285)-1 =1271 Вт/(м2 •К).

Далее рассчитываем коэффициент передачи для второго корпуса К2 .

В первом приближении примем Дt1 =4 °С. Тогда:

Дtпл =120,3-2/2=118,3°С

б1 =2,04?(2210?103 ?1133?0,4265/4•4•0,335•10-3 )1/4 =5164 Вт/м2· К

Дtст =5164•4•2,87•10-4 =5,93°С

Дt2 =57,01-4-5,93=47,08°С

б2 =780?(q0,6 )?0,43661/3 ?11870,5 ?0,150,06 /0,0960,5 ?(2350·103 )0,6 0,5290,66 •35090,3 •(0,851•10-3 )0,3 = 4,34(388•4)0,6 =1683 Вт/м2 •К

Проверим правильность первого приближения по равенству удельных тепловых нагрузок:

q1 =б1 ?Дt1 =5164?4=20656 Вт/м2

q2 =б2 ?Дt2 =1683?47,08=79236 Вт/м2

q1? q2

Используя вышеописанный метод приближения, найдем:

Дt1 =18,65°С

б1 =5164?(4/18,65)1/4 =3514 Вт/м2·К;

Дtст =3514•18,65•2,87•10-4 =18,81°С;

Дt2 =57,01-18,81-18,65=19,55°С;

б2 =4,34?(3514?18,65)0,6 =3368 Вт/м2 •К;

q1 =65536 Вт/м2 ;

q2 =65845 Вт/м2 ;

q1?q2

Определим К2 :

К2 =(1/3514+2,87·10-4 +1/3368)-1 =1151 Вт/м2 •К.

2.1.7 Распределение полезной разности температур

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

,

где Дtп j , Qj , Kj - соответственно полезная разность температур, тепловая нагрузка, коэффициент теплопередачи для j-го корпуса.

Подставив численные значения, получим:

Дtп 1 =77,09•(6292/1271)/(6292/1271+4080/1151)=44,92 °С;

Дtп 2 =77,09•(4080/1151)/(6292/1271+4080/1151) =32.17 °С.

Проверим общую полезную разность температур установки:

У Дtп =Дtп1 +Дtп2 =44,92+32,17=77,09 °С;

Рассчитаем поверхность теплопередачи выпарного аппарата по формуле :

F1 =6292•103 /1271•44,92=110,2 м2 ;

F2 =4080•103 /1151•32.17=110,2 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 Дtп представлено в табл. 2:

Таблица 2

Параметры	Корпус
	1	2
Распределенные в 1-ом приближении Дtп , град.	44,92	32.17
Предварительно рассчитанные Дtп ,град	20,08	57,01

Второе приближение

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.

2.1.8 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 Д', Д", Д"' для каждого корпуса, как в первом приближении. Полученные после перераспределения температур(давлений) параметры растворов и паров по корпусам представлены в табл. 3:

Таблица 3

Параметры	Корпус
	1	2
Производительность по испаряемой воде, щ, кг/с Концентрация растворов х, % Температура греющего пара в первом корпусе tг1 °С Полезная разность температур Дtп град Температура кипения раствора tк =tг -Дtп °С Температура вторичного пара tвп = tк -(Д'+ Д") °С Давление вторичного пара Рвп , МПа	0,25 4,6 179 17,69 161,31 159,1 0,78	0,1488 20 158 57,5 100,5 54,6 0,15

Рассчитаем тепловые нагрузки (в кВт):

Q1 =1,03•[5•4,14•(97,98-96,46)+1,859•(2711-4,19•97,98)]=4438

Q2 =1,03[(5-1,859)•3,994•(88,13-96,46)+2,091•(2585-4,19•88,13)]=4665

Расчет коэффициентов теплопередачи, выполненный описанным выше методом, приводит к следующим результатам [Вт/(м2 •К)]:

К1 =1223; К2 =1089

Распределение полезной разности температур

Дtп 1 = 77,09•(4438/1223)/((4438/1223)+(4665/1089))=45,35 град;

Дtп 2 = 77,09•(4665/1089)/((4438/1223)+(4665/1089)) =31,73 град.

Проверим общую полезную разность температур установки:

У Дtп =Дtп1 +Дtп2 =45,36+31,73=77,09 °С

Сравнение полезных разностей температур Дtп , полученных во 2-ом и 1-ом приближении, представлено в табл. 4:

Таблица 4

Параметры	Корпус
	1	2
Дtп ,во 2-ом приближении, град.	45,35	31,73
Дtп в 1-м приближении, град.	44,92	32,17

Различие между полезными разностями температур по корпусам в 1-ом и 2-ом приближениях не превышает 5%.

Поверхность теплопередачи выпарных аппаратов:

F1 =4438000/(1223•45,35)=102,653 м2

F2 =4665000/(1089•31,73)=102,655 м2

По ГОСТ 11987 - 81 выбираем выпарной аппарат со следующими характеристиками:

Таблица 5

Номинальная поверхность теплообмена Р(н),м2 .	125
Диаметр труб d (наружный), мм	382
Высота труб Н, мм	4000
Диаметр греющей камеры dK , мм	1000
Диаметр сепаратора dc , мм	2200
Диаметр циркуляционной трубы dц , мм	700
Общая высота аппарата На , мм	13500
Масса аппарата Ма , кг	11500

Размещено на Allbest.ru

...