Добавил:
ivanov666
Опубликованный материал нарушает ваши авторские права? Сообщите нам.
Вуз:
Предмет:
Файл:Процессы и аппараты химической технологии. Методические указания к самостоятельной работе
.pdf
3
F 70,7
Re 10000 10000 11564
10657,010000
;с/м315,0
992021,0
2
10000
2
d
2вн
где
G4
n
,
р
= 992 кг/м3 – плотность воды при 40,2 оС (табл. XXXIX, c. 537
2
в
2
d
вн
22
08,44
2
992315.0021.014,3
7,37
/3/); μ=0,657.10-3 Па.с — динамический коэффициент вязкости воды при
40,2 оС (табл. XXXIX, c. 537 /3/); dвн – внутренний диаметр трубы 0,021
м (см. выше).
Находим ориентировочное значение коэффициента
теплопередачи от конденсирующегося пара жидкости органических
веществ к воде Кор=300–800 Вт/(м2.К) (табл. 4.8, c. 172 /3/). Тогда
максимальная площадь поверхности теплообменника:
Q 848725,7
max
K t 300 40
ор cp
Зная nр и F
, (табл. 4.12, c. 215 /3/) выбираем возможный
мах
вариант теплообменника при условии nт < np, F < F
мах
м2.
:
1) Одноходовой теплообменник с диаметром кожуха 159мм n=13,
F
=3м2.
max
2) Двухходовой теплообменник с диаметром кожуха 325мм n=56/2=28,
F
=17,5м2.
max
3) Шестиходовой теплообменник с диаметром кожуха 600мм
n=196/6=32,6, F
=91м2.
max
При таком числе труб в одном ходу одноходовых теплообменников с
площадью поверхности такого порядка нет (табл. 4.12, c. 215 /3/),
двухходовой имеет F
теплообменник будет шестиходовым (nт=32,6; n
=17,5м2, следовательно, проектируемый
max
=196; F=61 м2, L=4м,
общ
D=600 мм).
Определяем коэффициент теплоотдачи для воды
.
2
Находим режим движения воды в выбранном теплообменнике.
n
2
p
n 32,6
т
37,7
.
Турбулентному течению соответствует критериальное уравнение:
51
0,25
Nu 0.021Re Pr 0,021 11563 4,31 1 69,7
1
2107,2
нар общ
3.78 0.14 888
0.000043
.
Pr
Pr
,
cn
полагая
Pr
Pr
0.8 0.43 0,8 0,43 0,25
0,25
ст
Значение критерия Pr для воды при 40 оС находим из
табл.XXXIX, c. 537 /3/: Pr = 4,31.
Тогда
Nu 69, 7 0.634
2
2 2
d 0.021
ви
Вт/(м2.К),
где λ – коэффициент теплопроводности воды при 40 оС (табл. XXXIX,
c. 537 /3/).
Рассчитываем коэффициент теплоотдачи в вертикальном
теплообменнике для конденсирующегося пара бензола
по
1
уравнению
2
d n
1
3.78
1 1
3
G
1 1
.
Значения физико-химических констант жидкого бензола берём
при температуре конденсации 80 °С:
λ1=0,14 Вт/(м.К) – рис. X, c.561 /3/
ρ1=815 кг/м3 – табл. IV, c.512 /3/
μ1=0,316.10-3 Па·с – табл. IX, c.516.
Расход бензола G1=7800/3600=2,16 кг/с, 025,0d
нар
м.
Следовательно,
2
815 0.025 196
1
3
0.316 10 2.16
3
Вт/(м2.К).
Термическое сопротивление стальной стенки трубы:
ст
0.002
46.5
м2.К/Вт,
где λст = 46,5 Вт/(м·К) – коэффициент теплопроводности стали.
Тепловая проводимость загрязнения со стороны бензола
(табл. XXXI, c. 531 /3/):
52
1
11630
2000
4
r 0,000043 6,3 10
11630 2000
К
F 47,2
100% 22,6% 30%
61
t t 80, 2 59,97
С
2 2
Вт/(м2.К).
r
загр.б
Тепловая проводимость загрязнения со стороны воды:
1
Вт/(м2.К).
r
загр.в
Суммарное термическое сопротивление стенки и загрязнений:
ст
1 1
Определяем коэффициент теплопередачи К:
K 4 4 9
1 1 1 1
1 1
r 6
б
ст
8 8 8 2 10 7 ..2
в
, 3 1 0
4
Требуемая площадь поверхности теплообменника F:
Q 848725.7
т
K t 449
ср
м2.
Выбранная по ГОСТу поверхность теплообмена Fт= 61 м2. Запас
площади поверхности теплообменника
61 47, 2
.
м2.К/Вт.
В т / м
2
Тип теплообменника выбираем по Δt = t
q 449 40
Δt = t
ст1 1
1ст2ст
t 54,31
тр
– tтр = 80,2 – 54,31 = 25,9 )К(С0. Δt < 40 )К(С0.
кож
∑
t t 59,97 48,66
ст1 ст 2
Выбираем теплообменник жесткой конструкции (тип ТН) (см.
табл. XXXV, c.534 /3/).
Пример решения заданий 26–30
Рассчитать горизонтальный кожухотрубчатый теплообменник
для нагревания 20000 кг/ч бензола от начальной температуры 10C до
температуры кипения. Обогрев проводится водяным паром,
– tтр.
кож
о
1
888
С;
04
0
С66,48103,64044997,59rqtt
53
абсолютное давление которого 1,5 кгс/см2. В водяном паре содержится
t 58,8
t t t 100, 7 58,8 41,9
G 5,56
3600
3
V 6,58 10
Q G c (t t ) 5,56 0,425 4190 (80,2 10) 695048
G 0,31
0,5% воздуха.
Определяем среднюю разность температур между
теплоносителями Δtср.
Температура конденсации водяного пара при давлении 5,1p
7,110t
C. (табл. LVII, c. 549 /3/)
конд
кгс/см2
Температура кипения бензола при атмосферном давлении
2,80t
k2
C.
Температурная схема:
110,7 110,7
10 80,2
7,100t
б
5,30t
м
Средняя разность температур
t t
б м
ср
ln
t
б
t
м
100,7 30,5
100,7
ln
30,5
C.
Средняя температура бензола
2ср конд ср
Расход бензола
20000
кг/с.
2
°C.
Объемный расход бензола
G 5,56
2
где 845
2
2
845
2
кг/м3 плотность бензола при температуре 42°C
м3/с,
(табл. IV, c. 512 /3/).
Тепловая нагрузка
2 2 2k 2н
где 425,0с
2
ккал/кг·°C – удельная теплоемкость бензола при
температуре 42°C (рис. XI, c. 562 /3/).
Q 695048
Расход водяного пара
1
r 2232 10
1
3
54
Вт,
кг/с,
где
w 0,24
n 79
F 98,5
Re Re 10000 15800
кДж/кг – удельная теплота парообразования водяного пара
2232r
при давлении 1,5 кгс/см2 (табл. LVII, c. 549 /3/).
Определяем коэффициент теплопередачи К.
Зададимся критерием Рейнольдса 10000Re
. Тогда скорость течения
воды в трубах теплообменника
3
м/с,
2
где
2
10427,0
– вязкость бензола при температуре 42°C
(табл. IX, c.516 /3/);
Re 10000 0, 427 10
2 2
d 0, 021 845
вн 2
3
= 845кг/м
2
3
плотность бензола при 42 C (табл.
IV, c. 512 /3/).
Вычисляем число труб на один ход теплообменника.
3
4V 4 6,58 10
р
2
2 2
d w 3,14 0,021 0, 24
вн 2
.
Принимаем ориентировочное значение коэффициента
теплопередачи 120K
мин
Вт/м2К (табл. 4.8, c. 172 /3/). Тогда
максимальная поверхность теплообмена
Q 695048
Условию
макс
и 5,98F
79n
K t 120 58,8
ср
м2 удовлетворяют несколько
м2.
теплообменников:
а) двухходовой с диаметром 400 мм и числом труб на один ход
50n
табл
(общее число труб 100);
б) четырехходовой с диаметром 600 мм и числом труб на один
ход 5,52n
табл
(общее число труб 206);
в) шестиходовой с диаметром 800 мм и числом труб на один
ход 64n
табл
(общее число труб 384).
Выбираем двухходовой горизонтальный теплообменник с диаметром
400D
мм числом труб на один ход 50, длиной труб
числом труб 100n
и поверхностью теплообмена
общ
м, с общим
4
м2
31F
(табл. 4.12, c. 215 /3/).
Режим движения в выбранном теплообменнике:
n
2
р
n 50
табл
79
.
55
Критериальное уравнение для турбулентного режима имеет
Nu 0,021Re Pr 0,021 15800 5,36 98,8
0,25
Pr 5,36
667,5
2,02 B 2,02 0,65 0, 6 1040 8920
0,5
0,6
B 1040
4
r r r 3,88 10
0,002
46,5
5800
вид:
2 2 2
0,8 0 ,43 0,8 0,43
Pr
Отношение
Pr
2
ст2
0,25
Pr
2
Pr
ст2
принято равным 1 (см. выше).
.
Критерий Прандтля для бензола:
3
,
где 122,0
2
c 0, 425 4190 0, 427 10
2 2
2
2
0,122 1,163
ккал/м·ч·°C –теплопроводность бензола при температуре
42°C (рис. X, c. 561 /3/).
Таким образом,
Nu 98,8 0,122 1,163
2
2 2
d 0, 021
вн
Вт/м2К.
Коэффициент теплоотдачи при конденсации насыщенного
водяного пара на наружной поверхности пучка горизонтальных труб
можно определить по уравнению
n 100 4
1 г t
где
1
для шахматного расположения труб с числом рядов труб по
вертикали 10n
3
G 0,31
1
(рис. 4.7, c. 162 /3/),
в
воздуха в паре 0,5% (рис. 4.9, c. 164 /3/),
3
г
t
Вт/м2К,
для концентрации
для температуры
конденсации пара 110°C (табл. 4.6, c. 162 /3/).
Суммарное сопротивление стенки:
где
1 2
ст
м – толщина стенки греющих труб;
теплопроводность стали;
1 0, 002 1
5800 46,5 5800
1 1
r r
ст1 ст1
м2К/Вт,
ст
Вт/м·К –
Вт/м2·К – тепловая
проводимость загрязнений стенок со стороны водяного пара и бензола
соответственно (табл. XXXI, c. 531 /3/).
Коэффициент теплопередачи
56
K
F 23,64
100% 100% 23,7% 30%
F 31
q K t 500 58,8 29400
F
t t 110,7 107,4
t t q r 107,4 29400 3,8 10 95
2
2
1
1
r
∑
1
ст
1
1
8920
2
1
000388,0
Требуемая площадь теплообмена
Q 695048
р
K t 500 58,8
ср
Запас поверхности
F F
р
31 23,64
Выбираем тип теплообменника
Удельный тепловой поток
Q
Вт/м
ср
1
м2.
Вт/м2К.
500
5,667
.
2
.
ст1 конд
ст2 ст1
q 29400
1
8920
Средняя температура трубок
tt
t
тр
тркож
2ст1ст
954,107
0
Соответственно выбираем по диаметру теплообменник жесткой
конструкции типа ТН (табл. XXXV, c. 534 /3/).
°C,
4
0
°C.
)К(С97
)К(30)К(С7,1397-7,110t -tt
.
57
ПРИЛОЖЕНИЕ 6
x cp y cp
K X K X
x
K
y
K
cp
X
cp
Y
н
Y
к
Y
X 0
Пример решения заданий 41–50
Рассчитать высоту насадки H насадочного абсорбера для
поглощения паров этанола водой из воздуха при t = 20˚C и
Р = 760 мм рт. ст. от ун =1,0 (моль.%) до ук =0,01 (моль.%). Расход
инертной части газовой смеси при нормальных условиях с/м4V
0
3
.
Начальная концентрация абсорбтива в воде Хн = 0. Принять расход
воды L = 1,5·L
; рабочую скорость газа в аппарате равной 50 % от
min
скорости захлебывания. Коэффициент распределения m=1,08. В
качестве насадки использовать кольца Палля (стальные
неупорядоченные) размером
. Характеристики
)мм(6,02525
насадки: σ = 235 м2/м3;
V
= 0,9 м3/м3; dэ = 0,015м. Доля активной
cв
поверхности насадки
φ = 0,95.
Геометрические размеры колонного массообменного аппарата
определяются в основном поверхностью массопередачи, необходимой
для проведения данного процесса, и скоростями фаз.
Поверхность массопередачи может быть найдена из основного
уравнения массопередачи
F
M M
,
где М – количество вещества, переходящее из газовой смеси в жидкую
фазу в единицу времени, или нагрузка аппарата, кг/с;
,
–
коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой
фазам, кг/(м2с);
,
– средняя движущая сила процесса
абсорбции по жидкой и газовой фазам соответственно, кг/кг.
Определение массы поглощаемого вещества и расхода
поглотителя.
Обозначим: А – абсорбтив, В – инертный газ, С – абсорбент.
– начальная относительная массовая концентрация абсорбтива в
газовой фазе;
– конечная относительная массовая концентрация
абсорбтива в газовой фазе;
– начальная относительная массовая
н
58
концентрация абсорбтива в жидкой фазе;
к
X
н к к н
M G (Y Y ) L (X X )
н
X
к
X
н
Y
к
Y
н к
y , y
н
Y
к
Y
у 1,0 моль %
у 0,01 моль%
кг / кг
X 0
XmY
– конечная относительная
массовая концентрация абсорбтива в жидкой фазе.
Расход поглощаемого компонента (этанола) М переходящего из
газовой смеси в поглотитель можно найти из уравнения материального
баланса
,
где L, G – расходы, соответственно, чистого поглотителя (воды) и
инертной части газа (воздуха), кг/с;
,
– начальная и конечная
относительные массовые концентрации этанола в воде, кг этанола/кг
воды;
,
– начальная и конечная относительные массовые
концентрации этанола в воздухе, кг этанола/кг воздуха.
Пересчитаем мольные концентрации
в относительные
массовые концентрации
,
по формуле:
Y
My
A
,
M)y100(
B
где y – концентрация, выраженная в мольных процентах;
мольные массы абсорбтива и инертного газа)
_
Y
н
_
Y 0,000159
к
(100 у )М (100 0,01)29 0,9999
н
Му
АН
М)у100(
у М 0,01 46 0,0001
к А
к В
ВН
;
к
460,1
29)0,1100(
Начальная концентрация этанола в воде
;
01,0
99,0
.
н
Уравнение равновесной линии в относительных массовых
концентрациях:
*
,
M
где
m
– коэффициент распределения
C
mm
M
,
B
где МС – мольная масса абсорбента.
M
C
mm
M
B
18
08,1
67,0
.
29
M,M
BА
.
кг/кг016,0
.
59
Определим L
н к
G(Y Y )
Г
С
МПа
МПа
кг /с
– минимальный расход абсорбента из
min
уравнения:
L
min
где G – массовый расход инертного газа (воздуха)
плотность инертного газа (воздуха) при условиях в абсорбере;
,
*
X
к
0VG
, –
V
–
0
объемный расход инертного газа (воздуха) при условиях в абсорбере (t
= 200С ; Р = 760 мм рт.ст = 0,1 Мпа).
Приведем объемный расход инертного газа (воздуха) к
условиям в абсорбере:
'
0
где
V – объемный расход воздуха, м
0
0
;
0
С273T
0
VV
0
0
С20t0
.
PT)tT(
0
P
0,4
293
273
3
/с;
1,0
3
,м293,4
1,0
3
0
с/м4V
(по заданию);
Пересчитаем плотность инертного газа (воздуха) на условия в
абсорбере:
T
0
Г0Г
где
– плотность воздуха при нормальных условиях (00С,
0
760 мм рт.ст = 0,1МПа); t – температура в абсорбере ,0С,
,
PP)tT(
00
P
–
0
нормальное давление (760 мм рт. ст.=0,1 МПа); P – давление в
абсорбере, МПа;
условиях /3/;
T 273
0
293,1
Г
1,293 кг/м3 – плотность воздуха при нормальных
Г0
0
; 0t 20С ;
273
)20273(
1,0
1,0
P 0,1
0
; P 0,1
;
3
м/кг205,1193,0293,1
.
Определим массовый расход инертного газа (воздуха) по
формуле:
'
г
0
.
с/кг173,5205,1293,4VG
Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту
(этанолу):
M G (Y Y ) 5,173 (0,016 0, 000159) 0,0819
.
н к
60
Соседние файлы в предмете [НЕСОРТИРОВАННОЕ]