Технологическая схема

Рисунок 2 Технологическая схема двухкорпусной выпарной установки.

Исходный раствор центробежным насосом Н подается в кожухотрубный теплообменник ТО, где нагревается до температуры кипения и поступает в первый корпус выпарного аппарата с центральной циркуляционной трубой ВА1. Нагрев раствора в теплообменнике и выпаривание осуществляются за счет теплоты конденсации греющего пара: образовавшийся при этом конденсат, сбрасывается в линию конденсата и может использоваться в качестве оборотной воды. Упаренный раствор из 1-го корпуса поступает во второй корпус ВА2 выпарного аппарата. Образовавшийся при выпаривании вторичный пар из первого корпуса подается во второй в качестве греющего пара, а вторичный пар из второго корпуса поступает в барометрический конденсатор БК, где смешивается с холодной водой, конденсируется и сбрасывается в линию конденсата.

Рисунок 3 – Технологическая схема выпарного аппарата с естественной циркуляцией и вынесенной греющей

Пояснительная записка к курсовому проекту «Процессы и аппараты химической технологии»

1. Расчёт установки обратного осмоса

   1. Степень концентрирования на ступени обратного осмоса.

В аппаратах обратного осмоса раствор концентрируется от начальной концентрации x_1н=0,8% (масс.) до конечной x_1к= 1,58% (масс.)

Степень концентрирования:

К= = 1,975

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. С увеличением перепада рабочего давления через мембрану возрастает движущая сила обратного осмоса и увеличивается удельная производительность мембран.

Принятые показатели:

t=25°C

∆p=5МПа

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 NH₄Cl укладываются в этот диапазон, последующий выбор проводим из ацетатцеллюлозных мембран.

ион NH₄⁺ - ∆Н=327 кДж/моль

ион Cl^- - ∆Н=352 кДж/моль

∆Н_с.г.==335,1 кДж/моль

Рассчитаем истинную селективность для мембраны МГА-100:

lg(1-φ_и) = 6,70-3,215 lg335= -1,401

lg(x) = -1,401 1- φ_и=0,0396 φ_и= 0,960;

МГА95:

lg(1-φ_и) = 3,47-1,844 lg335= -1,1769

lg(x) = -1,1769 1- φ_и=0,9665 φ_и= 0,933;

МГА 90:

lg(1-φ_и) = 2,67- 1,420 lg335= -0,8186

lg(x) = -0,8186 1- φ_и=0,1518 φ_и= 0,877;

МГА 80:

lg(1-φ_и) = 1,00-0,625 lg335= -0,575

lg(x) = -0,575 1- φ_и=0,2660 φ_и=0,734;

мембрана	МГА-100	МГА-95	МГА-90	МГА-80
φи	0,960	0,933	0,877	0,734

средняя концентрация x₂= x_1н(1-k^{-(1-φ) / φ)}) / (1-k^{-1/ 0,734)}) = 0,0028 кг

L_п=L_н(1-k^-1/φ))= 3,33(1-1,975^{-1/ 0,734)})=2,012 кг/с

расход соли с исходным раствором:

L_н x_1н=3,33*0,008=0,0266кг/c

потери соли с пермеатом:

L_пx₂=0,0266*0,0028=0,0056 кг/c, что составит : 21,05%

полученное значение больше допустимого (10%), поэтому рассмотрим следующую мембрану МГА-90:

x₂= x_1н(1-k^{-(1-0,877) / 0,877)}) / (1-k^{-1/ 0,877)}) = 0,0013 кг соли раствора

L_п=L_н(1-k^-1/φ))= 3,33(1-1,975^{-1/ 0,877)})=1,78 кг/с

расход соли с исходным раствором:

L_н x_1н=3,33*0,008=0,0266кг/c

потери соли с пермеатом:

L_пx₂=1,78*0,0013=0,0023 кг/c, что составит : 8,7%

это значение находится в пределах допустимого (10%), поэтому для дальнейших расчетов принимается мембрана МГА-90, имеющая селективность по NH₄Cl φ_и=0,877 и удельную производительность по воде G₀=3,0*10^-3 кг/ (м²*с)

4. Приближенный расчет рабочей поверхности мембран

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.

П_1н= 0,96 МПа

П_1к=1,85 МПа

G_н=G₀(1- П_1н / ∆p)= 3,0*10^-3*(1-0,96/5)=2,4*10^-3 кг/(м²*с)

G_к= G₀(1- П_1к/ ∆p)= 3,0*10^-3*(1-1,85/5)=1,89*10^-3 кг/(м²*с)

G=(G_н+G_к)/2=(2,4+1,89)*10^-3/2=2,15*10^-3 кг/(м²*с)

Тогда рабочая поверхность мембран составит:

F=L_п/G=828м²

5. Выбор аппарата и определение его основных характеристик

В нашем случае используется аппарат с рулонными (спиральными) фильтрующими элементами, ввиду высокой удельной поверхности мембран.

Каждый модуль такого аппарата 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 совместно навитых РФЭ. Аппарат состоит из корпуса, выполненного в виде трубы из нержавеющей стали, в которой размещается от одного до четырех рулонных модулей. Модуль формируется навивкой пяти мембранных пакетов на пермеатоотводящую трубку (6). Пакет образуют две мембраны(11), между которыми расположен дренажный слой (13). Мембранный пакет герметично соединен с пермеатоотводящей трубкой, кромки его так же герметизируют, чтобы предотвратить смешение разделяемого раствора с пермеатом. Для создания необходимого зазора между мембранными пакетами при навивке модуля вкладывают крупноячеистую сетку-сепаратор (12), благодаря чему образуются напорные каналы для прохождения разделяемого раствора. [2]

Исходный раствор через штуцер поступает в аппарат и проходит через витки модуля (напорные каналы) в осевом направлении. Последовательно проходя все модули, раствор концентрируется и удаляется из аппарата через штуцер отвода концентрата. Прошедший через мембраны пермеат транспортируется по дренажному слою к пермеатоотводящей трубке, проходит через отверстия в её стенке и внутри трубки движется к выходному штуцеру.

Длина рулонного модуля lм, м	0,90
Длина пакета lп, м	0,95
Ширина пакета bп, м	0,83
Высота напорного канала, равная толщине стенки сепаратора δс, м	5*10-4
Толщина дренажной сетки δд, м	3*10-4
Толщина подложки δ1, м	1*10-4
Толщина мембраны δ2, м	1*10-4
Число элементов в модуле nэ	5
Материал корпуса	Сталь Х18Н10Т
Диаметр корпуса, мм	130*5
Толщина крышки, м	2.5*10-2
Диаметр крышки, м	0,108

F_э=2(l_п-0,05)(b_п-2*0,05)=2(0,95-0,05)(0,83-0,1)=1,315м²

F_м= F_э* n_э=1,315*5=6,57м²

F_а=2F_м=13м²

S_с=2,25*10^-3 м²

Общее число аппаратов в мембранной установке:

n=F/F_a=64

6. Секционирование аппаратов в установке

Необходимость обусловлена тем, что при параллельном соединении всех аппаратов велико отрицательное влияние концентрационной поляризации, а при последовательном соединении чрезмерно велико гидравлическое сопротивление потоку разделяемого раствора

L_i=(L_нi+L_кi)/2n_i=const

q=L_нi/L_кi=const

n₁=3,33/0,278=12

при оптимальном расходе 1000л/ч (0,278 кг/c)

q=1/(1-24*2,15*10^-3*13/3,33)=1,11

n1=3,33/0,278=12	n2= n1/qi-1=11
n3=10	n4=9
n5=8	n6=7
n7=6

суммируя число аппаратов, замечаем, что

в случае 7 секций недостает двух аппаратов до общего числа 63, которые будут добавлены пропорционально рассчитанному числу аппаратов, в первую и вторую секции:

секция	1	2	3	4	5	6	7
Число аппаратов	13	11	10	9	8	7	6

7. Расчёт наблюдаемой селективности мембран

Средняя удельная производительность:

G=2,15*10^-3 кг/(м²*с)

средняя концентрация:

x₁=(0,8+1,58)/2=1,2% (масс.)

L_к=3,33-2,15*10^-3*13*25=0,039

d_э=2δ_с=1*10^-3 м

Re= = 129

w=(w_н+w_к)/2=[_Lн/(ρ_нS_сn₁)+L_к/(ρ_кS_cn_к]/2

w= 3,33/(998,7*2,25*10^-3*13)+0,039/(1002*2,25*10^-3*13)/2=0,1154 м/c

Nu`=1,67*129^0,34*(0,8886*10^-6/1,840*10^-9)^0,33*(1*10^-3/0,83)^0,3=8,9

Pr`=0,886*10^-6/(1,840*10^-9)=482

β=1,6*10^-5 м/c

Поперечный поток:

U=2,15*10^-3/1002=2,1*10^-6м/c

Наблюдаемая селективность:

lg = +lg= -0,796

lg(x)= -0,796; φ_и= 0,689;

x₂=0,008(1-1,975^{-(1-0,689) / 0,689)}) / (1-1,975^{-1 / 0,689}) = 0,0034

L_п=3,33(1-1,975^{-1 / 0,689}) = 2,09

L_пx2=2,09*0,0034 = 0,007 кг/с

что в процентах от исходного содержания составляет:

0,007*100/0,0534= 13%

Данный результат попадает в диапазон допустимых значений (10-13%) , поэтому нет необходимости перехода к более селективным мембранам.

8. Уточненный расчёт поверхности мембран

Сечение на входе в аппараты первой секции:

x_2н=(1-φ)x_1н=(1-0,689)*0,008= 0,0025

x_3н= x_2н / (1-φ_и)= 0.0025/ (1-0,877) = 0,0202

По графику (см. рис. 2.1) находим:

П_3н =0,6МПа П_2н=0,06Мпа

G_н= G₀[1-( П_3н- П_2н /∆p]= 3,0*10^-3[1-(0,60-0,06)/5] = 2,67*10^-3кг/ (м²*с)

Сечение на выходе из аппаратов последней секции:

x_2к= (1-φ) x_1к=0,00228 кг/раствора

x_3к= x_2к / (1- φ_и)= 0,0185

П_3к =2,40 МПа П_2к= 0,26 МПа

G_k= 3,0*10^-3[1-(2,40-0,26) / 5] = 1,67*10^-3

Найдем значение для крайних сечений:

С_н=( G₀- G_н) / x_1н= (3,0-2,67) *10^-3/ 0,008=0,0412

C_к=(3,0-1,67)*10^-3/ 0,032= 0,0415

Разница между полученными значениями, выраженная в процентах, составляет:

(C_к- С_н)*100/ C_к=0,0415-0,0412*100/0,0415=0,7%

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

C=( С_н +C_к) /2=(0,0412+0,0415)/2=0,0413

F=[-ln +-] = =758,7м²

Расхождение со значением, полученным в первом приближении, составляет:

(828-758,7) 100/ 758,7= 9,1%

полученная разница не превышает 10%, поэтому перерасчет не требуется.

9. Расчёт гидравлического сопротивления

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:

l= 7*2*0,83= 11,62

∆p_п.к.= 48*0,8886*10^-6*1002*11,62*0,1154 / 1*10^-6= 57310Па

∆p_a=57310*5,6=320,934Па

G= (G_н +G_к) / 2= (2,67*10^-3 +1,67*10^-3) / 2=2,17*10^-3кг

Значение определяют на основе общего выражения:

При ламинарном режиме течения в кольцевых и щелевых каналах . Тогда

∆p_п.к=96*0,8*10^-6*2,17*10^-3(0,95-0,05)² / (6*10^-4)³= 624Па

примем ϛ₂=150

∆p_g=624*150=93600Па

Определим давление, которое должен развивать насос:

∆p_н=5+0,443+0,093+0,1*0,443=5,58*10⁶ Па

Напор насоса (при плотности исходного раствора ):

Н=∆p_н /(ρ_н g)= 5,58*10⁶/(998,7*9,81)=569м

В результате полученных расчетов была выбрана ацетатцеллюлозная мембрана МГА-90, имеющую селективность по NH₄Cl φ_и =0,877 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=1660м², наблюдаемая селективность φ_и=0,877 , гидравлическое сопротивление при течении жидкости в канале аппарата ∆p_а=320,934Па, гидравлическое сопротивление дренажного слоя ∆p_д=93600 Па, гидравлическое сопротивление полых каналов ∆p_пк=57310Па, Развиваемое наосом давление ∆p_н=5,58•10⁶Па, напор насоса Н=569 м.