Решение задач по химии. Решение задач. Задача 1 3) Задание

• Название: Задача 1 3) Задание
• Анкор: Решение задач по химии
• Дата: 07.05.2022
• Размер: 225.19 Kb.
• Имя файла: Решение задач.docx
• Тип: Задача; #516098

Задача №1 (9.3)

Задание:

Подобрать перемешивающее устройство, провести его расчет и подобрать к нему мотор-редуктор по исходным данным.

Исходные данные:

Номинальный объём реактора Vн = 3,2 м3;

Давление в реакторе Р= 0,6 МПа;

Плотность жидкой фазы ρж = 1020 кг/м3;

Плотность твёрдой фазы ρт = 2500 кг/м3;

Вязкость жидкой фазы µж = 5,4*10-3 Па*с;

размер частиц δ =0,8 мм

Решение:

По рекомендациям, приведенным в табл. 9.1 [1 стр.241] перемешивание при указанных условиях может быть обеспечено трёхлопастной (пропеллерной) мешалкой.

Согласно данным, представленным в табл.9.4 [1 стр. 247] нормализованный реактор с номинальным объёмом 5 м3 имеет диаметр D=1600 мм. Принимаем отношение D/d_м = 3, получаем диаметр мешалки d_м = 1800/3=533,3 мм. На основании данных табл. 9.2 [1 стр.243] окончательно принимаем d_м =560 мм.

Примем окружную скорость мешалки ω=4 м/с. В этом случае частота вращения мешалки:

n= ω/(πd_м)=2,27 с^-1

n_min = 0,65 c^-1

Значение n=2,27 > 0,14, значит оно подходит.

В соответствии с этими данными по табл. 11[1 стр.380] приложения принимаем частоту вращения мешалки n=2,67 с-1(тихоходная мешалка).

Для определения глубины воронки в сосуде найдем значение параметров Г и Re_ЦБ:

Re_ЦБ=(n*d²_м*ρ_ж)/µ_ж=158159

Г=8Нж/D+1=8*0,93/1,6+1=5,65

где Нж = 0,93 м по табл.9.4[1.стр 247]

Найдем значение параметра Е, приняв для трёхлопастной мешалки ξм=0,56:

Е = Г/( ξ_мzRe_цб^0,25)=0,51,

где значение ξ_м = 0,56 табл 9.1 [1.стр 242], z =1 – количество мешалок на одном валу.

При этом значении Е находим по рис. 9.2 [1 стр.244] находим В=14. Глубина воронки в сосуде без перегородки:

h_в= B*n²*d²_м/2=0,15 м

При установке мешалки согласно табл. 9.1 [1 стр. 241] на высоте h=0,5d_м=0,5*0,56=0,28 м предельно допустимая глубина воронки:

hпр= Нж – h=0,65 м

В аппарате следует устанавливать отражательные перегородки.

Для выбора торцового уплотнения рассчитаем предварительно диаметр вала мешалки:

dв= С * dм=0,09296 м,

где С= 0,166 – для трёхлопастных мешалок.

В соответствии с рекомендациями, приведенными в табл. 9.4 [1 стр.247 ] примем диаметр вала dв = 80 мм.

По данным табл. 9.3 [1 стр.246] и условию задачи выбираем торцовое уплотнение ТДФ.

Мощность, теряемая в торцовом уплотнении:

Nуп =6020*d_в^1,3=225,7 Вт.

По рис. 9.3 для трёхлопастной мешалки в аппарате c перегородок при Re_ЦБ=158159 находим значение критерия К_N = 0,3. В этом случае мощность, затрачиваемая на перемешивание, будет равна:

N = K_N*ρ_ж*n³*d_м⁵=120 Вт

Для расчёта мощности электродвигателя примем дополнительные условия - наличие в аппарате уровнемера и трубы передавливания:

Σki=2*1,1=2,2

Коэффициент высоты уровня жидкости в аппарате:

K_н=(Н_ж/D)0,5=0,76

При этих данных для аппарата c перегородками получим:

Nэ=(KпKн Σki N + Nуп) / η=490 Вт,

Где Kп = 1 – для аппаратов с перегородками, η=0,87

По табл. 11 [1 стр. 380] приложения выбираем в качестве привода мешалки мотор-редуктор типа МПО-1 с мощностью электродвигателя N=0.75кВт.

Схема установки



1- сосуд, 2 – теплообменная рубашка, 3 – перемешивающее устройство, 4 – труба передавливания, 5- привод перемешивающего устройства, 6 – термопара.
Задача №2 (9.28)

Задание

Рассчитать реактор-котел периодического действия.

Исходные данные для расчета:

Годова производительность установки, Vг=5,5*10³ м³/год;

Начальная концентрация вещества А, x_Ан=0,2 кмоль/м3;

Степень превращения вещества А, x_А=0,7;

Начальная концентрация вещества В, кмоль/м3-реакция нулевого порядка;

Температура реакции, tр=165 ⁰С;

Константа скорости реакции, Кр=3,3*10⁶;

Удельная теплота реакции, q_р=5300*10^-6 Дж/кмоль;

Вязкость жидкости, µж=10*10^-3 Па*с;

Теплоемкость жидкости, Сж=3,2*10³ Дж/(кг*К);

Теплопроводность жидкости, λж=0,11 Вт/(м*К);

Плотность жидкости, ρж=0,87*10^-3 кг/м3.

Решение

При степени превращения и начальной концентрации 0,2 кмоль/м³ определим конечную концентрацию: 0,06 кмоль/м³.

Необходимое время реакции нулевого порядка рассчитываем по формуле:

3,6*10^-7 с



Принимаем предварительно временный КПД реактора:


где τ_в - вспомогательное время работы реактора, и находим общее время цикла:

=3,6*10^-7/0,7=5,1*10^-7 с

Номинальный объем реактора рассчитываем по формуле:



где - время работы одного цикла, с; φ- коэффициент заполнения реактора;

φ = 0,7 – 0,8 при обработке непенящихся жидкостей; φ = 0,4 – 0,6 при обработке пенящихся жидкостей; ρ – плотность готового продукта, кг/м³; n – число параллельно работающих реакторов.

при п = 1, φ = 0,75:

V=1,36*10^-7

По табл.1 предварительно принимаем реактор со следу­ющими техническими данными: номинальный объем 1 м³, диаметр аппарата D = 1,2м, высота уровня жидкости в аппарате 0,76 м, площадь поверхности теплообмена рубашки 3,4 м²



6) Выполним уточненный расчет.

В общем случае время цикла τ_ц определяется как сумма:
τ_ц = τ_р + τ₁ + τ₂ + τ₃ + τ₄ + τ₅
Рассмотрим каждое слагаемое:

τ_р – продолжительность реакции, зависит от порядка реакции и рассчитывается по формулам:

для реакции нулевого порядка



где К_р0 – константа скорости реакции нулевого порядка, кмоль/(м² с); х_Ан , х_Ак – начальная и конечная концентрация реагирующего вещества А в системе, кмоль/м³

для реакции первого порядка



где К_р1 – константа скорости реакции первого порядка, кмоль/(м² с);

для реакции второго порядка

для реакции второго порядка



где К_р2 – константа скорости реакции второго порядка, кмоль/(м² с); х_Вн – начальная концентрация реагирующего вещества В в системе, кмоль/м³

τ₁ – время подготовки реактора к новому циклу, задается регламентом и составляет : τ₁ = 10 – 60 мин.

τ₂ – длительность загрузки реактора жидкостью:



где - объем жидкости в реакторе, м³; - производительность насоса, подающего жидкость в реактор, м³/с.

τ₃ , τ₄ – продолжительность разогрева τ₃ и охлаждения τ₄ реактора при известной площади поверхности рубашки (змеевика):



где F – площадь поверхности теплообмена, м²; К_3,4 – коэффициент теплопередачи при нагревании и охлаждении, Вт/(м² К); - средняя разность температур при нагревании и охлаждении; - количество теплоты, затрачиваемое для нагревания или охлаждения реакционной массы и реактора.

τ₅ – длительность опорожнения реактора, зависит от способа выгрузки из него прореагировавшей жидкости.

Время τ₅ ориентировочно может быть рассчитано по формуле:

,

а при опорожнении реактора через нижний сливной штуцер:
,

где - объем жидкости в аппарате, м³; - диаметр аппарата, м; - начальная высота уровня жидкости в аппарате, м.

7) Примем время подготовки реактора к новому циклу τ₁ = 15 мин = 900с. Для заполнения реактора реакционной массой ис­пользуем насос производительностью

v_нас = 3 м³/ч. Тогда:

₂ = 0,75 1 3600 /3 = 900 с.
Время опорожнения реактора рассчитаем, исходя из условия слива жидкости через нижний штуцер:


Для расчета ₃ и ₄ дополнительно к исходным данным примем температуры реакционной массы до нагревания t_н= 20⁰С и после охлаждения t_K= 30 °С, теплоемкость материала реактора (стали) с_р = 515Дж/кг-К.

8) Масса реактора приближенно:



где Р- избыточное давление в реакторе, МПа.

9) Количество теплоты, затрачиваемое для нагревания и охлаждения реакционной массы и реактора:

,

где m_p, m_ж – масса реактора и загруженной в него жидкости, кг; с_р, с_ж – удельные теплоемкости материала реактора и жидкости, Дж/кг К; - разность температур в процессе нагревания и охлаждения:

,

где t_p – температура реакции; t_н – начальная температура жидкости до нагревания; t_к– конечная температура жидкости после охлаждения;

Средняя разность температур рассчитывается по условиям нестационарного процесса теплообмена, так как при нагревании или охлаждении температура реакционной массы изменяется во времени.

Если при нагревании реакционной смеси от t_н до t_p жидкий теплоноситель не изменяет своего агрегатного состояния, т.е. температура теплоносителя меняется от до (см. рис.1) средняя разность температур:



где

если при нагревании реакционной массы конденсирующимся водяным паром ₁ = = , то рассчитывается как средняя арифметическая или логарифмическая разность температур.

При охлаждении реактора хладоагентом от t_p до t_к, конечная температура которого изменяется во времени (рис. 1,б), средняя разность температур определяется как



где

10) Определяем количество теплоты:

затраченной на нагревание реакционной массы и реактора:


отведенной при охлаждении реактора



Средняя разность температур при нагревании реактора водя­ным паром при температуре его конденсации _ср =140 °С равна:

Приняв ₁= 20 °С, = 25 °С и рассчитав предварительно:

найдем среднюю разность температур при охлаждении реактора водой, которая не меняет своего агрегатного состояния:



11) Теплоотдача от перемешиваемой среды к стенке сосуда, заключенного в рубашку, или к змеевику, расположенному вдоль стенки сосуда, описывается уравнением:


При этом при теплоотдаче к рубашке; при теплоотдаче к змеевикам.

D – внутренний диаметр реактора, м; d_зм – наружный диаметр трубы змеевика; - центробежный критерий Рейнольдса; n – частота вращения мешалки, с^-1 ; d_м – диаметр мешалки, м; _м – кинематическая вязкость жидкости, м²/с.
Так как при нагревании реакционной массы используется конденсирующийся пар, можно принять коэффициент теплопередачи равным коэффициенту теплоотдачи перемешиваемой сре­ды.
Для его расчета определим:

12) центробежный критерии Рейнольдса


где п= 0,83 с^-1; d_M — диаметр мешалки, м.

Проектируем якорную мешалку, для которой:



Таблица.5.3. Основные параметры и условия работы перемешивающих уст­ройств.



♦ критерий Прандтля:



♦ критерий Нуссельта для якорной мешалки:



где параметры С, а взяты из табл. 5.2, откуда находим коэффици­ент теплоотдачи от перемешиваемой среды к стенке сосуда:


Приняв среднюю температуру воды по уравнению:



Коэффициент В зависит от

0С	0	10,0	20	30	40	60	80	100	150	200
В 10-9	2,64	8,0	15,5	27,0	39,0	68,0	102	147	290	493

=37⁰С соответствует В = 33,4 10⁹, находим разность
температур:



и по уравнению находим произведение:



Используя это значение, по формуле рассчитаем:



и коэффициент теплоотдачи от стенки сосуда к воде во время ох­лаждения по формуле:



где теплопроводность воды λ_в= 0,6 Вт/(мК); высота рубашки Н_р = Н_ж = 0,76м.

Приняв термическое сопротивление загрязнений со стороны перемешиваемой среды r₁ = 210^-4 м²К/Вт и со стороны воды r₂ = = 2,3 10^-4 м²К/Вт , определим коэффициент теплопере­дачи во время охлаждения по формуле:



где
Определим длительность:

♦ периода нагревания реактора по формуле:


где F— площадь поверхности теплообмена рубашки, м² (табл. 1).

периода охлаждения:



♦ одного цикла реактора по формуле:

τ_ц = τ_р + τ₁ + τ₂ + τ₃ + τ₄ + τ₅ = 21800+900+900+1900+6579+657=32736 с.
Уточненное время 32736 с отличается от ранее принятого 31300 на 3,9 %. В этом случае нет необходимости в повторном уточненном расчете.

Таким образом, окончательно выбираем реактор-котел номи­нальным объемом 1 м³, диаметром D = 1200 мм, с площадью тепло­обмена 3,4 м², высотой уровня жидкости при  = 0,75 Н_ж= 0,76 м.
Задача №3 (9.53)

Задание

Подобрать нормализованный аппарат с мешалкой для растворения газа воде и определить количество поглощенного газа по исходным данным.

Исходные данные для расчета:

Газ – СО

y=0,15

pизб=0,02 МПа

Vг=650 м³/ч

Vж=1,75 м³/ч

=3,7 ч

t_p=55^oC
Решение

Для последующих расчетов принимаем согласно справочным данным следующие значения физико-химических показателей воды при температуре 55⁰С:

плотность – ρж=985 кг/м3;

вязкость – μж=0,5064·10-3 Па·с;

поверхностное натяжение – 67,05·10-3 Па·с.

Массовый расход жидкости в аппарате составит:

G=Vж·ρж=1,4·985=1379 кг/ч

Объем жидкости в аппарате определяем по формуле:

vж=G·τ/ρж=1379·2,9/985=4 м3.

Примем предварительно коэффициент заполнения аппарата φ= 0,5, тогда его номинальный объем будет равен:

vн=4/0,5=8 м3

По табл. 9.4 выбираем аппарат диаметром D =2 м. Высота уровня жидкости 1,44 м. Диаметр мешалки принимаем dM=D/4=2/4=0,5 м.

Определяем приведенную скорость газа в аппарате по формуле:

wc=4∙Vг3600∙π∙D2=4∙3603600∙3.14∙22=0,032мс.

Диаметр трубы барботера при скорости газа в ней 25 м/с будет равен:

dбв=4∙Vг3600∙π∙wб=4∙3603600∙3.14∙25=0,071 м.

Принимаем для барботера по табл. 9 приложения трубу диаметром 76х3,5 мм и уточняем скорость газа в ней:

wбв=4∙Vг3600∙π∙dбв2=4∙3603600∙3.14∙0,0692=26,76мс.

Средний диаметр барботера будет равен:

Dср=6·dбн=6·76=456 мм.

Высота расположения барботера над мешалкой:

hбн=0,25·dM=0,25·500=125 мм

Абсолютное давление в реакторе рассчитываем по формуле:

р=0,1+ризб+Нж·ρж·g·10-6=0,1+0,14+1,44·985·9,81·10-6=0,254 МПа.

Принимая, что извлечение СО происходит из его смеси с воздухом, рассчитываем мольную массу смеси и ее плотность при рабочих условиях процесса:

Мольная масса газовой смеси:

Мсм=Мм·у+Мв·(1-у),

где Мм, Мв – молярная масса СО и воздуха соответственно, кг/кмоль;

у – мольная (объемная) доля СО в смеси.

Мсмвх=16·0,12+29·(1-0,12)=27,44 кг/кмоль.

Плотность газовой смеси при рабочих условиях:

ρсмру=Мсм∙Р∙Т022,4∙Р0∙Т=27,44∙0,254∙27322,4∙0,1∙(273+55)=2,59кгм3.

Скорость газа в отверстиях барботера:

wo=3,4∙dбв∙ρжρг=3,4∙0,069∙9852,59=17,42мс.

Примем диаметр отверстий в барботере d=5 мм, тогда общее их количество будет равно:

zo=4∙Vг3600∙π∙d2o∙wo=4∙3603600∙3,14∙0,0052∙17,42=293.

Если все отверстия разместить на окружности диаметра Dcp, то шаг их расположения будет равен:

t=π·Dcp/zo=3,14·456/293=4,89 мм.

С таким шагом отверстия диаметром d=5 мм разместить очень трудно, поэтому расположим их в два ряда по 147 отверстий в каждом ряду. Первый ряд на окружности диаметра Dcp будет иметь шаг t1=3,14·456/147=9,7 мм. Второй ряд разместим на окружности диаметра D0:

D0=Dcp-dбн ·sin45°=456-76·0,707=402 мм.

Шаг размещения в этом ряду t2=3,14·402/147=8,6 мм.

Для расчета количества поглощаемого жидкостью СО рассчитываем частоту вращения мешалки:

n≥4∙Vг3600∙dM3=4∙3603600∙0,53=3,2 с-1.

Значение критерия Рейнольдса при перемешивании жидкости:

Reцб=n∙dM2∙ρжμж=3,2∙0,52∙9850,5064∙10-3=1556082

Соответственно этому значению Reцб нз рис. 9.3 находим для турбинной мешалки в сосуде с перегородками KN =7,2.

Мощность, затрачиваемая на перемешивание гомогенной жидкости:

N=KN·ρж·n3·dM5= 7,2·985·3,23·0,55=7262 Вт.

Д ля расчета газосодержания перемешиваемой системы найдем рассчитываем значение коэффициента А:

А=(Vг∙ρж∙gσ)0,21∙n∙dM∙(HжD)0,4

А=(360∙985∙9,813600·67,05∙10-3)0,21∙3,2∙0,5∙(1,442)0,4=83.

Газосодержание перемешиваемой системы:

φг=С·Аn=0,026·830,26=0,082,

где С=0,026, n=0,26 – коэффициенты при А>18.

Мощность, диссипируемая в рассматриваемом аппарате:

Е=N∙(1-φг)vж∙ρж=7262∙(1-0,082)4∙985=1,692

Коэффициент диффузии СО в воде при t=55°С в соответствии с данными табл. 9.8:

Dж = 2,25·10- 9·[1+0,02·(0,5064·10-3)0,5·(55 - 20)]=2,285·10-9 м2/с.

Объемный коэффициент массопереноса в жидкой фазе:β=3∙104∙Е0,64∙wг0,6∙Dж0,5=3∙104∙1,6920,64∙0,0320,6∙(2,285∙10-9)0,5=0,255 с-1.

Абсолютное давление в аппарате на половине высоты уровня жидкости Нж=1,44 м:

р=ризб+(Нж/2)·ρж·g·10-6=0,14+(1,44/2)·985·9,81·10-6=0,147 МПа.

Равновесная концентрация СО на границе раздела фаз при его концентрации в воздухе у=0,12 и величине m=6105, принятой по табл. 9.8:

х*=у·р·ρж/(m·Мводы)=0,12·0,147·985/(6105·18)=1,581·10-4 кмоль/м3.

Количество СО, поглощенного жидкостью (водой):

G=β·vж· х*=0,255·4·1,581·10-4=1,613·10-4 кмоль/с=9,29 кг/ч.
Задача 4 (9.78)

Задание:

Рассчитать и выбрать тип барботажного реактора для проведения химических превращений

Исходные данные:

Vж=7,5 м³/ч

Vг=1400 м³/ч

Р=0,8 МПа

=0,8 ч

q_p=-8,1*10^-3 Дж/кг

t_p=120 ⁰C

=150 ⁰C

=1020 кг/м³

С_ж=4,1*10^-3 Дж/кгК

λ_ж=0,63 Вт/мК

vж=1,22*10³ м²/с

=55*10³ Н/м
Решение