Расчет и проектирование тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

Размещено на http://www.allbest.ru/

Кафедра процессов и аппаратов химической технологии

Дисциплина: «Процессы и аппараты химических и нефтехимических производств»

Тема курсового проекта:

Расчет и проектирование тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

Руководитель проекта Маряхин Н.Н.

Студент группы № 4293-51 Комаров М.А.

Нормоконтролёр Маряхин Н.Н.



Содержание

1. Аналитический обзор

2. Технологический обзор

3. Расчётная часть

3.1 Расчёт ректификационной колонны

3.2 Расчет и подбор теплообменной аппаратуры

3.3 Выбор трубопровода

Заключение



1. Аналитический обзор

В ряде производств нефтяной, пищевой, химической и других отраслей промышленности в результате технологических процессов получают смеси жидкостей, которые необходимо разделять на компоненты.

Для разделения смесей жидкостей и сжиженных газов в промышленности применяют следующие способы: перегонку с водяным паром, простую перегонку, молекулярную перегонку, перегонку с инертным газом и ректификацию.

Одним из наиболее распространённых методов разделения жидких однородных смесей, которые состоят из двух или большего количества компонентов, считается перегонка.

B широком смысле перегонка представляет собой процесс, который включает частичное испарение разделяемой смеси и последующую конденсацию образовавшихся паров, осуществляемые однократно, либо многократно. Разделение перегонкой основанo на различной летучести компонентов смеси при одной и той же температуре. Отсюда следует что при перегонке все компоненты смеси переходят в парообразное состояние в количествах, пропорциональных их фугитивности.

Простая перегонка является процессом однократного частичного испарения жидкой смеси и конденсации образовавшихся паров. Простая перегонка применяется только для разделения смесей, летучести компонентов которой существенно отличаются. Обычно её используют лишь для предварительного грубoго разделения жидких смесей и для очистки сложных смесей от нежелательных примесей, смол и т.п.

При перегонке с водяным паром достигается снижение температуры кипения за счёт введения в смесь водяного пара.

Данный метод используется в случае разделения или очистки от примесей смесей, кипящих при температурах больше 100 ^ЎС.

При перегонке смесей, вместо водяного пара, иногда используют инертные газы, например, двуокись углерода, азот и др. Перегонка в токе неконденсирующегося инертного газа позволяет значительно снизить температуру испарения разделяемой смеси, чем при перегонке в токе водяного пара.

Молекулярная перегонка используется для извлечения дорогостоящих компонентов из смесей, где их содержание достигает в небольших количеств. Ректификация представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров. Процесс осуществляется путём контакта потоков жидкости и пара, которые имеют различную температуру.

Достаточно высокая степень разделения однородных жидких смесей на компоненты может быть достигнута ректификацией. Сущность этого процесса и получаемые результаты можно проследить с помощью t-x-y- диаграммы, представленной на рисунке 1.1.

Рисунок 1.1 Изображение процесса разделения бинарной смеси путём ректификации

Нагревая исходную смесь x₁ до температуры кипения, получим пар, который находится в равновесии с жидкостью. С помощью отбора и конденсации пара получаем жидкость состава x₂, которая обогащена низкокипящим компонентом (x₂>x₁). Нагревая данную жидкость до температуры кипения t₂, получим соответственно пар, конденсация которого даёт жидкость с большим содержанием низкокипящего компонента, который имеет состав x₃, и т.д. Проводя, таким образом, последовательный ряд процессов испарения жидкости и конденсации паров, в итоге получаем дистиллят, который представляет собой чистый низкокипящий компонент.

Исходя из паровой фазы, которая соответствует составу жидкости x_4,

аналогичным путем проводят ряд конденсации и испарений.

Таким образом, получаем остаток, который состоит из высококипящего компонента.

В простом виде процесс многократного испарения можно сделать в многоступенчатой установке, в первой ступени которой будет испаряться исходная смесь. На вторую ступень поступает на испарение жидкость, оставшаяся после отделения паров в первой ступени, а в третьей ступени испаряется жидкость, которая поступила из второй ступени и т.д. Аналогично может быть организован процесс многократной конденсации, при котором на каждую следующую ступень поступают для конденсации пары, оставшиеся после отделения от них жидкости (конденсата) в предыдущей ступени.

Значительно более четкое, полное и экономичное разделение смесей на компоненты достигается в процессах ректификации, проводимых обычно в ректификационных колоннах.

Процесс ректификации осуществляется путём многократного контакта между неравновесной жидкой и паровой фазами, движущимися относительно друг друга.

При различном давлении процесс ректификации протекает непрерывно и периодически.

Ректификационные колонны периодического действия применяют, для разделения жидких смесей в тех случаях, когда применение непрерывно действующих установок неуместно. Как правило, это свойственно для технологических процессов, в которых количества подходящих разделению смесей незначительно и требуется некоторое время для накопления данных продуктов перед разделением или в условиях регулярно меняющегося состава исходной смеси.

Процесс периодически действующей установки изображен на схеме, представленной на рисунке 1.2.

1 - куб-кипятильник; 2 - подогреватель; 3 - ректификационная колонна; 4 - дефлегматор; 5 - делитель потока; 6 - холодильник; 7 - сборники

Рисунок 1.2 Схема ректификационной установки периодического действия

Исходную смесь загружают в куб-кипятильник 1, оснащенный подогревателем 2. Смесь нагревается до кипения и её пары доходят под нижнюю тарелку ректификационной колонны 3. Поднимаясь по колонне, пары обогащаются низкокипящим компонентом, которым обедняется стекающая вниз флегма, которая поступает из дефлегматора 4 на верхнюю тарелку колонны. Пары из колонны поступают в дефлегматор, где они полностью, либо частично конденсируются. В случае полной конденсации жидкость делится с помощью делителя 5 на флегму и дистиллят. Дистиллят охлаждают в холодильнике 6 и направляют в сборники 7.

Процессы периодической ректификации могут проводиться:

при постоянном флегмовом числе. При периодической ректификации содержимое низкокипящего компонента в смеси, кипящей в кубе, сокращается во времени. Поэтому при возобновлении постоянного количества флегмы в колонну дистиллят тоже постепенно обедняется низкокипящим компонентом. В результате фракцию получают в виде различных по составу фракций, отбираемых в отдельные сборники.

2) при постоянном составе дистиллята. Проведение процесса с получением дистиллята постоянного состава вероятно путём постепенного увеличения во времени количества возвращаемой в колонну флегмы или при работе с постепенно возрастающим флегмовым числом. Таким способом выполнение процесса связано с автоматическим регулированием количества флегмы, возвращаемой в колонну, или количества пара, который поступает из кипятильника, что усложняет установку.

Большим минусом ректификационных колонн периодического действия служит ухудшения качества готового продукта по мере протекания процесса, как и потери тепла при периодической загрузке и разгрузке куба.

Ректификационные колонны непрерывного действия состоят из нижней части, в которой происходит удаление низкокипящего компонента из стекающей к низу жидкости, и верхней части, где происходит обогащение поднимающихся паров низкокипящего компонента. Работа установки изображена на схеме, представленной на рисунке 1.3.

1 - емкость для исходной смеси; 2 - подогреватель; 3 - колонна; 4 - кипятильник; 5 - дефлегматор; 6 - делитель флегмы; 7 - холодильник; 8 - сборник дистиллята; 9 - сборник кубового остатка

Рисунок 1.3 Схема ректификационной установки непрерывного действия

Ректификационная колонна 3 имеет цилиндрический корпус, внутри которого установлены контактные устройства в виде тарелок. Снизу вверх по колонне движутся пары, которые поступают в нижнюю часть аппарата из кипятильника 4, который служит выносным или размещается прямо под колонной. С помощью кипятильника создаётся восходящий поток пара. Пары проходят через слой жидкости на нижней тарелке.

За счет тепла конденсации пара получается испарение жидкости на тарелке. Из пара конденсируется и переходит в жидкость больше высококипящий компонент, содержимое которого в поступающем на тарелку паре больше равновесного с составом жидкости на тарелке.

На второй тарелке жидкость содержит много низкокипящего компонента, чем на первой, и должно кипеть при более низкой температуре. Соприкасаясь близко с ней, пар конденсируется неполностью, обогащается низкокипящим компонентом и удаляется на вышерасположенную тарелку.

Пар, который представляет собой на выходе из кипятильника примерно чистый высококипящий компонент, по мере движения вверх все больше обогащается низкокипящим компонентом и покидает верхнюю тарелку колонны в виде примерно чистого низкокипящего компонента, который практически полностью переходит в паровую фазу на пути пара от кипятильника до верха колонны.

Пары конденсируются в дефлегматоре 5, охлаждаемой водой, и получаемая жидкость разделяется в делителе 6 на дистиллят и флегму, которая направляется на верхнюю тарелку колонны. Отсюда следует, что при помощи дефлегматора в колонне создается нисходящий поток жидкости.

Жидкость, которая поступает на орошение колонны, представляет собой почти чистый низкокипящий компонент. Впрочем, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, жидкость всё больше обогащается высококипящим компонентом, конденсирующимся из пара.

Когда жидкость поступает в нижнюю тарелку, она становится чистым низкокипящим компонентом и поступает в кипятильник, обогреваемый глухим паром или другим теплоносителем.

На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на питающую тарелку колонны. Для того, чтобы уменьшить тепловую нагрузку кипятильника, исходную смесь обычно заранее нагревают в подогревателе 2 до температуры кипения жидкости на питающей тарелке.

Питающая тарелка делит колонну на две части, которые имеют различные назначения.

В дефлегматоре 5 могут быть сконденсированы либо все пары, поступающие из колонны, либо только часть их соответствующая количеству возвращаемой в колонну флегмы. В первом случае часть конденсата, остающаяся после отделения флегмы, представляет собой дистиллят или верхний продукт, который после охлаждения в холодильнике 7 направляется в сборники дистиллята 8. Во втором случае несконденсированные в дефлегматоре пары одновременно конденсируются и охлаждаются в холодильнике 7, который при таком варианте работы служит конденсатором- холодильником.

Жидкость, которая выходит из низа колонны, также делится на две части. Одна часть направляется в кипятильник, а другая - это остаток после охлаждения водой в холодильнике 7 направляется в сборник 9.

Плюсами непрерывной ректификации являются однородность получаемого продукта, легкость автоматизации, высокая производительность.

В промышленности применяются разнообразные конструкции тарельчатых аппаратов. По способу слива жидкости с тарелок их можно разделить на колонны с тарелками со сливными устройствами (ситчатые, колпачковые, клапанные) и с тарелками без сливных устройств.

Колонна с ситчатыми тарелками, изображенная на рисунке 1.4, представляет собой вертикальный цилиндрический корпус 1 с горизонтальными тарелками 2, в которых по всей поверхности равномерно просверлено большое число отверстий с диаметром 1-5 мм. Для регулирования уровня жидкости на тарелке и ее слива используются переливные трубки 3, нижние концы которых погружены в стаканы 4.

1 - корпус; 2 - тарелка; 3 - переливная труба; 4 - стакан

Рисунок 1.4 Колонна с ситчатыми тарелками

Ситчатые тарелки отличаются простотой устройства, легкостью монтажа, ремонта и осмотра. Гидравлическое сопротивление тарелок этого типа сравнительно невелико. Ситчатые тарелки устойчиво работают в довольно широком интервале скоростей газа, причем в определенном диапазоне нагрузок по газу и жидкости эти тарелки обладают высокой эффективностью.

Однако, ситчатые тарелки весьма чувствительны к загрязнениям и осадкам, которые забивают отверстия. В случае внезапного прекращения поступления газа с ситчатых тарелок сливается вся жидкость, а для возобновления процесса требуется вновь запустить колонну.

Ректификация - это массообменный процесс, осуществляющийся в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами, аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подхода к расчёту и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различное соотношение нагрузок по жидкости и пару в верхней и нижней частях колонны, переменные по высоте колонны физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчёт.



2. Технологический обзор

Принципиальная схема ректификационной установки приведена на рисунке 2.1.

1 - емкость для исходной смеси; 2, 9 - насосы; 3 - теплообменник- подогреватель; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колонна; 6 - дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 - емкость для сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - емкость для сбора кубовой жидкости.

Рисунок 2.1 Принципиальная схема ректификационной установки

Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси x_f.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, которая образуется при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка x_w, т.е. обеднён легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава x_p, получаемой в дефлегматоре 6 путём конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения

- дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8. Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащённый труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием низкокипящего компонента) и кубовый остаток (обогащённый высококипящим компонентом).



3. Расчётная часть

3.1 Расчёт ректификационной колонны

Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объёма аппарата, его стоимость и др.) ряд требований может определяться спецификой производства: большим интервалом устойчивой работы при изменении нагрузок по фазам, способностью тарелок работать в среде загрязненных жидкостей, возможностью защиты от коррозии и т.п. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе.

Размеры тарельчатой колонны (диаметр и высота) обусловлены нагрузками по пару и жидкости, типом конкретного устройства (тарелки), физическими свойствами взаимодействующих фаз.

Материальный баланс колонны и оптимальное флегмовое число

Производительность колонны по дистилляту P и кубовому остатку W определим из уравнения материального баланса колонны:

(3.1)

где G, P, W - производительности колонны соответственно по исходной смеси, дистилляту и кубовому остатку, кг/с.

(3.2)

где - содержание низкокипящего компонента соответственно в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке, массовые доли.

Производительность по кубовому остатку определим по формуле:

(3.3)

Производительность по дистилляту определяется по формуле:

(3.4)

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R. Его оптимальное значение можно найти путём технико-экономического расчёта. Для его проведения необходимо минимальное значение флегмового числа R_min, которое определяется по формуле:

(3.5)

где x_p и x_f - мольные доли низкокипящего компонента соответственно в дистилляте и исходной смеси;

y^*_f - концентрация низкокипящего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.

Температура кипения бензола равна 80,1 ^єС [5]. Температура кипения толуола равна 110,6 ^єС [5].

Таким образом, низкокипящим компонентом является бензол.

Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению:



(3.6)

где x - мольная доля бензола;

M_б - молекулярная масса бензола, равная 78,11 г/моль;

M_т - молекулярная масса толуола, равная 92,14 г/моль.

По формуле (3.6) мольная доля бензола в исходной смеси равна:

По формуле (3.6) мольная доля бензола в дистилляте равна:

По формуле (3.6) мольная доля бензола в кубовом остатке равна:

С помощью диаграммы равновесия между паром и жидкостью при постоянном давлении для системы бензол-толуол, определим концентрацию бензол в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью (рисунок А.1). Равновесные концентрации (в мольных долях) паровой и жидкой фазы системы бензол-толуол определим исходя из справочных данных (Коган с. 288).

Таким образом, при x_f = 0,409 y^*_f = 0,63.

Тогда минимальное флегмовое число по формуле (3.5) равно:

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы в, определим соответствующие флегмовые числа по формуле:

(3.7)

Для расчёта оптимального флегмового числа необходимо знать число ступеней изменения концентрации, которое можно определить графическим построением таких ступеней между равновесной и рабочей линиями.

Уравнение рабочей линии для верхней (укрепляющей) части колонны:

(3.8)

Уравнение рабочей линии для нижней (исчерпывающей) части колонны:

(3.9)

где F - относительный мольный расход питания.

(3.10)

При флегмовом числе R₁ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.1). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 24.

При флегмовом числе R₂ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):



Построим график полученной зависимости (рисунок Б.2). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 13,6.

При флегмовом числе R₃ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.3). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 11.

При флегмовом числе R₄ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):



Построим график полученной зависимости (рисунок Б.4). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 9,6.

При флегмовом числе R₅ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.5). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 8,8.

Вычислив число ступеней изменения концентрации для всех флегмовых чисел, найдём значения комплексов N_i(R_i+1). Результаты расчёта флегмовых чисел, числа ступеней изменения концентрации и проведения технико-экономического расчёта представлены в таблице 3.1.

Таблица 3.1

Результаты расчётов

Коэффициент избытка флегмы в	Действительное флегмовое число	Число ступеней изменения концентрации Ni	Значение комплекса Ni(Ri+1)
1,05		24	57,36
1,35		13,6	37,94
1,75		11	36,52
2,35		9,6	39,55
3,3		8,8	47,34

Строим график в координатах N(R+1) - R_д (рисунок В.1).

Минимальное значение комплекса N Ч--(R + 1) соответствует значению действительного флегмового числа R_опт = 2,15, при этом коэффициент избытка флегмы по формуле (3.7):

При флегмовом числе R_опт = 2,15 уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Г.1). При действительном флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 11,5.

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней L_в и нижней L_н частей колонны определяют из соотношений:



(3.11)

(3.12)

где M_p и M_f - мольные массы соответственно дистиллята и исходной смеси, кг/кмоль;

M_в и M_н - средние мольные массы жидкости вверхней и нижней частях колонны, кг/кмоль.

Мольная масса исходной смеси вычисляется по формуле:

(3.13)

Мольная масса дистиллята вычисляется по формуле:

(3.14)

Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны рассчитываются по формулам:

(3.15)

(3.16)

где x_ср.в и x_ср.н - средние мольные составы жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны.

Средний мольный состав жидкости в верхней части колонны вычисляется по формуле:

(3.17)

Средний мольный состав жидкости в нижней части колонны вычисляется по формуле:

(3.18)

Средняя мольная масса жидкости в верхней части колонны по формуле (3.15) равна:

Средняя мольная масса жидкости в нижней части колонны по формуле (3.16) равна:

Средний массовый расход (нагрузка) по жидкости для верхней части колонны определяется из соотношения (3.11):

Средний массовый расход (нагрузка) по жидкости для нижней части колонны определяется из соотношения (3.12):

Средний мольный состав пара в верхней части колонны y_ср.в вычисляется по формуле:

(3.19)

Средний мольный состав пара в нижней части колонны y_ср.н вычисляется по формуле:

(3.20)

Средняя мольная масса паров в верхней части колонны M'_в вычисляется по формуле:

(3.21)

Средняя мольная масса паров в нижней части колонны M'_н вычисляется по формуле:

(3.22)

Средний массовый расход (нагрузка) по пару для верхней части колонны G_B определяется из соотношения:

(3.23)

Средний массовый расход (нагрузка) по пару для нижней части колонны G_H определяется из соотношения:

(3.24)

Скорость пара и диаметр колонны

С помощью t - x,y диаграммы из приложения Д, рисунок Д.1 определим средние температуры паров и жидкостей по средним составам фаз.

Температура паров в верхней части колонны t_y.в = 91,4 °С. Температура паров в нижней части колонны t_y.н = 104,2 °C. Температура жидкости в верхней части колонны t_x.в = 81,8°C. Температура жидкости в нижней части колонны t_x.н = 110 °C. Рассчитаем плотность паров в верхней и нижней частях колонны:

(3.25)

где М - молекулярная масса газа, кг/кмоль;

Р - давление, при котором определяется плотность, Па;

Р₀ - нормальное давление, равное 101325 Па;

Т - температура, при которой определяется плотность, К;

Т₀ - нормальная температура, равная 273 К.

Для верхней части колонны по формуле (3.25) плотность паров равна:

Для нижней части колонны по формуле (3.25) плотность паров равна:

Плотность жидкой смеси рассчитывается в соответствии с правилом аддитивности рассчитывается по формуле:

(3.26)

где с_б и с_т - плотности чистых соответственно бензола и толуола при соответствующей температуре, кг/м³;

ц_б и ц_т - объёмные доли соответственно бензола и толуола.

Объёмную долю компонента бинарной смеси можно вычислить по формуле:

(3.27)

Плотность чистого бензола при 91,4 ^оC с_б.в = 805,9 кг/м³ [3]. Плотность чистого толуол при 91,4 ^оC с_т.в = 799,7 кг/м³ [3].

Объёмная доля бензола для верхней части колонны по формуле (3.27) равна:

Плотность чистого бензола при 104,2 ^оC с_б.н = 790,634 кг/м³ [3]. Плотность чистого толуол при 104,2 ^оC с_т.н = 785,831 кг/м³ [3]. Объёмная доля бензола для нижней части колонны по формуле (3.27) равна:

Плотность жидкой смеси в верхней части колонны в соответствии с формулой (3.26):

Плотность жидкой смеси в нижней части колонны в соответствии с формулой (3.26):

Средняя плотность жидкости по высоте колонны определим усреднением плотности жидкости в верхней и нижней частях колонны:

Для ситчатых тарелок предельно допустимую скорость рекомендуется рассчитывать по уравнению:



где предельная скорость пара, м/с; плотность жидкости, кг/м³; плотность пара, кг/м³.

Допустимая скорость для верхней части колонны по формуле (3.28):

Допустимая скорость для нижней части колонны:

Примем рабочие скорости паров колонны меньше на 20%:

Ориентировочный диаметр верхней и нижней частей колонны d, выраженный в метрах, определим из уравнения расхода (3.29):

Ориентировочный диаметр верхней части колонны по формуле (3.29):

Ориентировочный диаметр нижней части колонны по формуле (3.29):

Возьмем стандартный диаметр d, равный 2.0 м, одинаковым для обеих частей колонны. При этом действительная рабочая скорость паров верха и низа колоны определяется по формуле (3.30):

(3.30)

где d - рассчитанный диаметр колонны, м;

Действительная рабочая скорость паров верха и низа колонны по формуле (3.30) равна:

Для колонны диаметром 2,0 м выбираем ситчатую тарелку ТС-Р со следующими конструктивными размерами [1]:

Диаметр отверстий в тарелке d₀, м 0,005

Шаг между отверстиями t, м 0,012

Свободное сечение тарелки F_c 0,158

Высота переливного порога h_пер, м 0,03

Ширина переливного порога b, м 1,19

² 2,822

Рабочее сечение тарелки S_t, м

Скорость пара в рабочем сечении тарелки найдем по формуле (3.31):

Скорость пара в рабочем сечении тарелки верхней части колонны:

Скорость пара в рабочем сечении тарелки нижней части колонны:

Высота светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержание барботажного слоя

Высота светлого слоя жидкости для ситчатых тарелок находят по уравнению (3.32):

где - удельный расход жидкости на 1 м ширины словной перегородки, м²/с;

b - ширина сливной перегородки, м;

h_пер - высота переливной перегородки, м;

у_х.н,у_х.в - поверхностное натяжение соответственно жидкостей при средней температуре в колонне, Н/м;

µ_х - вязкость жидкости, мПа с;

m = 0,05 - 4,6h_пер = 0,05 - 4,6 0,03 = -0,088

Удельный расход жидкости на 1 м ширины сливной перегородки:

- для верхней части колонны:

- для нижней части колонны:

Поверхностное натяжения при t_в = 91,4 ? бензола составляет 20,3 ·10^-3 Н/м [1, с. 526-527] и для толуола 20,6·10^-3 Н/м [1, с. 526-527] в верхней части колонны. В нижней части колонны при t_н = 104,2 ? бензола составляет 18,6·10^-3 Н/м [1, с. 526-527] и для толуола 19,2·10^-3 Н/м [1, с. 526-527].

Для расчетов в качестве возьмем значение поверхностного натяжения смеси бензола и толуола по формуле (3.33):

(3.33)

- для верхней части колонны:

- для нижней части колонны:

При t_в = 91,4 ? вязкость жидкого бензола вверху колонны м_в.х.б. равна 0,293 мПа•с [1, с. 516], а жидкого толуола м_в.х.т. соответственно 0,299 мПа•с [1, с. 516]. При t_н = 104,2 ? вязкость жидкого бензола внизу колонны м_н.х.б. равна 0,257 мПа•с [1, с. 516], а жидкого толуола м_н.х.т. соответственно 0,267 мПа•с [1, с. 516].

Вязкость жидких смесей определим по формуле (3.34):

где вязкость жидкой смеси, мПа с;

вязкость жидкого бензола, мПас; вязкость жидкого толуола, мПа с.

Подставляя все необходимые значения в формулу (3.34) получим:

для верхней части колонны:

- для нижней части колонны:

Выразим вязкости жидких смесей в верхней и нижней частях колонны из полученных соотношений:

Подставим все полученные значения в формулу (3.32):

- для верхней части колонны:

- для нижней части колонны:

Паросодержание барботажного слоя определяем по формуле (3.35):

где критерий Фруда

- для верхней части колонны:

- для нижней части колонны:

Вычислим по формуле (3.35) паросодержание барботажного слоя:

- для верхней части колонны:



- для нижней части колонны:

Коэффициенты массопередачи и высота колонны

Динамический коэффициент вязкости жидкого бензола при 20 ^оС 20

м_б = 0,65 мПа·с.

Динамический коэффициент вязкости жидкого толуола при 20 ^оС 0

Динамический коэффициент вязкости жидкой смеси для верхней части колонны при 20 ^оС равен:

Динамический коэффициент вязкости жидкой смеси для нижней части колонны при 20 ^оС равен:

Коэффициент диффузии в жидкости при 20 ^оС определяется по соотношению:

(3.36)

где н_б и н_т - мольные объёмы компонентов бинарной смеси, см³/моль;

А и В - коэффициенты, зависящие от свойств компонентов бинарной смеси.

Для бензола коэффициент А = 1 [3]. Для толуола коэффициент B = 1 [3].

Мольный объём бензола н_б =14,8 · 6 + 3,7 · 6 - 15 = 96 см³/моль [3].

Мольный объём толуола н_т = 14,8 · 7 + 3,7 · 8 - 15 = 118,2 см³/моль [3].

Коэффициент диффузии в жидкости при 20 ^оС для верхней части колонны по формуле (3.37) равен:

Коэффициент диффузии в жидкости при 20 ^оС для нижней части колонны по формуле (3.36) равен:

Коэффициент диффузии в жидкости при температуре отличной от 20 ^оС связан с коэффициентом диффузии в жидкости при 20 ^оС следующим соотношением:

(3.37)

где b - температурный коэффициент.

Температурный коэффициент может быть определён по эмпирической формуле: ректификация колонна масоотдача смесь



(3.38)

20 о 3

где с_x - плотность жидкости при 20 С, кг/м.

20 3

Плотность жидкого бензола при 20 ^оС с_б = 879 кг/м.

20 3

Плотность жидкого толуола при 20 ^оС с_т = 879 кг/м.

Плотность жидкости для верхней части колонны при 20 ^оС по формуле (3.26) равна:

Плотность жидкости для нижней части колонны при 20 ^оС по формуле (3.26) равна:

Температурный коэффициент для верхней части колонны по формуле (3.38) равен:

Температурный коэффициент для нижней части колонны по формуле (3.38) равен:



Коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при ^оС по формуле (3.37) равен:

Коэффициент диффузии в жидкости для нижней части колонны при ^оС по формуле (3.37) равен:

Коэффициент диффузии в паровой фазе может быть вычислен по уравнению (3.39):

(3.39)

где T - температура, К;

P - абсолютное давление, Па.

Коэффициент диффузии в паровой фазе для верхней части колонны при ^оС по формуле (3.39) равен:

Коэффициент диффузии в паровой фазе для нижней части колонны при ^оС по формуле (3.39) равен:

Вязкость паров чистого бензола при ^оС м_y.б.в = 9,282 мкПа·с [4]. Вязкость паров чистого толуола при ^оС м_y.т.в = 8,689 мкПа·с [4]. Вязкость паров чистого бензола при ^оС м_y.б.н = 9,602 мкПа·с [4]. Вязкость паров чистого толуола при ^оС м_y.т.н = 9,004 мкПа·с [4]. Вязкость газообразной смеси определяется по формуле:

(3.40)

Для нижней части колонны:

Коэффициенты массоотдачи в жидкой фазе определяются по соотношению:

(3.41)

Вязкость чистого толуола при 88,235 ^оС м_т.в = 0,299 мПа·с [4]. Вязкость чистого бензола при 101,971 ^оС м_б.н = 0,257 мПа·с [4]. Вязкость чистого толуола при 101,971 ^оС м_т.н = 0,267 мПа·с [4]. Вязкость жидкой смеси для верха колонны равна:

Вязкость жидкой смеси для низа колонны равна:

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе для верхней части колонны по формуле (3.42) равен:

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе для нижней части колонны по формуле (3.42) равен:

Коэффициенты массоотдачи в паровой фазе определяются по соотношению:

(3.43)

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе для верхней части колонны по формуле (3.43) равен:

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе для нижней части колонны по формуле (3.43) равен:

Пересчитаем коэффициенты массоотдачи на кмоль/(м²•с) по соотношению:

(3.44)

Для верхней части колонны коэффициенты массотдачи в жидкой и паровой фазах по формуле (3.44) равны:

Для нижней части колонны коэффициенты массотдачи в жидкой и паровой фазах по формуле (3.44) равны:

Коэффициенты массоотдачи, рассчитанные по средним значениям скоростей и физических свойств паровой и жидкой фаз, постоянны для верхней и нижней частей колонны. В то же время коэффициент массопередачи - величина переменная, зависящая от кривизны линии равновесия, т.е. от коэффициента распределения. Поэтому для определения данных, по которым строится кинетическая линия, необходимо вычислить несколько значений коэффициента массопередачи в интервале изменения состава жидкости от x_щ до x_p.

Пусть x = 0,16. Коэффициент распределения компонента по фазам (тангенс угла наклона равновесной линии в этой точке) m = 1,754.

Коэффициент массопередачи вычисляется по формуле:

(3.45)

Содержание низкокипящего компонента x = 0,16 соответствует нижней части колонны, поэтому коэффициент массопередачи необходимо рассчитывать по коэффициентам массоотдачи для нижней части колонны.

Коэффициент массопередачи по формуле (3.45) равен:

Общее число единиц переноса на тарелку определяется по уравнению:



(3.46)

Локальная эффективность определяется по уравнению:

(3.47)

Фактор массопередачи для нижней части колонны определяется по уравнению:

(3.48)

Фактор массопередачи для верхней части колонны определяется по уравнению:

(3.49)

Фактор массопередачи по формуле (3.48) равен:

Долю байпасирующей жидкости и примем равной 0,1 [1].

Число ячеек полного перемешивания определяется по уравнению:



(3.50)

где l_T - длина пути жидкости на тарелке, м;

l - длина пути, соответствующая одной ячейке перемешивания, м.

Длину пути, соответствующую одной ячейке перемешивания примем равной 0,35 м [1].

Длину пути жидкости на тарелке определим по формуле:

(3.51)

Число ячеек полного перемешивания по формуле (3.50) равно:

Относительный унос жидкости в тарельчатых колоннах определяется в основном скоростью пара, высотой сепарационного пространства и физическими свойствами жидкости и пара. В настоящее время нет надежных зависимостей, учитывающих влияние физических свойств потоков на унос, особенно для процессов ректификации.

По графическим данным [2, с. 242] унос на тарелках является функцией комплекса Коэффициент m, учитывающий влияние на унос физических свойств жидкости и пара определяют по уравнению:

(3.52)

Для верней части колонны:

Для нижней части колонны:

Высота сепарационного пространства равна:

(3.53)

где H межтарельчатое расстояние, равное 0,5 м;

высота барботажного слоя (пены), м.

Определим высоту барботажного слоя для верхней части колонны:

Для нижней части колонны:

Высота сепарационного пространства для верхней части колонны равна:

Для нижней части колонны:

Следовательно, комплекс для верхней части колонны будет равен:

Для нижней части колонны:

При таком значении комплекса унос для верхней части колонны e = 0,142, для нижней части колонны e = 0,144 [1]. Примем среднее значение e = 0,143.

Коэффициент В определяется по формуле:

(3.54)

Коэффициент E_My” определяется по формуле:

(3.55)

Коэффициент E_My' определяется по формуле:



(3.56)

Эффективность тарелки по Мэрфри определяется по соотношению:

(3.57)

Концентрация легкокипящего компонента в паре на выходе из тарелки определяется по соотношению:

(3.58)

где y_н - концентрация ацетона в паре на входе в тарелку;

y* - концентрация легкокипящего компонента в паре равновесная с жидкостью на тарелке.

Концентрация легкокипящего компонента в паре на входе в тарелку определяется из рабочей линии (рисунок Г.1). При x = 0,16 y_н= 0,224.

Концентрация легкокипящего компонента в паре равновесная с жидкостью на тарелке определяется из равновесной линии (рисунок Г.1). При x = 0,16 y*= 0,306.

Концентрация легкокипящего компонента в паре на выходе из тарелки по формуле (3.58) равна:

Аналогичным образом подсчитаны y_к и для других составов жидкости. Результаты расчётов параметров, необходимых для построения кинетической кривой приведены в таблице 3.2.

Таблица 3.2

Расчет параметров

	колонны
x	0,16	0,2	0,3	0,4	0,5	0,7	0,9
m	1,754	1,504	1,136	0,932	0,798	0,633	0,532
Kf	0,033	0,034	0,036	0,028	0,029	0,0406	0,045
n0	1,361	1,424	1,527	1,107	1,147	1.214	1.246
Ey	0,744	0,759	0,783	0,669	0,682	0,83	0,709
Пара- метр	Нижняя часть колонны	Верхняя часть колонны
B	1,012	0,898	0,722	0,953	0,855	1,12	0,647
л	1,213	1,04	0,786	1,341	1,464	1,214	0,709
EMy”	1,112	1,085	1,044	0,978	0,959	0,967	0,918
EMy'	0,967	0,965	0,957	0,862	0,862	0,874	0,856
EMy	0,874	0,872	0,866	0,729	0,729	0,727	0,725
yн	0,224	0,282	0,426	0,541	0,616	0,766	0,916
y*	0,306	0,372	0,507	0,619	0,713	0,857	0,959
yk	0,296	0,36	0,496	0,598	0,687	0,832	0,947

Взяв из таблицы 3.2 значения x и y_k строим кинетическую линию в приложении Е, рисунок Е.1. Графическим построением ступеней изменения концентрации между рабочей и кинетической линиями определяем число действительных тарелок для нижней части колонны N_H = 11 и верхней части колонны N_B = 9.

Общее число тарелок ректификационной колонны определится соотношением:



(3.59)

Высоту тарельчатой ректификационной колонны определим по формуле:

(3.60)

где z_B -расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны, м; z_H - расстояние между днищем колонны и нижней тарелкой, м.

В соответствии с диаметром колонны расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны равно 1 м [1], расстояние между днищем колонны и нижней тарелкой равно 2 м [1].

Общая высота колонны по формуле (3.60) равна:

Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Гидравлическое сопротивление тарелок колонны определяется по уравнению:

(3.61)

где ?P_B и ?P_Н - гидравлическое сопротивление тарелки соответственно верхней и нижней частей колонны, Па.

Гидравлическое сопротивление тарелки определяется по формуле:

(3.62)

где гидравлическое сопротивление сухой тарелки, Па;

гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя, Па;

?P_у - гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, Па.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки определяется по формуле:

(3.63)

где о = 1,85 - коэффициент сопротивления сухой тарелки.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки по формуле (3.63) для верхней части колонны равно:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки по формуле (3.63) для нижней части колонны равно:

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелке определяется по формуле:

(3.64)

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелке для верхней части колонны по формуле (3.64) равно:



Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелке для нижней части колонны по формуле (3.64) равно:

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, определяется по формуле:

(3.65)

где d_э - эквивалентный диаметр отверстий в тарелке, м.

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

Гидравлическое сопротивление тарелки верхней части колонны по формуле (3.62) равно:

Гидравлическое сопротивление тарелки нижней части колонны по формуле (3.62) равно:



Гидравлическое сопротивление тарелок колонны, определяемое по формуле (3.61), равно:

3.2 Расчёт и подбор теплообменной аппаратуры

Подогреватель исходной смеси

Рассчитаем теплообменный аппарат для подогрева питающей смеси перед подачей в колонну до температуры кипения. Нагрев производится греющим паром с абсолютным давлением 0,5 МПа. Расход питающей смеси 4,2 кг/с.

Для расчёта выберем кожухотрубчатый теплообменник. Направим исходную смесь в трубное пространство, а греющий пар - в межтрубное пространство теплообменника. Примем для межтрубного пространства индекс «1», для трубного - «2».

Питающая смесь поступает в подогреватель при температуре t_вх = 20°C.

Температуру кипения питающей смеси определим по t - x,y диаграмме из приложения Д, рисунка Д.1 при x_f = 0,409 t_f = 97,8. Температура конденсации водяного пара равна t_конд = 151,1 °C [3].

Температурная схема процесса:

151,1 ѕѕ® 151,1

20 ѕѕ® 97,8

Средняя разность температур определяется по соотношению:



(3.66)

где и - соответственно большая и меньшая разность температур, ^оС. Средняя разность температур по формуле (3.66) равна:

Средняя температура питающей смеси определяется по формуле:

(3.67)

Объёмный расход питающей смеси определяется по формуле:

(3.68)

где с₂ - плотность питающей смеси при средней температуре, кг/м³.

Плотность чистого бензола при ^оС с_б = 829,8 кг/м³ [3]. Плотность чистого толуола при ^оС с_т = 822,1 кг/м³ [3]. Плотность питающей смеси найдем по следующей формуле:

(3.69)

Объёмный расход питающей смеси по формуле (3.68) равен:



Средняя удельная теплоёмкость питающей смеси по правилу аддитивности определяется по формуле:

(3.70)

Где С_б - средняя удельная теплоёмкость бензола, Дж/(кг•К);

C_т - средняя удельная теплоёмкость толуола, Дж/(кг•К).

Средняя удельная теплоёмкость бензола при ^оС c_б = 1841 Дж/(кг•К) [3].

Средняя удельная теплоёмкость толуола при ^оС c_т = 1761 Дж/(кг•К) [3].

Средняя удельная теплоёмкость питающей смеси по формуле (3.70) равна:

Расход теплоты на нагрев питающей смеси с учетом 5 % потерь по формуле (3.71) равен:

(3.71)

где - средняя удельная теплоемкость питающей смеси, Дж/(кг K);

и - начальная и конечная температуры питания, равные 20°C и 97,8°C.

По формуле (3.71) расход теплоты равен:

Расход сухого греющего пара определим по соотношению:

(3.72)

где r - удельная теплота конденсации водяного пара, Дж/кг.

Удельная теплота конденсации водяного пара при указанном давлении пара r = 2117 кДж/кг.

Расход сухого греющего пара по формуле (3.72) равен:

Зададимся ориентировочным минимальным значением коэффициента теплопередачи. В нашем случае вид теплообмена - от конденсирующегося

водяного пара к неорганической жидкости, следовательно, коэффициент теплопередачи равен K_min = 120 Вт/(м²•К) [3].

Ориентировочно определяем величину площади поверхности теплообмена. Для этого можно использовать соотношение:

(3.73)

Рассчитаем ориентировочную величину площади поверхности теплообмена по формуле (3.73):



Для обеспечения турбулентного течения жидкости при Re > 10000 скорость в трубах должна быть больше скорости щ', определяемой по формуле:

(3.74)

где м_см -динамический коэффициент вязкости питающей смеси, Па•с;

d₂ - внутренний диаметр труб, м.

Динамический коэффициент вязкости бензола при 64,7 ^оС м_А=0,368·10^-3

Па•с.

Динамический коэффициент вязкости толуола при 64,7 ^оС

м_М=0,363·10^-3 Па•с.

Динамический коэффициент вязкости питающей смеси по формуле (3.28) равен:

Выберем диаметр труб теплообменника 25 х 2 мм. Скорость в трубах по формуле (3.74) равна:

Число труб 25 х 2 мм, обеспечивающих объёмный расход смеси при

Re=10000 определим по формуле:



(3.75)

Удовлетворяет двухходовой теплообменник с линзовым компенсатором диаметром 400 мм с числом труб n = 100, числом заходов равным 2 и длиной труб L = 2 м [3].

Уточним значение критерия Рейнольдса по соотношению:

(3.76)

Критерий Прандтля для питающей смеси определяется по формуле:

(3.77)

где л_см - коэффициент теплопроводности питающей смеси при 65,92 ^оС, Вт/(м•К).

Коэффициент теплопроводности питающей смеси определяется по формуле:

(3.78)

Коэффициент теплопроводности бензола при 64,7 °C равен 0,131 Вт/(м•К).

Коэффициент теплопроводности толуола при 64,7 °C равен 0,122 Вт/(м•К).

Коэффициент теплопроводности питающей смеси по формуле (3.78) равен:

Критерии Прандтля по формуле (3.77) равен:

Расчётная формула для критерия Нуссельта имеет вид:

(3.79)

где Pr_ст - критерий Прандтля при температуре стенки;

е_l - коэффициент, вводимый, если перед обогреваемым участком нет участка гидродинамической стабилизации.

Коэффициент е_l принимаем равным 1 [3].

Отношение принимаем равным 1,1 с последующей проверкой. Критерий Нуссельта по формуле (3.79) равен:

Коэффициент теплоотдачи для питающей смеси определяем по формуле:

(3.80)

Коэффициент теплоотдачи для греющего пара определим по формуле:

(3.81)

где A_t - функция греющего пара, зависящая от температуры конденсации, равная [3];

H - высота трубы, м;

?t - разность между температурой стенки и температурой конденсации. Коэффициент теплоотдачи для греющего пара по формуле (3.81) равен:

Принимаем тепловую проводимость загрязнений со стороны греющего пара 1/r_загр.1 = 5800 Вт/(м²•К) [3], со стороны питающей смеси 1/r_загр.2 = 5800 Вт/(м²•К) [3]. Коэффициент теплопроводности стали л_ст = 46,5 Вт/(м•К) [3].

Сумму термических сопротивлений стенки и загрязнений определим по формуле:

(3.82)

где д_ст - толщина стенки, м.

Величина сумме термических сопротивлений по формуле (3.82) равна:



Коэффициент теплопередачи определим по соотношению:

(3.83)

Поверхностная плотность теплового потока определяется по формуле:

(3.84)

Проверим величину ранее принятой ?t по формуле:

(3.85)

Найденная температура практически равна принятой.

Определим разность между температурами питающей среды и стенкой:

(3.86)

Температура стенки определяется по формуле:



(3.87)

Критерий Прандтля стенки определяется по формуле:

(3.88)

где с_ст.2 - средняя удельная теплоёмкость питающей смеси при температуре стенки, Дж/(кг•К);

м_ст.2 - динамический коэффициент вязкости питающей смеси при температуре стенки, Па•с;

л_ст.2 коэффициент теплопроводности питающей смеси при температуре стенки, Вт/(м•К).

Средняя удельная теплоёмкость бензола при ^оС с_б = 2254 Дж/(кг•К).

Средняя удельная теплоёмкость толуола при ^оС с_т = 2024 Дж/(кг•К).

Средняя удельная теплоёмкость питающей смеси по формуле (3.70) равна:

Коэффициент динамической вязкости бензола при ^оС м_б = 0,212 мПа•с.

Коэффициент динамической вязкости толуола при ^оС м_т = 0,224 мПа•с.

Динамический коэффициент вязкости питающей смеси по формуле (3.28) равен:

Коэффициент теплопроводности бензола при °C равен 0,112 Вт/(м•К).

Коэффициент теплопроводности толуола при °C равен 0,105 Вт/(м•К).

Коэффициент теплопроводности питающей смеси по формуле (3.80) равен:

Критерий Прандтля стенки по формуле (3.88) равен:

Таким образом:

Принятая величина совпала с вычисленной с погрешностью в 5%, что считается приемлемым.

Площадь поверхности теплообмена с 10-% запасом вычисляется по формуле:

(3.89)

Площадь поверхности теплообмена выбранного теплообменника с длиной труб L вычисляется по формуле:

(3.90)

Запас площади поверхности теплообмена определяется по формуле:

(3.91)

Запас площади поверхности теплообмена достаточен. Выбираем теплообменник с линзовым компенсатором неодинаковых температурных удлинений кожуха и труб типа ТН [3].

Дефлегматор-конденсатор

Рассчитаем теплообменный аппарат для конденсации паров дистиллята. Охлаждение производится водой. Для расчёта выберем кожухотрубчатый теплообменник. Направим конденсируемые пары в межтрубное пространство, а охлаждающую воду в трубное пространство теплообменника.

Температуру конденсации паров дистиллята определим по t - x,y диаграмме из приложения Д, рисунка Д.1 при x_p = 0,923 t_p = 81,8°C. Температура охлаждающей воды, поступающей в дефлегматор-конденсатор t_в.вх = 20 °C. Температуру воды, выходящей из теплообменника, примем t_в.вых = 40 °C.

Температурная схема процесса:

81,8 ѕѕ® 81,8

20 ѕѕ® 40

Средняя разность температур по формуле (3.68) равна:

Удельная теплота конденсации бензола при 81,8 ^оС r_б = 394 кДж/кг. Удельная теплота конденсации толуола при 81,8 ^оС r_т = 380 кДж/кг.

Удельная теплота конденсации дистиллята по правилу аддитивности определяется по формуле:

(3.93)

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре- конденсаторе определяется по формуле:

(3.94)

Зададимся минимальным и максимальным значениями коэффициента теплопередачи для случая передачи теплоты от конденсирующегося пара органических жидкостей к воде при свободном движении К_макс = 300 и К_мин = 800 [1].

Максимальная площадь поверхности теплообмена по формуле (3.73) равна:



Минимальная площадь поверхности теплообмена по формуле (3.74) равна:

Средняя температура охлаждающей воды равна:

Средняя удельная теплоёмкость воды при температуре 30 єC c_B = 4,19·10³ Дж/(кг•К) [3].

Расход охлаждающей воды определяется по формуле:

(3.95)

Минимальное сечение трубного пространства на один ход определяется по формуле:

(3.96)

где Re_max = 20000;

м_B - динамический коэффициент вязкости воды при средней температуре воды.

Динамический коэффициент вязкости воды при 30 ^оС м_B = 0,781·10^-3 Па•с.

Минимальное сечение трубного пространства на один ход по формуле (3.96) равно:

Максимальное сечение трубного пространства на один ход определяется по формуле:

(3.97)

где Re_min = 10000

Максимальное сечение трубного пространства на один ход по формуле (3.96) равно:

Выбираем двуххходовой кожухотрубчатый теплообменник с диаметром кожуха 600 мм, диаметром труб 25х2 мм, числом труб 240, поверхностью теплообмена 113 м², длиной труб 6 м [1].

Холодильник дистиллята

Рассчитаем теплообменный аппарат для охлаждения дистиллята. Охлаждение дистиллята производится водой. Для расчёта выберем кожухотрубчатый теплообменник. Направим дистиллят в трубное пространство, а охлаждающую воду в межтрубное.

Температуру дистиллята определим по t - x,y диаграмме из приложения Д, рисунка Д.1 при x_p = 0,966 t_p = 82,252 °C. Температуру дистиллята, выходящего из теплообменника, примем t_p' = 25 °C.

...