1447

Создание аппарата для перегонки и ректификации

Дипломная

Производство и промышленные технологии

Выбор конструкционных материалов для изготовления основного аппарата. Определение скорости пара и диаметра колонны. Подробный расчет дефлегматора – конденсатора. Выбор оптимального нормализованного теплообменного аппарата.

Русский

2013-01-06

17.49 MB

52 чел.

Введение

Перегонка и ректификация — наиболее распространенные методы разделения жидких однородных смесей, состоящих из двух или нескольких летучих компонентов.

Процессы перегонки и ректификации широко применяют в химической и пищевой промышленности при получении технического и пищевого этилового спирта, в производстве ароматических веществ и др. Перегонку используют для грубого разделения смесей. Для наиболее полного их разделения применяют ректификацию.

Ректификация представляет собой разделение смеси на составляющие ее компоненты в результате многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров. Проводят ректификацию в колонных аппаратах, снабженных контактными устройствами (тарелками различной конструкции) либо заполненных насадкой, изготовленной из различных материалов (керамика, металл, дерево).

Процессы перегонки и ректификации основаны на различной летучести компонентов смеси при одной и той же температуре. Компонент смеси, обладающий большей летучестью, называется легколетучим, а компонент, обладающий меньшей летучестью, труднолетучим. Соответственно легколетучий компонент кипит при более низкой температуре, чем труднолетучий. Поэтому их называют также низкокипящим и высококипящим компонентами.

В результате перегонки или ректификации исходная смесь разделяется на дистиллят, обогащенный легколетучим компонентом, и кубовый остаток, обогащенный труднолетучим компонентом. Дистиллят получают в результате конденсации паров в конденсаторе-дефлегматоре. Кубовый остаток получают в кубе - испарителе установки.

Задачей данного проекта является создания оптимальной конструкции аппарата, и проведение расчетов обеспечивающих работоспособность данного аппарата.

  1.  Аналитический обзор

Ректификационные аппараты можно классифицировать в зависимости от технологического назначения, давления и внутреннего устройства, обеспечивающего контакт между паром и жидкостью.

По технологическому назначению ректификационные аппараты делятся на колонны атмосферно-вакуумных установок, термического и каталитического крекингов, вторичной перегонки нефтепродуктов, а также на колонны для ректификации газов, стабилизации легких нефтяных фракций.

В зависимости от применяемого давления аппараты подразделяются на вакуумные (для разделения смесей высококипящих веществ), атмосферные и работающие под давлением больше атмосферного (для разделения смесей, являющихся газообразными при нормальных температурах).

В зависимости от внутреннего устройства различают аппараты тарельчатые, насадочные, пленочные и роторные (с вращающимися деталями). Наиболее широкое распространение в промышленности получили тарельчатые и насадочные колонны.

К современным ректификационным аппаратам предъявляются следующие требования: высокая разделительная способность и производительность, достаточная надежность и гибкость в работе, низкие эксплуатационные затраты, небольшой вес и, наконец, простота и технологичность конструкции.

Конструкция аппарата зависит от способа организации контакта фаз. Наиболее простое конструктивное оформление ректификационных аппаратов применяется при движении жидкости от одной ступени контакта к другой под действием силы тяжести. В этом случае контактные устройства (тарелки) располагаются одно над другим и разделительный аппарат выполняется в виде вертикальной колонны. В промышленной практике известны также разделительные аппараты, выполненные в виде горизонтальной емкости.

При ступенчатом осуществлении процесса ректификации в колонных аппаратах контакт пара и жидкости может происходить в противотоке (например, на тарелках провального типа), в перекрестном токе (например, на колпачковых тарелках) и в прямотоке (например, на струйных тарелках). Если процесс ректификации осуществляется непрерывно во всем объеме колонного аппарата, то контакт пара и жидкости может происходить только в противотоке (например, в слое насадки).

Особенностью тарелок перекрестного тока и полного смешения является то, что взаимодействие фаз на этих тарелках осуществляется  барботажем паровой фазы через жидкую.

При барботаже пара через жидкость различают три режима:

- пузырьковый режим – через слой жидкости проходят отдельные пузырьки газа или пара, образующие цепочку около стенки колонны;

- струйный режим – отдельные пузырьки газа сливаются в непрерывную струю;

- факельный режим – отдельные струи пара сливаются в общий поток, имеющий вид факела, при этом наблюдается захват жидкой фазы и переброс ее на вышележащую тарелку, что отрицательно сказывается на работе колонны.

В зависимости от производительности и назначения ректификационные установки для разделения бинарных смесей делятся на установки непрерывного и периодического действия. Основным преимуществом установок непрерывного действия по сравнению с периодическим действием является возможность получения стабильных по составу продуктов и относительная простота автоматизации процесса.

Наиболее широкое распространение получили тарельчатые колонны, применяемые для больших производительностей, широкого диапазона изменений нагрузок по пару и жидкости и обеспечивающие весьма четкое разделение смесей. Недостатком является относительно высокое гидравлическое сопротивление, однако в условиях ректификации это приводит лишь к некоторому увеличению давления и соответственно к небольшому повышению температуры кипения жидкости в кубе - испарителе колонны.

Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом, наряду с общими требованиями (высокая интенсивность процесса в единице объема, его стоимость и т. д.),  существует ряд требований, который определяется спецификой производства, большим интервалом устойчивости работы при изменении нагрузок по фазам, способностью тарелки работать в среде загрязненных жидкостей, возможностью защиты от коррозии и т. д. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе.

 В данной работе проводится расчет тарельчатой колонны со сливной перегородкой. В такой колонне перелив жидкости с тарелки на тарелку осуществляется при помощи специальных устройств – сливных трубок, карманов и т. д. Нижние концы трубок погружены в стакан на нижерасположенных тарелках и образуют гидравлические затворы, исключающие возможность прохождения газа через сливное устройство. Переливные трубки располагают на тарелках так, чтобы жидкость на соседних тарелках протекала во взаимопротивоположных направлениях.

К тарелкам со сливными устройствами относятся: ситчатые, колпачковые, клапанные и балластные, пластинчатые и др. Ситчатые тарелки отличаются простотой устройства, легкостью монтажа, осмотра и ремонта. Гидравлическое сопротивление этих тарелок невелико. Однако, эти тарелки чувствительны к загрязнениям и осадкам, забивающим отверстия тарелок. Колпачковые тарелки менее чувствительны к загрязнениям, чем ситчатые, и отличаются более широким интервалом устойчивой работы колонны. К недостаткам относят: сложность устройства и высокую стоимость, низкие предельные нагрузки по газу, относительно высокое гидравлическое сопротивление, трудность очистки. Достоинства клапанных и балластных тарелок: сравнительно высокая пропускная способность по газу и гидродинамическая устойчивость, постоянная и высокая эффективность в широком интервале нагрузок по газу. К недостаткам относится повышенное гидравлическое сопротивление, обусловленное весом тарелок. В свою очередь к достоинствам пластинчатых тарелок относятся: низкое гидравлическое сопротивление, возможность работы с загрязненными жидкостями, низкий расход металла при их изготовлении. На этих тарелках уменьшается продольное перемешивание жидкости, в результате увеличивается движущая сила процесса массопередачи. Недостатками пластинчатых тарелок являются: трудность отвода и подвода тепла, снижение эффективности при небольших расходах жидкости.

  1.  Технологическая часть

Ректификация проводится в непрерывном режиме, т. е. при постоянной подаче разделяемой смеси () и постоянном отборе потоков жидкости: обогащенной летучим компонентом () – из верхней части установки, обедненной летучим (обогащенной менее летучим) компонентом – из нижней части установки (). Ректификационная колонна, рассматриваемая в курсовом проекте, относится к аппаратам непрерывного действия перекрестного тока и является тарельчатой колонной с ситчатыми тарелками. Схема используемой ректификационной установки представлена на рис. 1.

Рис. 1. Схема ректификационной установки:

1, 5 – насосы; 2 – теплообменник – подогреватель исходной смеси (в нем в качестве греющего агента используется кубовый остаток); 3 – дополнительный теплообменник – подогреватель исходной смеси (обогревается греющим паром); 4, 9 – конденсатоотводчики; 6 – верхняя (укрепляющая) часть колонны; 7 – нижняя (исчерпывающая) часть колонны; 8 – куб – испаритель (выносной); 10 – дефлегматор – конденсатор; 11 – холодильник дистиллята.

Установка состоит из собственно ректификационной колонны, разделенной точкой ввода исходной смеси () на верхнюю (укрепляющую) часть 6 и нижнюю (исчерпывающую) часть 7. Ниже колонны расположен куб – испаритель 8, в котором кипит жидкая смесь состава  образующиеся при этом пары, несколько обогащенные летучим компонентом, поступают в нижнюю часть ректификационной колонны 7. Над укрепляющей частью колонны 6 располагается дефлегматор – конденсатор 10, в который поступают пары смеси (), обогащенные летучим компонентом ().

Подлежащая разделению бинарная смесь  начального состава  вводится на некоторую промежуточную по высоте колонны тарелку. Смесь подается при температуре, близкой к температуре кипения [1, стр. 420]. В кубе – испарителе из кипящей в нем кубовой жидкости непрерывно образуется пар. Чтобы поддержать энергоемкий процесс парообразования, в куб необходимо подавать греющий водяной пар (), при конденсации которого выделяется необходимая теплота.

Образующиеся в кубе – испарителе пары поступают на нижнюю тарелку исчерпывающей части ректификационной колонны 7. На этой тарелке находится жидкая смесь, содержащая несколько больше летучего компонента по сравнению с его концентрацией в поступающих из куба парах, поэтому температура кипения жидкой смеси на нижней тарелке всегда меньше температуры приходящих из куба насыщенных паров. Таким образом, поднимающиеся снизу пары контактируют на нижней тарелке с кипящей, несколько менее нагретой жидкостью и конденсируются.

При конденсации паров выделяется теплота фазового перехода, которая передается жидкой фазе на тарелке, и в результате из этой жидкости испаряется практически такое же количество новых паров, обогащенных летучим компонентом по сравнению с поступившими на тарелку парами и с кипящей на тарелке жидкостью.

Пары нового состава поднимаются на следующую тарелку, конденсируются там при контакте с несколько более холодной жидкой смесью и испаряют из нее новую порцию жидкости, образуя еще раз обогащенную летучим компонентом смесь паров. Жидкая смесь при температуре ее кипения стекает на нижнюю тарелку, где контактирует с парами смеси, поступающей из куба – испарителя.

На третьей снизу тарелке происходит аналогичный процесс конденсации и кипения, в результате чего уходящая вверх смесь паров оказывается еще раз обогащенной летучим компонентом, а стекающая вниз жидкая смесь летучим компонентом обедняется, т. е. обогащается менее летучим компонентом, и т. д.

Согласно известному правилу Трутона [1, стр. 420], молярные теплоты испарения многих жидкостей приблизительно одинаковы, поэтому сконденсировавшиеся на любой тарелке моли смеси паров испаряют столько же молей жидкости, и, таким образом, с тарелки уйдет вверх приблизительно прежнее количество молей смеси паров, обогащенных летучим компонентом. Следовательно, вверх по ректификационной колонне поднимаются пары  переменного состава, но с практически постоянным по высоте молярным расходом. С таким же расходом паровая смесь, обогащенная летучим компонентом, выходит с верхней тарелки укрепляющей части колонны 6 (рис. 1) и поступает на конденсацию в дефлегматор – конденсатор 10. В дефлегматоре происходит полная конденсация паров, поэтому состав образующейся жидкой фазы  такой же, как и состав поступающих на конденсацию паров .

Образующийся в дефлегматоре конденсат механически разделяется на два потока. Один поток () выводится из установки в качестве готового, так называемого верхнего продукта (дистиллята), максимально обогащенного летучим компонентом. Поток флегмы () с такой же концентрацией, что и поток дистиллята (), возвращается на верхнюю тарелку ректификационной колонны, чтобы паровому потоку () было из чего извлекать летучий компонент [1, стр. 421].

Поскольку молярный расход поднимающихся вверх паров не изменяется по всей колонне, то это означает, что и молярный поток стекающей с тарелки на тарелку жидкой смеси также остается неизменным и равным  вплоть до точки ввода исходной жидкости. В этой точке поток жидкости увеличивается до суммарной величины . Таким образом, по исчерпывающей части колонны 7 вниз стекает суммарный поток, а концентрация летучего компонента в этом потоке уменьшается в направлении к кубу – испарителю.

Процесс разделения компонентов разной летучести на тарелках ректификационной колонны можно представить как массопередачу летучего компонента из жидкой фазы в паровую под действием разности концентраций , где  - концентрация летучего компонента в паровой фазе, равновесная с его концентрацией в жидкой смеси;  - действительная концентрация летучего компонента в паровой фазе. При ректификации паровая фаза является как бы недонасыщенной летучим компонентом ().

Куб – испаритель предназначен для превращения в пар части жидкости, стекающей из колонны, и подвода пара в ее нижнюю часть (под нижнюю тарелку). На испарение в кубе – испарителе значительного количества жидкой фазы требуется соответствующее количество теплоты, которое подводится в куб с греющим паром (). Греющий пар (обычно в насыщенном состоянии) в кубе – испарителе конденсируется и выделяет теплоту конденсации, передающуюся кипящей кубовой жидкости, а образующийся конденсат греющего пара отводится из установки через конденсатоотводчик 9. Куб – испаритель обычно имеет поверхность нагрева в виде змеевика или представляет собой кожухотрубчатый теплообменник, встроенный в нижнюю часть колонны. В данном проекте используется более удобный для ремонта и замены выносной куб – испаритель 8, который устанавливается ниже колонны, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

Дефлегматор - конденсатор 10, предназначенный для конденсации паров и подачи флегмы в колонну, представляет собой кожухотрубчатый топлообменник, в межтрубном пространстве которого конденсируются пары, выделяя соответствующую теплоту фазового перехода. Эту теплоту необходимо непрерывно отводить из дефлегматора охлаждающим агентом, для чего в трубное пространство подается вода (). Его обычно устанавливают выше колонны, непосредственно на колонне или ниже верха колоны для того, чтобы уменьшить общую высоту установки, в нашем случае он находится выше колонны.

Для охлаждения дистиллята, выходящего из дефлегматора, используется теплообменник – холодильник 11.

В кубовой части колонны насосом 5 непрерывно отводится кубовая жидкость – продукт, обогащенный менее летучим компонентом. В данном проекте он используется для подогрева исходной смеси, однако его теплоты часто бывает недостаточно для достижения необходимой температуры, поэтому вслед за подогревателем исходной смеси 2, в котором в качестве греющего агента используется кубовая жидкость, устанавливается еще один теплообменник 3, обогреваемый насыщенным водяным паром, который и нагревает исходную смесь до нужной температуры.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный процесс разделения бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием летучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный менее летучим компонентом).

  1.  Инженерные расчеты

3.1 Выбор конструкционных материалов для изготовления основного аппарата

Специфические условия работы химической аппаратуры характеризуются диапазоном давлений от глубокого разряжения до избыточных давлений порядка  и выше, большим интервалом рабочих температур от  до  и выше, а также агрессивностью воздействующей среды. В связи с этим предъявляются высокие требования к выбору конструкционных материалов проектируемой аппаратуры. Наряду с обычными требованиями высокой коррозионной стойкости в определенных агрессивных средах, к конструкционным материалам также предъявляются требования высокой механической прочности, жаростойкости и жаропрочности, сохранения удовлетворительных пластических свойств при знакопеременных или повторных однозначных нагрузках (циклической прочности), малой склонности к старению и т. д. Для химической аппаратуры преимущественно применяются конструкционные материалы, стойкие и весьма стойкие в агрессивных средах.

Для правильного, наиболее целесообразного выбора материала или способа его защиты от коррозии необходимо знать природу и свойства материала, характеристику агрессивной среды, условия его эксплуатации.

Материал аппарата должен быть устойчив к воздействию как метанола, так и ацетона. Этому требованию удовлетворяют стали: углеродистые (Ст 3), легированные (12Х18Н10Т, 08Х18Н6Т и др.) [2, стр. 6].

Поскольку среда является слабоагрессивной, принимаем для деталей колонны, соприкасающихся со смесью метанол-ацетон, сталь углеродистую Ст 3 ГОСТ 380-71. При этом скорость коррозии составляет 0,1 мм/год.

Для деталей, не соприкасающихся со смесью, также подойдет сталь Ст 3 ГОСТ 380-71.

3.2 Расчет конструктивно-технологических параметров установки

3.2.1 Материальный баланс

Уравнения материального баланса ректификационной колонны непрерывного действия, обогреваемой глухим паром [3, стр. 328]:

,                                                  (1)

,                                     (2)

где  – массовые или молярные расходы питания, дистиллята и кубового остатка, кг/с или кмоль/с;  - содержание легколетучего (низкокипящего) компонента в питании, дистилляте и кубовом остатке, массовые или молярные доли.

В данном проекте легколетучим компонентом является ацетон, труднолетучим – метанол ().

Из уравнений материального баланса (1) и (2) с учетом того, что содержание ацетона задано в массовых долях, а также известен массовый расход питания, получаем:

;

,

откуда находим массовые расходы дистиллята и кубового остатка:           ,

Для дальнейших расчетов составы питания, дистиллята и кубового остатка выражаем в молярных долях, используя формулу [3, стр. 290 - 291]:

где  и  - молярная и массовая доли легколетучего компонента А соответственно;  и  - молярные массы компонентов А и В, кг/кмоль.

В смеси метанол – ацетон компонентом А является ацетон, как более летучий, компонентом В – метанол. .

Питание:

Дистиллят:

Кубовый остаток:

Относительный молярный расход питания находим по формуле              [3, стр. 329]:

Подставляем полученные выше значения в (4):

Кривая равновесия (рис. 2) имеет точку перегиба, но в рассматриваемый диапазон концентраций она не попадает. Определяем минимальное число флегмы [3, стр. 329]:

где  - молярная доля легколетучего компонента в паре, равновесном с жидкостью питания, определяемая по диаграмме         

(рис. 2).

Из диаграммы находим   и подставляем в (5):

Рабочее число флегмы находим по уравнению [3, стр. 330]:

Подставляя найденное значение в (6), получаем:

Рис. 2. Диаграмма равновесного состояния смеси метанол – ацетон в координатах

Уравнения рабочих линий (уравнения материальных балансов по летучему компоненту) [3, стр. 330]:

а) верхней (укрепляющей) части ректификационной колонны

б) нижней (исчерпывающей) части ректификационной колонны

где   и  - переменные по высоте колонны действительные содержания (молярные доли) легколетучего компонента в паре и в жидкости в данном сечении колонны.

Подставляя известные величины в (7) и (8), находим:

  1.  Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние составы жидкости [4, стр. 3]:

а) в верхней части колонны

б) в нижней части колонны

Подставляем полученные ранее значения в (9) и (10):

Средние составы пара находим по уравнениям рабочих линий, заменяя  на  [3, стр. 359]:

а)

б)

Рис. 3. Диаграмма равновесного состояния смеси метанол – ацетон в координатах

Средние температуры пара определяем по диаграмме  (рис. 3):

а) при   

б) при   

Средние молярные массы пара находим по формуле [4, стр. 3]:

Для верхней и нижней части колонны получаем:

Средние плотности пара [4, стр.5]:

где   - нормальные условия;  – средняя температура пара, К;  - среднее давление в колонне;  – объем, занимаемый одним киломолем газа (пара) при нормальных условиях.

Так как  (см. задание на проектирование), то, подставляя известные величины в (12), получаем:

Средняя плотность пара в колонне [3, стр. 360]:

Подставляем найденные значения в (13):

Температура вверху колонны при  равна  , а в кубе – испарителе при  она равна  (см. рис. 3).

Плотность жидкого ацетона при  , а жидкого метанола при   [3, стр. 482 - 483].

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне [3, стр. 360]:

где   - плотности жидких компонентов А и В соответственно,

Подставляя известные значения в (14), находим:

Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне  определяем по формуле [3, стр. 360]:

где  - молярная масса дистиллята, которая находится по формуле (11) путем замены  на :

Подставляем в (15):

Диаметр колонны равен [3, стр. 330]:

где  - скорость пара, отнесенная к полному поперечному сечению колонны, м/с.

Скорость пара в колонне [3, стр. 331]:

где  – коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости.

По данным пособия по проектированию [5, стр. 216 - 217] принимаем расстояние между тарелками

Для ситчатых тарелок по графику [3, стр. 331] находим

Подставляя найденные величины в (17), а затем в (16), получаем:

По данным пособия по проектированию [5, стр. 212] принимаем            Тогда скорость пара в колонне [3, стр. 360]:

В результате:

  1.  Гидравлический расчет тарелок

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки (рис. 4): диаметр отверстий , высота сливной перегородки  Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий)  от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливами, составляет  от общей площади тарелки.

Рассчитываем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней частях колонны по уравнению [3, стр. 15]:

Рис. 4. Схема переливного устройства ситчатой тарелки

где   - общие потери давления при прохождении местных сопротивлений, Па;                 - коэффициент местного i – го сопротивления;       - плотность вещества потока, ;  - скорость потока для i – го сопротивления, .

а) Верхняя часть колонны. Находим [3, стр. 361]  - коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 7 – 10%;

– скорость пара в отверстиях тарелки.

Подставляем найденные величины в (19) и получаем гидравлическое сопротивление сухой тарелки в верхней части колонны:

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения         [3, стр. 361]:

где  - поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в данной части колонны, которое находится по формуле [4, стр. 4]:

где  и  - поверхностные натяжения чистых жидкостей, низкокипящей (ацетона) и высококипящей (метанола), взятые при соответствующей температуре, ;  – содержание легколетучего компонента (ацетона), мольная доля.

Из таблицы [3, стр. 495 - 496] находим при средней температуре в верхней части колонны  , , и, подставляя в (21), получаем:

Из формулы (20) находим:

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке [3, стр. 361]:

где  - высота парожидкостного слоя, м;  - плотность парожидкостного слоя (пены), ;  - ускорение свободного падения.

Высота парожидкостного слоя (рис. 4) [3, стр. 361]:

где  - высота слоя над сливной перегородкой, м.

рассчитывается по формуле [3, стр. 361]:

где  - объемный расход жидкости, ;  - периметр сливной перегородки, м;  - отношение плотности парожидкостного слоя (пены), к плотности жидкости, приближенно принимаемое равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны [3, стр. 361]:

где  – средняя молярная масса жидкости, которая находится по формуле (11) путем замены  на :

Подставляем в (25):

Периметр сливной перегородки  (рис. 4) находится из системы уравнений [3, стр. 361]:

где  - радиус тарелки ();  - приближенное значение площади сегмента, .

Решение дает:  

Подставляем полученные значения в (24) и находим  для верхней части колонны:

Высота парожидкостного слоя на тарелке в верхней части колонны (23):

Сопротивление парожидкостного слоя (22):

Общее гидравлическое сопротивление находим по формуле [3, стр. 362]:

Для верхней части колонны:

б) Нижняя часть колонны.

Из таблицы [3, стр. 495 - 496] находим при средней температуре в верхней части колонны  , , и, подставляя в (21), получаем:

Из формулы (20) находим:

Объемный расход жидкости в нижней части колонны [3, стр. 362]:

где  – средняя молярная масса жидкости, которая находится по формуле (11) путем замены  на , ;  - молярная масса исходной смеси, которая находится аналогично , заменой  на , :

Подставляем в (25):

Находим  для нижней части колонны:

Высота парожидкостного слоя на тарелке в нижней части колонны (23):

Сопротивление парожидкостного слоя (22):

Общее гидравлическое сопротивление для нижней части колонны (27):

Соблюдается ли при расстоянии между тарелками , необходимое для нормальной работы тарелок условие отсутствия пробоя переточного устройства восходящим потоком пара? Проверка производится для нижней части колонны, для которой гидравлическое сопротивление тарелок   больше [3, стр. 362]:

Проверка условия нормальной работы тарелок:

Указанное выше условие соблюдается, следовательно, перепад давления в потоке пара не выбрасывает вверх столб жидкости в переливном устройстве.

Проверяется равномерность работы тарелок, для чего рассчитывается минимальная скорость пара в отверстиях , достаточная для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями [3, стр. 363]:

Подставляя известные величины в (30), получаем:

Рассчитанная скорость , следовательно, тарелки будут работать равномерно всеми отверстиями.

  1.  Определение числа тарелок и высоты колонны

На диаграмму  наносятся рабочие линии верхней и нижней частей колонны (рис. 5) и путем построения прямоугольных ступеней между равновесной кривой и рабочими линиями находится число ступеней изменения концентрации . В верхней части колонны , в нижней части , всего 14 ступеней.

Рис. 5. Графическое определение числа ступеней изменения концентрации

Число необходимых действительных тарелок рассчитывается по уравнению [3, стр. 331]:

где  - среднее значение КПД тарелок, которое вычисляется по соотношению [3, стр. 332]:

где  – поправка на длину пути, проходимого жидкостью на тарелке, значение которой определяется в соответствии со значением произведения , где  - коэффициент относительной летучести компонентов;  - динамическая вязкость смеси исходного состава, .

Для определения среднего КПД тарелок  находятся коэффициент относительной летучести компонентов  и динамическая вязкость исходной смеси  при средней температуре в колонне  .

При этой температуре давление насыщенного пара ацетона                    , метанола  [3, стр. 537], откуда:

Находим динамическую вязкость смеси исходного состава по уравнению [4, стр. 4]:

где  и  – динамические вязкости чистых жидкостей, низкокипящей (ацетона) и высококипящей (метанола), взятые при соответствующей температуре, ;  – содержание легколетучего компонента (ацетона), мольная доля.

Динамическая вязкость ацетона при  равна , метанола  [3, стр. 525]. Подставляя в (33), получаем:

Тогда

По графику [3, стр. 332] находим . Длина пути, проходимого жидкостью на тарелке (рис. 4) [3, стр. 363]:

Подставляя известные величины в (34), получаем:

По графику [3, стр. 332] находим значение поправки на длину пути . Средний КПД тарелок определяем по уравнению (32):

Для сравнения рассчитываем средний КПД тарелки  по критериальной формуле, полученной путем обработки многочисленных опытных данных для колпачковых и ситчатых тарелок [3, стр. 363]:

В этой формуле безразмерные комплексы [3, стр. 364]:

где  - скорость пара в колонне, ;  - относительная площадь свободного сечения тарелки, ;  - высота сливной перегородки, ;  - плотности пара и жидкости, ;  - коэффициент диффузии легколетучего компонента в исходной смеси, определяемый по формуле (38), ;  - поверхностное натяжение жидкости питания, .

Физико – химические величины рассчитываются при средней температуре в колонне . Предварительно рассчитывается коэффициент диффузии  [3, стр. 296]:

где  - молярная масса растворителя;  - молярный объем диффундирующего вещества;  - температура, ;  - динамическая вязкость растворителя, ;  - параметр, учитывающий ассоциацию молекул растворителя.

Для метанола  [3, стр. 296], ,  Согласно [3, стр. 294]  для метанола  .

Подставляя известные величины в (38), находим:

Из таблицы [3, стр. 495 - 496] находим при средней температуре в колонне  , , и, подставляя в (21), получаем:

Безразмерные комплексы получаем по уравнениям (36) и (37), подставляя найденные выше значения:

Средний КПД тарелки определяем по формуле (35):

что близко к найденному значению .

Число тарелок определяется по наименее благоприятному значению КПД, в данном случае по , согласно формуле [3, стр. 364]:

а) В верхней части колонны:

б) В нижней части колонны:

Общее число тарелок , с запасом принимается  [3, стр. 364], из них в верхней части колонны  и в нижней части колонны   тарелок.

Высота тарельчатой части колонны [3, стр. 364]:

Подставляя известные величины в (40), находим высоту тарельчатой части колонны:

Общее гидравлическое сопротивление тарелок [3, стр. 364]:

Подставляем полученные значения в (40) и получаем:

  1.  Тепловой баланс

Количество теплоты, отдаваемое конденсирующимся паром охлаждающей воде в дефлегматоре – конденсаторе, вычисляется по уравнению [3, стр. 330]:

где  - удельная теплота конденсации паров в дефлегматоре, .

Здесь  вычисляется по формуле [3, стр. 366]:

где  - удельные теплоты конденсации легколетучего и труднолетучего компонентов, взятые при температуре вверху колонны, ;  – содержание легколетучего компонента в дистилляте, массовая доля.

При   ,    [3, стр. 509], откуда:

Тепловой поток, получаемый кипящей жидкостью от конденсирующегося греющего пара в кубе - испарителе, находится по уравнению [3, стр. 330]:

где  - средние удельные теплоемкости дистиллята, кубовой жидкости и исходной смеси, ;  - температуры кипения, ;  - тепловые потери установки в окружающую среду, ;   - массовые расходы питания, дистиллята и кубового остатка, соответственно, .  

Здесь тепловые потери  принимаем в размере  от полезно затрачиваемой теплоты [3, стр. 366]; удельные теплоемкости берем соответственно при  (определяем по рис. 3) по номограмме [3, стр. 531]:

.

Подставляя найденные значения в (44), получаем:

Тепловой поток, необходимый для подогрева исходной смеси, находится по формуле [3, стр. 366]:

Здесь тепловые потери принимаем в размере , удельную теплоемкость исходной смеси

берем при средней температуре ;    - заданная начальная температура исходной смеси, которую, как правило, нагревают до температуры, меньшей температуры кипения исходной смеси на  [3, стр. 366].

Количество теплоты, отдаваемое охлаждающей воде в холодильнике дистиллята [3, стр. 367]:

где удельная теплоемкость дистиллята  берем при средней температуре ;    - принятая конечная температура охлаждаемого дистиллята (и кубового остатка) [3, стр. 367].

Количество теплоты, отдаваемое кубовым остатком для подогрева исходной смеси [3, стр. 367]:

где удельная теплоемкость дистиллята  берем при средней температуре  [3, стр. 367].

Как видно из сравнения полученных значений количества теплоты, необходимого для подогрева исходной смеси, и количества теплоты, отдаваемой кубовой жидкостью, последней не хватает на нагрев исходной жидкости до необходимой температуры. Поэтому устанавливается дополнительный теплообменник, в котором в качестве греющего агента используется насыщенный водяной пар. Составим тепловой баланс для первого подогревателя (в нем используется кубовый остаток):

на выходе из первого подогревателя температура исходной смеси равна .

Для догрева исходной смеси и испарения жидкости в кубе - испарителе используется греющий пар с абсолютным давлением

степенью сухости и удельной теплотой конденсации    [3, стр. 367].

а) Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси находим из теплового баланса:

.

б) Расход греющего пара в кубе – испарителе вычисляем по формуле [3, стр. 367]:

Подставляя известные величины в (48), получаем:

Общий расход греющего пара на установку:

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на  [3, стр. 367]:

а) В дефлегматор

б) В водяном холодильнике дистиллята

Общий расход охлаждающей воды на всю установку

  1.  Дефлегматор – конденсатор (в котором в качестве хладагента используется вода).

Происходит теплопередача от конденсирующихся органических паров к воде, следовательно, выбираем , поскольку здесь явно имеет место вынужденная конвекция.

Характер изменения температур теплоносителей вдоль поверхности теплопередачи – конденсация и нагрев (см. рис. 10), тогда      для одноходового теплообменника определяется по формуле (51):

Для многоходового теплообменника с одним ходом в межтрубном и четным числом ходов в трубном пространстве   определяется по формуле [3, стр. 157]:

Рис.10. Характер изменения температур теплоносителей вдоль поверхности (f) теплопередачи   для дефлегматора - конденсатора

где

Подставляя известные значения температур в (53), находим:

;

Находим ориентировочную поверхность теплообмена по (50):

Полученное оценочное значение поверхности позволяет сделать вывод, что в качестве дефлегматора - конденсатора могут быть использованы:         а) теплообменник труба в трубе; б) элементный, т. е. составленный из нескольких последовательно соединенных аппаратов меньшей теплообменной поверхности; в) одиночный кожухотрубчатый аппарат необходимой поверхности. Из таблиц [3, стр. 216 – 217; 5, стр. 51, 53, 61] следует, что для использования можно подобрать аппараты как типа ТН, так и типа ХН.

Выбираем для дальнейшего расчета два теплообменника                           [3, стр. 216 - 217]:                    

1) четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник  с общим числом труб , наружным диаметром , длиной труб  и поверхностью теплообмена  (для турбулентного режима течения жидкости в трубах берем аппарат с меньшей теплообменной поверхностью [3, стр. 237]);  

2) одноходовой кожухотрубчатый теплообменник  с общим числом труб                 , наружным диаметром , длиной труб  и поверхностью теплообмена  (для ламинарного режима течения жидкости в трубах берем аппарат с большей теплообменной поверхностью [3, стр. 240]).

3.2.7 Подробный расчет дефлегматора - конденсатора

1) Турбулентный режим течения воды в трубном пространстве.

Определяем условия интенсивного теплообмена, соответствующие турбулентному режиму течения теплоносителей. Органические пары направляются в межтрубное пространство, а вода - в трубное пространство. В дальнейших обозначениях принимаем для горячего теплоносителя (органические пары) индекс «1», для холодного (вода) – «2».

В теплообменных трубах диаметром  скорость течения воды для обеспечения условия  должна быть не ниже [3, стр. 218]

где   - динамическая вязкость воды при данной температуре [3, стр. 525],  ;  - внутренний диаметр трубы; - плотность воды при данной температуре [3, стр. 482], .

Находим для воды при температуре  :

Подставляя известные величины в (54), находим:

Число параллельных труб диаметром , обеспечивающих условие  при заданном расходе воды определяется по формуле      [3, стр. 237]:

где  - объемный расход жидкости, текущей в трубном пространстве теплообменного аппарата, ;  - внутренний диаметр трубы,               - массовый расход жидкости, текущей в трубном пространстве теплообменного аппарата, .

Подставляя известные величины в (55), получаем:

Обеспечить турбулентный режим течения можно в теплообменнике, для которого выполняются условия [3, стр. 217]:

 

где  - число труб на один ход, шт;  - поверхность теплообмена, .

Условию  и  удовлетворяет выбранный ранее четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник с числом труб на один ход  и наибольшей теплопередающей поверхностью              , который и принимается ля дальнейшего расчета.

Определяем конкретное значение критерия  для принятого аппарата по формуле [3, стр. 237]:

Получаем:

В качестве первого приближения принимаем значение температуры наружной поверхности труб со стороны пара (рис. 11) .

Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося пара к наружной поверхности горизонтальных труб вычисляем по формуле [3, стр. 150 - 151]:

Рис.11. Расчетная схема стационарной теплопроводности поперек тонкой стенки трубы

где  - множитель, учитывающий влияние конденсата, стекающего с верхних труб и попадающего на наружную поверхность нижних рядов;  - теплопроводность конденсирующегося пара, ;  - плотность конденсата, ;  - удельная теплота конденсации пара, ;   - ускорение свободного падения;

- динамическая вязкость конденсата, ;  - наружный диаметр труб;  – разность между температурой конденсирующегося пара и температурой наружной поверхности труб,

Множитель  находим по рисунку [3, стр. 151] для шахматного расположения труб в зависимости от числа труб по вертикали, которое для нашего случая равно , тогда .

Физические характеристики конденсата определяем при температуре конденсации [5, стр. 53]. Теплопроводность конденсата определяем по формуле [4, стр. 5]:

где  - теплопроводностид исходных веществ, ;  - массовые доли исходных веществ.

При температуре конденсации дистиллята  [3, стр. 530]:

для ацетона , для метанола                        , откуда

Плотность конденсата определяем по формуле [4, стр. 3]:

где  - плотности легколетучего (ацетона) и труднолетучего (метанола) компонентов, ;  - массовая доля легколетучего компонента (ацетона).

При  [3, стр. 482 - 483]:

, , откуда

Удельная теплота конденсации паров в дефлегматоре была вычислена ранее:

Динамическую вязкость конденсирующихся паров при   находим по формуле (33):

Для принятой ранее температуры наружной поверхности труб   

Подставляя найденные значения в (58), получаем:

Система уравнений для определения плотности стационарного теплового потока через плоскую стенку [3, стр. 158]:

где  - плотности теплового потока к наружной поверхности труб, через тонкую стенку и от внутренней поверхности труб, соответственно    (см. рис. 11), ;  - температуры горячего и холодного теплоносителей, ;  - температуры наружной и внутренней поверхности стенок трубы, ;  - толщина стенки;                   - теплопроводность стальной стенки [3, стр. 498];     - сумма термических сопротивлений возможных слоев загрязнений, .

Система уравнений (61) решается при условии стационарности процесса

относительно .

Следовательно:

Из (61) находим, что температура стенки со стороны холодного теплоносителя (воды) при соблюдении условия стационарности должна определяться по формуле [3, стр. 220]:

Сумма термических сопротивлений загрязнений состоит из [3, стр. 220] термически сопротивлений загрязнений с наружной и внутренней стороны стенки трубы, которые находятся по таблице [3, стр. 500]:

для органических паров принимаем   

для загрязненной воды среднего качества принимаем   

Тогда суммарное термическое сопротивление стальной стенки внутренней трубы и загрязнений с обеих ее сторон:

Подставляя найденные значения в (62), находим:

Значение критерия Нуссельта для воды при  определяется по соотношению [3, стр. 143]:

где  - коэффициент, учитывающий влияние на величину  отношения длины трубы  к ее диаметру ;   - критерии Рейнольдса и Прандтля, найденные при температуре ;  - критерий Прандтля, найденный при температуре .

Для труб длиной  и внутренним диаметром   [3, стр. 143]. Значение критерия Рейнольдса было получено ранее           . Значения критерия Прандтля при различных температурах определяем по номограмме [3, стр. 532], откуда для  
находим:

Тогда:

Коэффициент теплоотдачи от внутренней поверхности труб к воде  получаем по формуле [3, стр. 142]:

где  - теплопроводность воды при , ;  - внутренний диаметр труб.

Для   [3, стр. 530]. Откуда:

Подставляя найденные значения в третье уравнение системы (61), получаем:

Сравним полученные значения плотностей тепловых потоков  и :

Заметное различие плотностей тепловых потоков  и  требует коррекции значения .

Проведем повторные расчеты, аналогичные предыдущему, полученные результаты сведем в таблицу 1.

Таблица 1. Метод итераций для турбулентного режима течения жидкости

Величина

1

2

3

Значение коэффициента теплопередачи находим по формуле [3, стр. 155]:

Получаем:

Плотность теплового потока от конденсирующегося пара к воде               [3, стр. 186]:

Находим:

Значение расчетной площади поверхности теплопередачи (50):

Если принять необходимый  запас теплообменной поверхности, равный  [3, стр. 221], то

Для выбранного четырехходового кожухотрубчатого теплообменника  с общим числом труб , наружным диаметром , длиной труб  поверхность теплообмена вычисляется по формуле     [3, стр. 156]:

 

Откуда:

Т. к. полученная поверхность слишком велика, принимаем такой же теплообменник, но с длиной труб , тогда поверхность теплообмена

 

Запас теплообменной поверхности составляет

Таким образом, для обеспечения заданных параметров процесса и турбулентного режима течения воды может быть принят четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник  с общим числом труб 404, длиной    наружным диаметром .

2) Ламинарный режим течения воды в трубном пространстве.

Определяем условия теплообмена, соответствующие ламинарному режиму течения теплоносителей. Органические пары направляются в межтрубное пространство, а вода - в трубное пространство.

В теплообменных трубах диаметром  скорость течения воды для обеспечения условия  должна быть не больше [3, стр. 239]

Подставляя известные величины в (68), находим:

Число параллельных труб диаметром , обеспечивающих условие  при заданном расходе воды определяется по формуле (55):

Обеспечить турбулентный режим течения можно в теплообменнике, для которого выполняются условия [3, стр. 240]:

 

Условию  и  удовлетворяет выбранный ранее одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с общим числом труб  и наибольшей теплопередающей поверхностью , который и принимается ля дальнейшего расчета.

Определяем конкретное значение критерия  для принятого аппарата по формуле [3, стр. 240]:

Получаем:

В качестве первого приближения принимаем значение температуры наружной поверхности труб со стороны пара (рис. 11) .

Коэффициент теплоотдачи и плотность теплового потока от конденсирующегося пара к наружной поверхности горизонтальных труб для   были найден ранее:                       

Тогда:

Значение критерия Нуссельта для воды при  определяется по соотношению [1, стр. 240]:

где  - коэффициент, учитывающий влияние на величину  отношения длины трубы  к ее диаметру ;   - критерии Рейнольдса и Прандтля, найденные при температуре ;  - критерий Прандтля, найденный при температуре ;  - критерий Грасгофа, который определяется по формуле:

где  - температурный коэффициент объемного расширения теплоносителя,;  - разность между температурой внутренней поверхности труб и температурой воды,

Температурный коэффициент объемного расширения воды при               равен [3, стр. 500 - 501]

Для полученной ранее температуры внутренней поверхности труб      

Подставляя известные величины в (72), находим:

Для труб длиной  и внутренним диаметром   [3, стр. 143]. Значение критерия Рейнольдса было получено ранее           . Значения критерия Прандтля при различных температурах были определены ранее:

Тогда:

Коэффициент теплоотдачи от внутренней поверхности труб к воде  получаем по формуле (64):

Подставляя найденные значения в третье уравнение системы (61), получаем:

Сравним полученные значения плотностей тепловых потоков  и :

Заметное различие плотностей тепловых потоков  и  требует коррекции значения .

Проведем повторные расчеты, аналогичные предыдущему, полученные результаты сведем в таблицу 2.

Значение коэффициента теплопередачи находим по формуле (65):

Плотность теплового потока от конденсирующегося пара к воде находим по формуле (66):

Значение расчетной площади поверхности теплопередачи (50):

Если принять необходимый  запас теплообменной поверхности, равный , то

Таблица 2. Метод итераций для ламинарного режима течения жидкости

Величина

1

2

3

Для выбранного одноходового кожухотрубчатого теплообменника  с общим числом труб , наружным диаметром                 , длиной труб  поверхность теплообмена

 

Запас теплообменной поверхности составляет

Таким образом, для обеспечения заданных параметров процесса и турбулентного режима течения воды может быть принят одноходовой кожухотрубчатый теплообменник  с общим числом труб 747, длиной    наружным диаметром .

  1.  Выбор оптимального нормализованного теплообменного аппарата

В зависимости от цели оптимизации в качестве критерия оптимальности могут быть приняты различные параметры: габариты, масса аппарата, удельные энергетические затраты и т. п. Однако наиболее полным и надежным критерием оптимальности (КО) при выборе теплообменного аппарата принято считать универсальный технико – экономический показатель – приведенные затраты П [5, стр. 78]:

где К – капитальные затраты; Э – эксплуатационные затраты; Е – нормативный коэффициент эффективности капиталовложений.

В соответствии с этим критерием наиболее эффективен тот из сравниваемых аппаратов, у которого приведенные затраты минимальны, т. е. [5, стр. 79]

Капитальные затраты К на установку складываются из оптовой цены  (в руб.), зависящей от массы аппарата и сложности его изготовления, и затрат на доставку и монтаж аппарата , которые могут быть приняты в размере   от оптовой цены. Эксплуатационные расходы Э (руб/год) состоят из затрат на амортизацию А, текущий ремонт и содержание оборудования Р, на электроэнергию  и на теплоноситель  (или хладоагент)                      ; , где для теплообменников ; ,  для химических заводов. Годовые затраты на электроэнергию  состоят из платы за установленную мощность () и платы за использованную электроэнергию (). Продолжительность работы оборудования принимается равной . Затраты на теплоноситель в условиях данного проекта постоянны для всех вариантов теплообменников и определяются тепловым балансом. Таким образом, приведенные затраты [3, стр. 233]:

где принят коэффициент затрат на доставку и монтаж ;  - мощность в .

Для учета эксплуатационных затрат производятся расчеты затрат на преодоление гидравлических сопротивлений рассмотренных ранее вариантов теплообменной аппаратуры.

Перепад давлений, необходимый для обеспечения нужной скорости жидкости в трубах, определенный при ее средней температуре, находится по общей формуле потерь на трение [3, стр. 13]:

где  - коэффициент трения, зависящий от режима течение потока и от шероховатости стенки трубопровода;  - эквивалентный диаметр, м;  - длина трубопровода, м;  – плотность жидкости и скорость потока, .

Скорость потока  определяем по найденному ранее значению критерия Рейнольдса [3, стр. 10]:

Мощность, затрачиваемая на перемещение  воды в трубном пространстве дефлегматора [3, стр. 232]:

где  - суммарный КПД насоса и привода, принимаемый равным .

Для учета капитальных затрат необходимо определить оптовую цену аппарата  по таблице [5, стр. 80]. Перед этим находим массу теплообменника  по таблице [5, стр. 56], затем рассчитываем массу труб по формуле [5, стр. 81]:

где  - средний диаметр трубы, м;  - толщина трубы, м;  - длина труб, м;  - число труб, шт;  - плотность стали.

После этого рассчитывается доля массы труб от массы всего теплообменника [5, стр. 81]:

По найденным значениям массы аппарата и относительной массы труб в общей массе аппарата находим оптовую цену аппарата из углеродистой стали (кожух ВСт.3сп5, трубы Ст.20) [5, стр. 80].

а) Рассчитываем мощность для четырехходового теплообменника с общим числом труб  и длиной труб , выбранного для турбулентного режима течения воды в дефлегматоре.

Для труб диаметром  . Принимаем значение шероховатости для труб стальных цельностянутых и сварных при незначительной коррозии [3, стр. 488] , тогда по значениям   и   по рисунку [3, стр. 15] определяем значение коэффициента трения .

Находим для воды при температуре  :

По формуле (77):

Поскольку рассматривается четырехходовой теплообменник, то

Тогда

Находим оптовую цену аппарата по изложенному выше алгоритму:

По таблице [5, стр. 80] .

Тогда приведенные затраты для данного варианта теплообменника равны (75):

б) Рассчитываем мощность для одноходового теплообменника с общим числом труб  и длиной труб , выбранного для ламинарного режима течения воды в дефлегматоре.

Для труб диаметром  . Значение критерия Рейнольдса для ламинарного режима течения воды в дефлегматоре .

Находим для воды при температуре  :

По формуле (77):

Для ламинарного режима течения жидкости перепад давлений, необходимый для обеспечения нужной скорости жидкости в трубах определяется по формуле [3, стр. 14]:

где  – вязкость вещества потока, .

Подставляя известные величины в (81), получаем:

 

Тогда

Находим оптовую цену аппарата по изложенному выше алгоритму:

По таблице [5, стр. 80] .

Тогда приведенные затраты для данного варианта теплообменника равны (75):

Полученные значения приведенных затрат для двух выбранных теплообменников показывают, что экономически более выгодно использовать четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник, в котором обеспечивается турбулентный режим течения хладоагента (воды).

Окончательно в качестве дефлегматора – конденсатора выбираем четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник  с общим числом труб , наружным диаметром , длиной труб  и поверхностью теплообмена  в котором обеспечивается турбулентный режим течения хладоагента (воды).

Выводы по проекту

В ходе работы над проектом были рассчитаны колонна и пять теплообменников.

Ректификационная колонна

Диаметр ;

Высота тарельчатой части ;

Число тарелок ;

Расстояние между тарелками ;

Общее гидравлическое сопротивление тарелок .

Подогреватель исходной смеси (используется кубовый остаток)

Диаметр кожуха ;

Общее число труб ;

Число ходов в трубном пространстве ;

Число ходов в межтрубном пространстве ;

Длина труб ;

Площадь поверхности теплообмена ;

Площадь сечения одного хода по трубам  .

Подогреватель исходной смеси (используется греющий пар)

Диаметр кожуха ;

Общее число труб ;

Число ходов в трубном пространстве ;

Длина труб ;

Площадь поверхности теплообмена ;

Площадь сечения одного хода по трубам  .

Куб-испаритель

Диаметр кожуха ;

Общее число труб ;

Число ходов в трубном пространстве ;

Длина труб ;

Площадь поверхности теплообмена

Холодильник дистиллята

Диаметр кожуха ;

Общее число труб ;

Число ходов в трубном пространстве ;

Длина труб ;

Площадь поверхности теплообмена ;

Площадь сечения одного хода по трубам  .

Дефлегматор - конденсатор

Диаметр кожуха ;

Общее число труб ;

Число ходов в трубном пространстве ;

Длина труб ;

Площадь поверхности теплообмена ;

Площадь сечения одного хода по трубам  .

Список использованных источников

  1.  Фролов В.Ф. Лекции по курсу “Процессы и аппараты химической технологии”. – СПб.: ХИМИЗДАТ, 2003. – 608 с.
  2.  Яблонский П.А., Озерова Н.В. Проектирование тепло– и массообменной аппаратуры химической промышленности: Учеб. пособие/ 11 – е изд., перераб. и доп. – СПбТИ. – СПб, 1993. – 92 с.
  3.  Романков П.Г., Фролов В.Ф., Флисюк О.М. Методы расчета процессов и аппаратов химической технологии (примеры и задачи): Учеб. пособие для вузов. – 3 – е изд., испр. – СПб.: ХИМИЗДАТ, 2010. –   544 с.
  4.  Волжинский А.И., Флисюк О.М. Определение средних физических величин, потоков пара и жидкости: Метод. указания. – СПбГТИ(ТУ). – СПб, 2002. – 10 с.
  5.  Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др.; Под ред. Ю.И. Дытнерского. – 3 – е изд., стереотипное. – М.: ООО ИД «Альянс», 2007. – 496 с.


 

А также другие работы, которые могут Вас заинтересовать

34932. Законы Госсена и аксиомы порядкового подхода 42.5 KB
  Субъект будет распределять свои расходы таким образом что отношение предельной полезности к цене будет одинаковым для всех товаров и экономических услуг: U полезность xi количество iго товара или услуги pi цена iго товара или услуги Порядковый подход к анализу полезности и спроса базируется на следующих аксиомах: Аксиома полной совершенной упорядоченности. Аксиома транзитивности. Эта аксиома гарантирует согласованность предпочтений. Аксиома транзитивности содержит и еще одно утверждение а именно: если А В и В С то А С.
34933. Индексы цен 27.5 KB
  Методика принципов расчета индексов цен: определение набора товаров; выбор базовых объектов путем репрезентативной выборки предприятий различных отраслей торговли сферы услуг; выбор системы взвешивания показателей и формулы расчета индексов. Расчеты индексов цен обеспечивают построение индексов фактических цен и индексов средних цен. Индекс средних цен учитывает наряду с изменением цен на отдельные товары структурные изменения.
34934. Инфляция, причины и показатели 30 KB
  Инфляция – это повышение общего уровня цен сопровождающееся обесцениванием денежной единицы. Открытая инфляция это форма инфляции проявляющаяся в повышении общего уровня цен характерная для рыночной экономики. Скрытая латентная инфляция это форма инфляции которая проявляется не в повышении цен а в хроническом дефиците товаров и услуг развитии теневой экономики карточном распределении товаров росте вынужденных денежных сбережений.
34935. Классификации экономических циклов 27 KB
  Второй тип среднесрочные циклы продолжительностью 10 20 лет. В качестве причин средних циклов одни экономисты называли кредитную сферу Жугляр а также периодическое обновление производственных сооружений и жилья так называемые строительные циклы Кузнеца. Третий тип долгосрочные циклы большие экономические циклы Кондратьева продолжительностью 4855 лет.
34936. Классификация фирм 37 KB
  По цели деятельности фирмы бывают: коммерческая (цель – получение прибыли), некоммерческая(основная цель – социальная, получение прибыли не является основной целью)
34937. Коммерческие банки и их основные операции 26 KB
  Коммерческие банки выполняют следующие основные операции функции: 1. Собственные операции – это фондовые операции банка с ценными бумагами т. Осуществление коммерческими банками операции подразделяются на пассивные и активные.
34938. Кредит и его формы 28 KB
  Кредитные отношения могут выражаться в разных формах кредита коммерческий кредит банковский кредит и др. Другие определения кредита: взаимоотношения между кредитором и заёмщиком; возвратное движение стоимости; движение платежных средств на началах возвратности; движение ссуженной стоимости; движение ссудного капитала; размещение и использование ресурсов на началах возвратности; предоставление настоящих денег взамен будущих денег и др. Формы кредита: На рынке реализуются две основные формы кредита: коммерческий и банковский....
34939. Макроэкономическое равновесие в трактовке классической и неокейсианской школ 31 KB
  Макроэкономическое равновесие в трактовке классической и неокейсианской школ Описывает поведение экономики Классическая школа: в долговой период Кейсианская: в краткосрочный Рассматривает условия Кля: для совершенной конкуренции Кейя: для несовершенной конкуренции Исходит из того что Кля: совокупный спрос = совокупному предложению т. Кейя: экономика может находиться в равновесии даже при неоптимальном использовании ресурсов. Экономика функционирует в условиях Кля: полной занятости всех ресурсов Кейя: недозагрузки. Рост экономики...
34940. Макроэкономическое равновесие и ее модель 27 KB
  Равновесие бывает краткосрочным текущим и долгосрочным. 2реальное равновесие которое существует в условиях несовершенной конкуренции и при наличии внешних эффектов. Различают: 1Частичное равновесие – это равновесие установившееся в отдельных отраслях и сферах экономики.