ВВЕДЕНИЕ

     Ректификация — массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки тарелки) аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подход к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имею много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различие соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменные по высоте колонны физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет.

     Одна из сложностей заключается  в отсутствии обобщенных закономерностей для расчета кинетических коэффициентов процесса ректификации. В наибольшей степени это относится к колоннам диаметром более 800 мм с насадками и тарелками, широко применяемым в химических производствах. Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчета ректификационных колонн кинетических зависимостей, полученных при исследовании абсорбционных процессов (в приведенных в данной главе примерах в основном использованы эти рекомендации).

Рис.1 Принципиальная схема ректификационной установки:

1. ёмкость для исходной смеси ;  2, 9- насосы;  3- теплообменник-подогреватель;  4 - кипятильник;

5- ректификационная  колонна;  6- дефлегматор;  7- холодильник  дистиллята;  8- ёмкость для сбора  дистиллята;  10- холодильник кубовой  жидкости;  11- ёмкость для  кубовой  жидкости. 

      Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис. 1. 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 х_F

  Стекая  вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка х_W , т. е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х_Р , получаемой в дефлегматоре 6 путем 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.

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

Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа насадки. 

     РАСЧЕТ  НАСАДОЧНОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ 

Расчет  ректиификационной колоны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба  параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колоны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа и размеров насадкок.

Ориентировочный выбор размера насадочных тел  можно осуществить исходя из следующих  соображений. Чем больше размер элемента насадки, тем больше её свободный объём и, следовательно, выше производительность. Однако вследствии меньшей удельной поверхности эффективность крупных насадок  несколько ниже. Поэтому насадку большого размера применяют, когда требуется высокая производительность и сравнительно невысокая степнь чистоты продуктов разделения.

Для данного  случая примем насадку из керамических колец Рашига размером 50´50´5 мм. Удельная поверхность насадки а = 87,5 м²/м³, свободный объем e = 0,785 м³/м³, насыпная плотность 530 кг/м³.

Насадочные  колоны могут работать в различных  гидродинамических режимах: плёночном, подвисания и эмульгирования. Выберем  полёночный режим работы колоны. 

Рассчитать  и спроектировать ректификационную установку непрерывного действия для разделения бинарной смеси вода-уксусная кислота. Производительность установки по исходной  смеси G_F = 9500 кг/час = 2,64 кг/сек.

Содержание смеси:

Температура исходной смеси t_см=37,0°С

Температура кубового осадка после выхода его  из холодильника  t_{хол w}=17,0°С

Температура дистиллята после выхода его из холодильника  t_{хол p}=42,0°С

Производительность  F = 9,5·10^-3кг/ч или 2,64 кг/с

Производительность колонны по дистилляту Р  кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:

Отсюда находим:

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение R_опт можно найти путём технико-экономического расчета. Используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения) b=R/R_min . Здесь R_min- минимальное флегмовое число:

где x_F и x_P- мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси; y_F^*- концентрация легколетучего компонента в  паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси. Один из возможных приближенных методов расчета R заключается в нахождении такого флегмового числа, которому соответствует минимальное произведение N´(R+1), пропорциональное объему ректификационной колонны (N - число ступеней изменения концентраций или теоретических тарелок, определяющее высоту колонны, а (R+1)- расход паров и, следовательно, сечение колонны) . 

     Определим  R . Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению 

где M_в и М_ук - молекулярные массы соответственно воды и уксусной кислоты, кг/кмоль.   

Аналогично найдем:

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы b, определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме состав пара y состав жидкости х (рис.2)  находим N. Результаты расчетов рабочего флегмового числа представлены на графике и приведены ниже:

Таблица 1. Расчет действительного флегмового числа.

Условно-оптимальное  значение R = 3,3.

 При R = 3,3 b = 1,57

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

L_в = РRМ_верх/М_р (1.4) 

L_н = PRM_ниж/М_р+F´M_ниж / М_F , (1.5)

где М_P и M_F -  мольные массы дистиллята и исходной смеси; М_В и М_Н - средние мольные  массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.

     Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной мольной массе  легколетучего компонента. Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

М_верх = М_вх_ср.в+М_ук(1- х_{ср. в}), (1.6) 

М_ниж = М_вх_ср.н+М_ук(1- х_{ср. н});

где М_в и М_ук - мольные массы воды и уксусной кислоты соответственно;

х_{ср в} и х_{ср н} - средний мольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны:

Тогда 

      Мольная масса исходной смеси: 

Средние массовые потоки пара в верхней G_В и нижней G_Н частях колонны: 

где М¢_В и М¢_Н - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны. 

М¢_В = М_в∙y_{ср в}+М_ук∙(1- y_{ср в}) (1.8)

М¢_Н = М _в∙y_{ср н}+М_ук∙(1- y_{ср н}),   

где

Тогда

М¢_В = 18∙0,7872+64∙(1-0,7872) =27,79 кг/кмоль  

М¢_Н = 18∙0,3375+64∙(1-0,3375) = 48,475 кг/кмоль 

Подставив численные  значения, получим: 

 кг/c 

1.2. Скорость пара и диаметр колонны. 

Для ректификационных колон, работающих в плёночном режиме при атмосферном 

давлении, рабочую скорость можно принять на 20-30%  ниже скорости захлебывания.

Придельную фиктивную  скорость пара, при которой происходит захлёбывание колонны находим по формуле:      

Найдем плотности  жидкости и пара в верхней и  нижней частях колонны при средних температурах в них, которые определим по диаграмме t-x,y: t_в = 102,2°C    t_н = 117,1°C 

Тогда 

Плотности воды и жидкой уксусной кислоты при температуре смеси близки:

r_в = r_ук = 945,6 кг/м³

Плотность физических смесей жидкости подчиняется закону аддитивности:

 кг/м³ 

Вязкости:

lgm_x = x_cplgm_в + (1-x_cp)lgm_ук (1.11)

lgm_xв = x_cp.вlgm_в + (1-x_cp.в)lgm_ук = 0,2332∙lg0,2775+(1-0,2332)lg0,448 = -0,397 =>

m_xв = 0,4 мПа·с

lgm_xн = x_cp.нlgm_в + (1-x_cp.н)lgm_ук = 0,2835∙lg0,2395+(1-0,2835)lg0,383 = -0,474 =>

m_xн = 0,335 мПа·с

Для выбранной  насадки, т.е. колец Рашига мм:

Удельная поверхность  а = 87,5 м²/м³

Свободный объём e = 0,785 м³/м³

Насыпная плотность 530 кг/м³

Предельная скорость паров:

w_пв = 3,53 м/с

Аналогично:

Принемаем рабочую  скорость на 30%  ниже предельной:

w_в = 2,47 м/с

w_н = 1,827 м/с

Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравнения расхода: 

Как правило, несмотря на разницу в рассчитанных диаметрах укрепляющей и исчерпывающей частей колонны (вследствие различия скоростей и расходов паров), изготовляют колонну единого диаметра, равного большему из рассчитанных.

     Выберем стандартный диметр обечайки колонны из таблицы стандартных диаметров:

d_ст=1,8 м 

При этом рабочая скорость пара:

1.3. Расчет высоты  насадки 

Решение графическое: 

m - средний коэффициент  распределения в условиях равновесия 

m_cp.в = 1,35

m_cp.н = 1,6 

По графику  находим общее число единиц переноса в верхней n_{oy в} и нижней n_{oy н} частях колонны: 

- для верхней части колонны (1.16)

- для нижней части колонны 

Общую высоту единиц переноса найдем по уравнению аддитивности:

Отношение нагрузок по пару и жидкости:

для верха    

для низа       

где  (1.18)

Рассчитаем вязкость паров в верхней и нижней части  колонны:

                                             (1.19)

тогда получим: 

  – верх   колонны 

Аналогично для  нижней части колонны:

 –  низ   колонны 

Рассчитаем коэффициент  диффузии в жидкости для верхней  части колонны при 20°С 
 

                                           (1.20) 

где А, В- коэффициенты, зависящие от свойств растворенного  вещества и растворителя, υ_в, υ_ук – мольные объемы компонентов в жидком состоянии при температуре кипения, см³/моль, m_х- вязкость жидкости при 20°С, мПа∙с. 

 Тогда коэффициент  диффузии в жидкости для верхней  части колонны при 20 ⁰С равен:

Для нижней части колонны: 
 

Рассчитаем температурный  коэффициент. 

где m_х и r_х принимают при температуре 20 ⁰С.

Тогда для верхней  части колонны:

Для нижней части  колонны: 

Рассчитаем коэффициент  диффузии в жидкости при средней  температуре. 

                                                D_x = D_{x 20}∙[1+b·(t-20)] (1.22) 

Для верхней  части колонны: 

D_{х в}=0,98∙10^-9∙ [1+0,02∙ (102,2-20)]= 2,59∙10^-9 м²/с 

Для  нижней части  колонны: 

D_{х н} =0,88∙10^-9∙ [1+0,024∙ (117,1-20)]= 2,93∙10^-9 м²/с 

Рассчитаем коэффициент диффузии в паровой фазе. 

где T - средняя температура в соответствующей части колонны, К; P - абсолютное давление в колонне, Па. 

Тогда для верхней  части колонны:

Тогда для нижней части колонны:

Рассчитаем коэффициент  переноса  в жидкой фазе:

где с и Ф  – коэффициенты; Pr _x = µ_x/(ρ _x ∙D _x) – критерий Прандтля для жидкости; Z – высота слоя насадки одной секции, которая из условия прочности опорной решетки и нижних насадки не должна превышать 3м. 

Таким образом, для верхней части колонны:

для нижней части  колонны:

Рассчитаем высоту единиц переноса в паровой фазе:

где ψ – коэффициент; Pr _y = µ_y/(ρ _y ∙D _y) – критерий Прандтля для пара; Ls = L/(0,785·d²) – массовая плотность орошения, кг/(м²∙с); d – диаметр колонны, м; f₁=µ_x^0,16; f₂=(1000/ρ _x)^1,25; f₃ = (72,8∙10^-3)^0,8/σ 

для верхней  части колонны:

для нижней части  колонны:

Найдем общую  высоту единиц переноса для верхней  и нижней части колоны: 

h_oy = h_y+mG/L 

где m – средний коэффициент распределения в условиях равновесия. 

Тогда для верхней  части колонны: 

h_oyв = 4,29+1,35·(3,3+1)∙0,2/3,3 = 1,63 м 

Для нижней части  колонны: 

h_oyн = 1,47+1,6·(3,3+1)·0,22/(3,3+

              Н_в = 10,15·1,63 = 16,56 м – для верхней части колонны 

              Н_н = 14,1·1,76 = 24,8 м – для нижней  части колонны 

Рассчитаем общую  высоту насадки в колонне. 

              Н = Н_в+ Н_н = 16,56+24,8 = 41,36 ≈ 42 м (1.26) 

Т.к высота слоя насадки в 1 секции может быть Z =3 м то общее число секций равно 14. 

Рассчитываем  общую высоту ректификационной колонны: 

H_к = Z·n+(n-1)∙h_p+Z_в+Z_н,= 3·14+(24-1)·0,5+1+2 = 56,5 м 

где h - расстояние между тарелками, м;  Z_в и Z_н -    расстояние соответственно между 
верхней тарелкой и крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой,  м.

Рассчитаем критерий Рейнольдса для газа в верхней  и нижней частях колонны: 

Тогда для верхней  части колонны:

Для нижней части  колонны: 

Отсюда следует, что режим движения турбулентный. 
 

Рассчитаем коэффициент  сопротивления сухой насадки. 

Для верхней  части колонны: 

Для нижней  части  колонны: 

Рассчитываем  гидравлическое сопротивление сухой насадки.

Для верхней  части колонны: 

Для нижней части  колонны:

Для верхней  части колонны: 

Для нижней части  колонны: 

Рассчитаем гидравлическое сопротивление насадки 

Для верхней  части колонны: 

Для нижней части  колонны: 

Рассчитаем общее  гидравлическое сопротивление орошаемой  насадки в колонне. 

                                                           ΔР = ΔР_в+ ΔР_н (1.31) 

Тогда получим: 

                                                  ΔР = 20548+17209 = 37757 Па

2.1.Рассчитываем  теплообменник подогреватель исходной  смеси. 

     Выбрать тип, рассчитать и подобрать нормализованный конструкции пластинчатого теплообменника для подогрева G₂ = F = 2,64 кг/с органической жидкости от температуры t_2н = 37°C до  t_2к = 100°C.  

1. Рассчитаем  среднюю температуру смеси:

t₂ = 0,5∙(37+100) = 68,5°C  

При этой температуре  исходная смесь будет иметь следующие физико-химические показатели: 

c₂ = 3222,2 Дж/кг·К - теплоемкость

ρ₂ = 986,2 кг/м³- плотность

μ₂ = 0,000531 Па·с – вязкость

λ₂ = 0,413 Вт/м·К – теплопроводность

Pr₂ = 6,5 

     Для подогрева использовать насыщенный  водяной пар давлением 0,4 Мпа. Температура конденсации t₁ = 143,62°C.

При этой температуре  конденсат имеет  следующие характеристики: 

r₁ = 2133800 Дж /кг - удельная массовая теплота испарения (конденсации)

ρ₁ = 924,1 кг/м³- плотность

μ₁ = 0,000186 Па·с – вязкость

λ₁ = 0,686 Вт/м·К – теплопроводность

Pr₁=1,17 

2.  Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата: 

Q = 1,05·G₂·c₂·( t_2к - t_2н) = 1,05·2,64·3222,2· (100-37) = 562712,12 Вт (2.1) 

3. Рассчитаем  расход пара для подогрева  исходной смеси:

4.  Рассчитаем  среднюю разность температур: 

Примем коэффициент  теплопередачи равной  K_ор= 1000 Вт / м²∙К. 

5. Рассчитаем  площадь поверхности передающей  тепло:

6. Определим запас площади теплообменника:

Δ = (F-F_ор)·100/ F_ор= (6,3-5,32)·100/5,32=18,4% (2.5) 

Таким образом, выбранный теплообменник подходит с запасом 18,4%

2.2. Расчёт кожухотрубчатого  конденсатора (дефлегматора). 

     Рассчитать и подобрать нормализованный вариант конструкции кожухотрубчатого конденсатора смеси паров органической жидкости и паров воды (дефлегматора) для конденсации G₁ = P = 0,6 кг/с паров.

Удельная теплота  конденсации смеси r₁= 611700 Дж/кг,

температура конденсации t_k = 100°С.

Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации: 

l₁ = 0,681 Вт/м·К;

r₁ = 958 кг/м³;

m₁ = 0,000284 Па·с.  

Тепло конденсации  отводить водой с начальной температурой t_2н= 17°С.

Примем температуру  воды на выходе из конденсатора t_2к= 42°С. 

1. Рассчитаем  среднюю температуру воды:

t₂ = 0,5·(17+42) = 29,5°C

При этой температуре  исходная смесь будет иметь следующие  физико-химические показатели:

c₂ = 4183,8 Дж/кг·К

ρ₂ = 995,15 кг/м³- плотность

μ₂ = 0,000811 Па·с – вязкость

λ₂ = 0,614 Вт/м·К – теплопроводность

Pr₂ = 5,5 

2. Рассчитаем  тепловую нагрузку аппарата: 

Q = G₁·r₁ = 0,6·611700 = 367020 Вт  (2.2.1)   

3. Рассчитаем  расход воды:  

4.  Рассчитаем  среднюю разность температур: 

Примем K_ор= 600 Вт/м²·К.  

5. Рассчитаем  ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:  

6. Задаваясь  числом Re₂= 15000, определим соотношение n /z  для конденсатора из труб диаметром d_н= 20´2 мм:

где n – общее число труб;

      z – число ходов по трубному пространству:

      d – внутренний диаметр труб, м. 

 В соответствии  с табличными значениями соотношение  n /z принимает наиболее близкое к заданному значению у конденсаторов с диаметром кожуха D = 400 мм, диаметром труб 20´2 мм, числом ходов z = 2 и общим числом труб n = 166.

N /z = 166 / 2 = 83. 

Наиболее близкую  к ориентировочной поверхность  теплопередачи имеет нормализованный  аппарат с длиной труб L = 3 м; F = 31 м². 

7. Рассчитаем  действительное число  Re₂: 

8. Определим коэффициент теплоотдачи к воде: 

9. Коэффициент  теплоотдачи от пара, компенсирующегося  на пучке горизонтально расположенных  труб, определим по уравнению:

10. Сумма термических  сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали равна: 

12. Требуемая  поверхность теплопередачи: 

Конденсатор с  длиной труб 2 м и поверхностью 11 м² подходит с запасом: 

     Выбрать тип, рассчитать и подобрать  кожухотрубчатый  теплообменник для подогрева G₂ = W = 2,033 кг/с органической жидкости. Органическая жидкость кипит при температуре 117,8°C

При этой температуре  исходная смесь будет иметь следующие  физико-химические показатели: 

c₂ = 2523 Дж/кг·К - теплоемкость

ρ₂ = 938,64кг/м³- плотность

μ₂ = 0,00038 Па·с – вязкость

λ₂ = 0,15 Вт/м·К – теплопроводность

r₂ = 390462 Дж/кг

σ₂ = 18,2·10^-3н/м 

Для подогрева  использовать насыщенный водяной пар  давлением 0,4 МПа. Температура конденсации t₁=143,62°C.

При этой температуре  конденсат имеет следующие характеристики:

r₁ = 2133800 Дж/кг - удельная массовая теплота испарения (конденсации)

ρ₁ = 924,1 кг/м³- плотность

μ₁ = 0,000186 Па·с – вязкость

λ₁ = 0,686 Вт/м·К – теплопроводность

Pr₁ = 1,17 

1.  Рассчитаем  тепловую нагрузку аппарата: 

Q= G₂·r₂ = 2,033·390462= 793809,2 Вт (2.3.1) 

3. Рассчитаем  расход пара для подогрева  исходной смеси: 

4.  Рассчитаем  среднюю разность температур: 

                                                       t = t₁- t₂ = 143,62-117,8 = 25,82°C 

Примем коэффициент  теплопередачи равной  K_ор= 800 Вт/м²∙К. 

5. Рассчитаем  площадь поверхности передающей  тепло: 

Возьмём пластинчатый теплообменник с поверхностью теплообмена  F = 42 м².

с диаметром кожуха D = 400 мм, длинной труб L = 4 м. 

7. Определим запас площади теплообменника:

Δ = (F-F_ор)·100/ F_ор = (42-38,43)·100/38,43 = 9% 

Таким образом  выбранный теплообменник подходит с запасом 9%.

Масса испарителя составляет 1260 кг.

2.4. Расчёт холодильника  кубовой жидкости (кожухотрубчатого  теплообменника). 

     Рассчитать и подобрать нормализованный кожухотрубчатый теплообменник для теплообмена между двумя растворами. Горячий раствор в количестве G₂ = W= 2,033 кг/с охлаждается от t_2н = 117,8°С  до t_2к = 42°С. Начальная температура воды равна t_2в = 20 ⁰С. 
 

1. Рассчитаем  среднюю температуру воды: 

t₂ = 0,5·(117,8+42)=79,9°C  

при этой температуре  горячая жидкость имеет следующие  физико-химические характеристики:  

r₁ = 981 кг/м³;

l₁ = 0,138 Вт/м∙К;

m₁ = 0,00056 Па∙с;

с₁ = 2317 Дж/кг∙К.  

Холодная жидкость  температуре t₂=42°С имеет следующие физико-химические характеристики: 

r₂ = 1027 кг/м³;

l₂ = 0,145 Вт/м∙К;

m₂ = 0,0009 Па∙с;

с₂ = 2103,38 Дж/кг∙К.  

 2. Тепловая нагрузка аппарата:  

Q= G₂∙с₂∙ (t_1н - t_1к)=2,033∙2317∙(117,8 - 42)=357053 Вт. (2.4.1) 

3. Расход охлаждающей воды: 

4. Определение средне-логарифмической разности температур: 

Примем ориентировочное  значение коэффициента теплопередачи K_ор=800  Вт/м²´К.  
 

5. Рассчитаем требуемую поверхность теплообмена: 

7. Делаем  поправку для температуры:

                                                 Δt_ср= Δt_{ср лог} ·ε = 60,1·0,891 = 53,5°C (2.4.10)

8. Определяем поверхность теплообмена

Подбираем теплообменник: 

L_труб=2 м, d_труб=25´2 мм, D_кожуха=325 мм, F =9 м², число труб= 56, число ходов=2 

 9.   В выбранном теплообменнике запас поверхности: 

2.5. Расчёт холодильника  дистиллята (кожухотрубчатого теплообменника). 

     Рассчитать и подобрать нормализованный кожухотрубчатый теплообменник для теплообмена между двумя растворами. Горячий раствор в количестве G₂ = P = 0,6 кг/с охлаждается от t_2н= 100°С  до t_2к=17°С.

Начальная температура  воды равна t_2в= 5 ⁰С. 
 

1.  Рассчитаем  среднюю температуру раствора: 

t₂ = 0,5·(100+17) = 58,5°C  

при этой температуре  смесь имеет следующие физико-химические характеристики:  

r₁ =994,7 кг/м³;

l₁ = 0,41 Вт/м∙К;

m₁ = 0.000597 Па∙с;

с₁ = 3194,8 Дж/кг∙К.  

Холодная жидкость  температуре t₂=17°С имеет следующие физико-химические характеристики: 

r₂ = 1025 кг/м³;

l₂ = 0,38 Вт/м∙К;

m₂ = 0.001 Па∙с;

с₂ = 3085,4 Дж/кг∙К.  

2. Тепловая нагрузка  аппарата:  

Q= G₁∙с₁∙ (t_1н- t_1к)=0,6∙3194,8∙(100 - 17)=159101 Вт. (2.5.1) 

3. Расход охлаждающей воды: 

3. Определение  средне-логарифмической разности  температур: 

Примем ориентировочное  значение коэффициента теплопередачи K_ор=800  Вт/м²´К.  
 

4. Рассчитаем  требуемую поверхность теплообмена: 

9. Делаем  поправку для температуры:

                                                 Δt_ср= Δt_{ср лог} ·ε = 36,7·1,23 = 45,1°C (2.5.9)

10. Определяем поверхность теплообмена

Подбираем теплообменник: 

L_труб = 1,5 м, d_труб = 20∙2 мм, D_кожуха = 273 мм, F = 6 м². 

7.   В выбранном  теплообменнике запас поверхности: 

2.6. Расчёт ёмкости  для исходной смеси и продуктов  разделения. 

где

G - расход жидкости, кг/с.

t = 2 часа = 2·3600 = 7200 сек - время.

r - плотность жидкости, кг/м³.

j = 0,8 - коэффициент заполнения.

1. Ёмкость для исходной смеси:

2. Ёмкость для сбора дистиллята:

3. Ёмкость для кубовой жидкости:

(2.6.4)

3. Расчёт и выбор  насоса. 

     Подобрать  насос для перекачивания исходной  смеси вода-уксусная кислота при  температуре 20°С из открытой  ёмкости в аппарат, работающий  под избыточным давлением 0,1 МПа. Расход жидкости 2,64 кг/с.

Проверить возможность  установки насоса на высоте 4 м над уровнем жидкости в ёмкости. 

3.1. Выбор трубопровода

1. Для всасывающего  и нагнетательного трубопровода  примем одинаковую скорость течения  жидкости, равную 3 м/с. Тогда диаметр равен: 

Выбираем стальную трубу наружным диаметром 45 мм, толщиной стенки

3,5 мм (по таблице). Внутренний диаметр трубы d = 0,038 м.  

2. Фактическая  скорость воды в трубе: 

Примем, что коррозия трубопровода незначительна. 

3.2. Определение потерь на трение местные сопротивления 

т.е. режим течения  турбулентный.  

Примем абсолютную шероховатость равной D=2·10^-4 м.  

Тогда:

Далее получим: 

 Таким образом,  в трубопроводе имеет место смешанное трение, и расчет l следует проводить по формуле:

сумма коэффициентов  во всасывающей линии 

åx_вс = 0,5+1+1,1·2+3·0,83·0,92 = 6 (3.2.4) 

сумма коэффициентов  в нагнетательной линии 

åx_н = 0,5+1+1,1·2+2·4,8 = 13,3 (3.2.5)

2.2. Потерянный  напор во всасывающей и нагнетательной  линии находим по формуле: 

2.3. Общие потери  напора: 

h_п = h_{п вс}+h_{п наг} = 3,7+5,62 = 9,31 м (3.2.7) 
 

3.3. Выбор  насоса.

3.1. Находим потребный  напор насоса по формуле:

Такой напор  при заданной производительности обеспечивается одноступенчатыми центробежными насосами. Учитывая широкое распространение  этих насосов в промышленности ввиду  достаточно высокого к.п.д., компактности и удобства комбинирования с электродвигателями, выбираем для последующего рассмотрения именно эти насосы.

3.2.Полезную мощность  насоса определим по формуле: 

N_п = r·g·Q·H = 1023·9,8·0,0264· 34,28= 9051 Вт = 9,05 кВт (3.3.2) 

     Примем h_пер=1 и h_н=0,6 (для центробежного насоса средней производительности),  

3.3. Найдём  мощность на валу двигателя:

4. Определение  предельной высоты всасывания 

4.1. Рассчитаем  запас напора на кавитацию: 

h_з = 0,3· (Q·n²)^2/3 = 0,3· (0,0264·48,3²)^2/3 = 3,5 м (4.1)

 По таблицам  давлений насыщенного пара найдём, что при 20°С p_t = 2,34·10^-3 Па.

Примем, что атмосферное давление равно р₁ = 10⁵ Па, а диаметр всасывающего патрубка равен диаметру трубопровода.

 Тогда по  формуле найдём:

Таким образом, расположение насоса на высоте 4 м над  уровнем жидкости в ёмкости вполне возможно.

Выбираем насос: 

Таблица 2. Выбор насоса для отвода кубового остатка и дистиллята. 

5. Определение толщины  тепловой изоляции. 

     Толщину  тепловой изоляции d_и находят из равенства удельных тепловых потоков через слой изоляции от поверхности изоляции в окружающую среду:

где a_в=9,3+0,058·t_ст2  - коэффициент теплоотдачи от внешней поверхности изоляционного материала в окружающую среду, Вт/м²´К ;

 t_ст2 - температура изоляции со стороны окружающей среды,  для аппарата, работающего в закрытом помещении, t_ст2= 40°С ;

t_ст1=143,62 °С - температура изоляции со стороны аппарата. Ввиду незначительного термического сопротивления стенки аппарата по сравнению с термическим сопротивлением слоя изоляции, t_ст1 принимают равной температуре греющего пара t_г1; t_в=20°С - температура окружающей среды;

l_и - коэффициент теплопроводности изоляционного материала, Вт/м·К.

1. Рассчитаем толщину тепловой изоляции:

a_в=9,3+0,058·40 = 11,62 Вт/м²·К (5.2)

 В качестве материала для тепловой изоляции выберем совелит (85% магнезия

и 15% асбеста), имеющий  коэффициент теплопроводности l_и = 0,09 Вт/м·К. Тогда получим: 

6. Расчёт оптимального диаметра трубопровода. 

     Внутренний  диаметр трубопровода круглого  сечения рассчитывают по формуле:

1. Трубопровод подачи исходной смеси из подогревателя в колонну:

Выбираем трубопровод  по ГОСТу  Æ 56´3.5 мм - Х18Н10Т.

Штуцер D_у - 49 мм.

2. Трубопровод подачи кубового остатка в кипятильник:

Выбираем трубопровод  по ГОСТу  Æ 45´3.5 мм - Х18Н10Т.

Штуцер D_у - 38 мм.

7. Трубопровод  отвода оборотной воды из дефлегматора:

Выбираем трубопровод  по ГОСТу  Æ 76´4.0 мм - Ст3сп.

Штуцер D_у - 67 мм.

10 Трубопровод,  соединяющий распределитель и  колонну:

Выбираем трубопровод  по ГОСТу  Æ 56´3.5 мм - Х18Н10Т.

Штуцер D_у - 49 мм.

Литература 

1. Дытнерский  Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии.-М.: Химия, 1995-Ч.1,2.
2. Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для студентов химико-технологических  спец. Вузов/ К.Ф. Павлов П.Г. Роменков, А.А. Носков; Под редакцией П.Г. Романкова – 10-е изд. перераб и доп.-Л.: Химия, 1987.
3. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии.-М.: Химия, 1971.
4. Плановский А.Н. Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии / А.Н. Плановский, П.И. Николаев.-М.: Химия, 1983.
5. Плановский А.Н. Процессы и аппараты химической технологии / А.Н. Плановский, В.М. Рамм, С.З. Каган.- 5-е изд., стериотип.-М.: Химия, 1983.
6. Правила и примеры выполнения технологических схем: Методические указания к курсовому проектированию по процессам и аппаратам химических и пищевых производств / Воронеж. Гос. Технолог. Акад.; Сост. А.В. Логинов, М.И. Слюсарев. – Воронеж, 1999.
7. Лащинский А.А. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры: Справочник./ А.А. Лащинский, А.Р. Толчинский; Под редакцией Н.Н. Логинова. 2-е изд. перераб. и доп.-Л Машиностроение,1970.