Размещено на Allbest.ru

Исходные данные

Спроектировать ректификационную установку для разделения смеси

этанол - вода

Расход исходной смеси F=12000 кг/ч (3,3кг/с)

Состав исходной смеси х_F=8%(масс)

Состав дистиллята х_р=91%(масс)

Состав кубового остатка х_w=2 %(масс)

Давление в колонне Р=атм.

Тип колонны колпачковые тарелки

Температура охлаждающей воды t_в= 18^оС

Температура исходной смеси t_н= 20^оС

Расчет

1. Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число

1.1 Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению

х_F=;

x_F= 0,03

x_p= 0,80

x_w= 0,008

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

F=P+W; ;

Отсюда находим:

W===3,1 кг/с.

P=F-W= 3,3-3,1 =0,2 кг/с.

1.3 Данные по равновесию

Таблица 1

x	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
y	0	33.2	44.2	53.1	57.6	61.4	65.4	69.9	75.3	81.8	89.8	100
t	100	90.5	86.5	83.2	81.7	80.8	80	79.4	79	78.6	78.4	78.4

По данным таблицы 1 строим диаграммы Х-У и t-ХУ. Рисунок1 и рисунок 2.

1.4 Минимальное флегмовое число

Минимальное флегмовое число вычисляем по формуле:

R_min===3,5

R_min можно найти графически через отрезок В_max , отрезаемый рабочей линией, проведенной из точки диагонали, соответствующей значению х_р и через точку пересечения ординаты, восстановленной из точки х_F с линией равновесия.

Измерив отрезок В_max, находим R_min из формулы

В= R_min=- 1

В_max =0,178 R_min = 3,5

R = R_min

Задаваясь различными значениями коэффициентов избытка флегмы ,определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме Х-У находим число теоретических тарелок N.

Результаты расчетов рабочего флегмового числа представлены в таблице 2.

Таблица 2

	1,2	1,5	1,8	2,5	3,4
R	4,2	5,25	6,3	8,75	11,9
b=	0,154	0,128	0,11	0,08	0,06
N	14	11	10	9	8
N(R+1)	72,8	68,75	73	87,8	103,2

Строим график (рисунок 3) в координатах N(R+1)- R и из точки минимума находим оптимальное рабочее флегмовое число R_опт = 5 , В = 0,133.

1.5 Средние массовые расходы по жидкости для верхней и нижней частей колонны

L^В = Ф = PМR= 0,2М5 = 1,0 кг/с

L^H = F + Ф =3,3+1,0= 4,3 кг/с

1.6 Средний расход пара по колонне постоянен:

G = P(R + 1) = 0,2 (5+1) = 1,2 кг/с.

2. Скорость пара и диаметр колонны

2.1 Физико-химические свойства паровой и жидкой фаз для верха и низа колонны

2.1.1 Средние мольные концентрации жидкости

х^в_.= =0,415 кмоль/кмоль.

х^н_.= =0,019 кмоль/кмоль.

2.1.2 Средние мольные концентрации пара

тепловой баланс колонна пар

у^в_.== = 0,479 кмоль/кмоль.

y^н_.== = 0,083 кмоль/кмоль.

Где y_p = x_p, y_w = x_w , y_F = 0,157 ( из графика рисунок 4).

По диаграмме t - x,y (рисунок 2), при средних концентрациях пара, определяем средние температуры пара -

t^в = 85,1^оС

t^н = 97,6^оС

2.1.3 Средние мольные массы паров:

М^В_п= М_Ау^В_.+ М_Б(1-у^В_.) = 46М0,479 + 18(1-0,479) = 31,412 кг/кмоль,

М^Н_п= М_Ау^Н_.+ М_Б(1-у^Н_.) = 46М0,083 + 18(1-0,083) = 20,324 кг/кмоль.

2.1.4 Средние плотности пара:

Для верха колонны

= 1,07 кг/м³.

Для низа колонны

= = = 0,67 кг/м³.

2.1.5 Средние мольные массы жидкой смеси

Для верха колонны

М^В_ж= М_Аx^В_.+ М_Б(1-x^В_.) = 46М0,415 + 18(1-0,415) = 29,62 кг/кмоль,

Для низа колонны

М^Н_ж= М_Аx^Н_.+ М_Б(1-x^Н_.) = 46М0,019 + 18(1-0,019) = 18,53 кг/кмоль

Пересчитаем средние мольные концентрации в массовые

2.1.6 Плотность жидкости

Для верха колонны

= =

= 800 кг/м³.

Для низа колонны

= =

= 945 кг/м³.

2.1.7 Вязкость паров

Для верха колонны

== 0,0108мПас

Для низа колонны

== 0,0120мПас

2.1.8.Вязкость жидкости

Для верха колонны.

lg= х^вlg₁+(1-х^в)lg₂;

lg= 0,415lg0,4397 + (1- 0,415)lg0,3396

=0,378 мПас.

Для низа колонны

lg=х^нlg₁+(1-х^н)lg₂

lg=0,019lg0,3432+ (1-0,019)lg0,2896

= 0,291 мПас.

2.2 Скорость пара и диаметр колонны

2.2.1 Скорость пара в интервале устойчивой работы колпачковых тарелок может быть определена по уравнению

где d_k - диаметр колпачка, принимаем 80 мм,

h_k - высота колпачка, принимаем 55 мм,

H_T - расстояние между тарелками, принимаем 500 мм.

Для верха колонны:

= 1,54 м/с

Для низа колонны:

= 2,11 м/с

Рабочая скорость пара составляет 0,8 - 0,9 предельной скорости

Тогда

_в = 1,23 м/с.

_н = 1,69 м/с.

2.2.2 Диаметр колонны.

Для верха колонны

d_в= = =1,08 м.

Для низа колонны

d_н= ==1,16 м.

Выберем стандартный диаметр обечайки d_ст. = 1200 мм для обеих частей колонны.

Пересчитаем рабочие скорости для верха и низа колонны на стандартный диаметр:

м/с

м/с

По каталогу для колонны диаметром 1,2 м выбираем колпачковую тарелку ТСК-Р со следующими конструктивными размерами:

Свободное сечение колонны 1,13 м²

Свободное сечение тарелки 0,129 м²

Относительная площадь для прохода паров F_с 11,4 %

Сечение перелива 0,099 м²

Периметр слива 0,818 м

Длина линии барботажа 12,3 м

3. Определение высоты тарельчатой колонны

Ведем расчет высоты тарельчатой колонны графоаналитическим методом с построением кинетической кривой.

3.1 Отдельно для верхней и нижней части колонны определяем коэффициенты массоотдачи для паровой и жидкой фазы в _у , в_х .

в _у=, в_х= , кмоль/(м²ч)

где D_n и D_ж - коэффициенты диффузии для паровой и жидкой фаз, м²/ч,

h = 1 м - определяющий размер,принятый при обработке опытных данных,

Nu_ж и Nu_п - диффузионные критерии Нуссельта, найденные для жидкой и паровой фаз.

3.2 Коэффициенты массоотдачи (в^н _у , в^в_у) для паровой фазы

Критерий Рейнольдса находим из уравнения

,

где м_п - динамический коэффициент вязкости пара верха и низа колонны,

Па с,

w - рабочая скорость пара в колонне, м/с,

h=1м.

Для верха колонны:

= 98083 ,

Для низа колонны:

= 88217 ,

Критерий Нуссельта рассчитывается по уравнению :

Nu_п = 0,79Re_n + 11100

Для верха колонны

Nu^В_п = 0,7998083 + 11100 = 88586

Для низа колонны:

Nu^Н_п = 0,7988217 + 11100 = 80791

Коэффициент диффузии в паровой фазе для верха колонны.

D^В_п.= == 0,0724 м²/с.

Коэффициент диффузии в паровой фазе для низа колонны.

D^Н_п.= =0,0762 м²/с.

Коэффициенты массоотдачи (в^н _у , в^в_у)

в^в_у == 286,

в^н _у == 275.

3.3 Коэффициенты массоотдачи (в^н _х , в^в_х) для жидкой фазы

Коэффициент диффузии в жидкости при средней температуре равен:

D_x.= D_x.20 ;

Коэффициент диффузии в жидкости при 20С можно вычислить по формуле.

D_x.20 =;

Где А,В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя; v_б , v_т - мольные объемы компонентов в жидком состоянии при температуре кипения, _х - вязкость жидкости при 20С.

Тогда коэффициент диффузии в жидкости для верха колонны при 20С равен:

D_х.20==3,910^-6 м²/ч.

Температурный коэффициент b определяем по формуле

 b= 0,2=0,2= 0,0236

тогда

D_x.в. =3,910^-6 = 9,8910^-6м²/ч.

Коэффициент диффузии в жидкости для низа колонны.

D_х.20 ==4,25510^-6 м²/ч.

b= 0,2=0,2= 0,02

D_x.н.= = 10,8610^-6 м²/ч.

Рассчитываем критерий Прандтля для жидкости ( верха и низа колонны) :

.

Для верха колонны :

= 172

Для низа колонны :

= 102

Критерий Нуссельта определяется по формуле :

Nu _ж = 38000 Pr_ж^0.62

Для верха колонны :

Nu _ж = 38000 ·172^0.62 = 924296

Nu _ж = 38000 ·102^0.62 = 668522

Коэффициенты массоотдачи в жидкой фазе

Для верха колонны

в_х= =247

Для низа колонны

в_х= = 370

3.4 Коэффициент массопередачи

Коэффициент массопередачи - величина переменная и зависит от коэффициента распределения компонента по фазам (тангенса угла наклона равновесной линии).

Для определения коэффициента распределения на диаграмме Х-У проведем ординаты в интервале от х_w до х_р до пересечения с равновесной кривой.

Коэффициент распределения определяем по формуле:

;

Коэффициент массопередачи вычисляем по формуле:

;

Расчёты, проведенные по формулам сведены в таблицу 3.

По рассчитанным К_у определяем числа единиц переноса тарелки

где ц - отношение рабочей площади тарелки к свободному сечению колонны,

ц = S_кол-2S_сл / S_кол =1,13-2М0,099/1,13 =0,825

t_i - температура пара находится из диаграммы t-x,y (рисунок 2) для данного значения х_i .

Для каждого n_oy находят коэффициенты С_yi

С_yi =

Рассчитанные по этим формулам значения в интервале от х_w до х_р сведены в таблицу 3.

Таблица 3

ДХ	ДУ	m	K	t	T	noy	Cyi	AC	BC
0,008	0,05	6,25	48,71	99,7	372,7	0,216	1,24	21	17
0,022	0,15	6,82	45,32	99,1	372,1	0,2	1,22	21,5	18
0,07	0,242	3,46	57,13	97,1	370,1	0,4	1,5	113	75
0,1	0,089	0,89	140,85	94,3	367,3	0,98	2,7	117	43
0,1	0,045	0,45	188,03	91,4	364,4	1,3	3,7	98	26,5
0,1	0,038	0,38	198,61	88,1	361,1	1,36	3,9	75	19
0,1	0,04	0,4	195,47	84,3	357,3	1,33	3,8	53	14
0,1	0,045	0,45	188,03	81,2	354,2	1,26	3,54	33	9
0,1	0,054	0,54	175,97	79,4	352,4	1,2	3,25	19	6
0,1	0,065	0,65	163,18	78,7	351,7	1,1	3,0	9	3

На диаграмме Х-У на ординатах х_i определяем отрезки АС между рабочими и равновесными линиями. Пользуясь равенством ВС=АС/С_у, мм от точек С₁,С₂,С₃ и т.д. откладываем вниз найденные отрезки СВ. Через полученные точки В₁,В₂,В₃ и т.д. проводим кинетическую кривую. Между рабочими линиями и кинетической кривой в пределах концентрации x_w и x_p вписываются ступеньки. Число ступеней соответствует числу действительных тарелок.

N_н = 11; N_в = 14;

Общее число тарелок равно:

N = 11+14=25 шт.

Примем расстояние между тарелками равным h = 0,5м. Тогда высота колонны равна:

H = (N - 1) h + z₁+ z₂ = (25 - 1) 0,5 + 1,0 + 2,0 =15 м.

Где z₁- расстояние от верхней тарелки до крышки колонны.

z₂ - расстояние от нижней тарелки до днища колонны.

4. Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Гидравлическое сопротивление тарелок колонны Р_к определяем по формуле

Р_к = Р_вN_в + Р_нN_н

где Р_в и Р_н - гидравлическое сопротивление тарелки соответственно в верхней и нижней частей колонны , Па.

Полное гидравлическое сопротивление тарелки складывается из трех слагаемых.

Р_в= Р_с + Р_п+ Р

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки Р_с определяем по формуле.

Р_с=

Значение коэффициента сопротивления сухой тарелки для колпачковых тарелок равно 5.

Тогда для верха колонны

Р_с=5= 202 Па.

Для низа колонны

Р_с=5= 322 Па.

Гидравлическое сопротивление жидкостного слоя на тарелке

Р_п..=1.3 gk_х(e+l/2+Дh)

Где l - высота прорези (принимаем 10 мм) ,м

e - расстояние от верхнего края прорези до сливного порога (принимаем равным 20 мм), м

k -относительная плотность пены (принимаем k=0.5)

Дh -высота уровня жидкости над сливным порогом,м

Дh=

Для верха колонны

Дh== 0,014 м

Для низа колонны

Дh== 0,033 м

Тогда

Р_п.в.= 1,39,810,5800(0,02+0,01/2+0,014) =199 Па.

Р_п.н.= 1,39,810,5945(0,02+0,01/2+0,033) =350 Па.

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

===23Па

= =80 Па.

где d_э = 4S/П,

S - площадь поперечного сечения прорези, м²,

П - периметр прорези, м.

Тогда

Р_в= 202 + 23 + 199 = 424 Па.

Р_н= 322 + 80 +350 = 752 Па.

Общее гидравлическое сопротивление колонны равно:

Р_к= 14 424 + 11752 = 14208 Па.

5. Тепловой баланс колонны

5.1 Тепло, отведенное холодной водой в дефлегматоре

Q _д = G_в r

Где r- теплота конденсации паров этилового спирта при t_p=78,6^оС.

r= x_pr₁ + (1- x_p)r₂= 0,91М848745 + (1-0,91)М2313080 = 980535 Дж/кг

Q _д= 1,2 980535 = 1176642 Вт.

5.2 Тепло, отведенное водой в холодильнике дистиллята

Q_х.р.= Рс t_н-t_к;

Где с- теплоемкость этилового спирта при средней температуре

t_ср = t_р+t_н/2=78,6+20/2=49,3^оС

Q_х.р.= 0,2 2832( 78,6- 23 ) =33191 Вт.

5.3 Тепло, отведенное водой в холодильнике кубового остатка

Q_х.w= Wc (t_н-t_к);

c- теплоемкость воды при средней температуре

t_ср = t_W+t_н/2=98,3+25/2=61,65^оС

Q_х.w.=3,14190(98,3-25) = 952094 Вт.

5.4 Тепло, подведенное в колонну с исходной смесью

Q_F= 1,05Fc_F(t_F-20);

Где 1,05 - коэффициент, учитывающий 5% потерь тепла в окружающую среду.

С- теплоемкость исходной смеси при средней температуре

t_ср = t_F+t_н/2=94,2+20/2=57,1^оС

С_F=х_F c_э + (1- x_F )c_в = 0,082930 + (1- 0,08 )4189= 4088Дж/кгК

Q_F=1,05 3,3 4088 (94,2-20) = 1051037 Вт.

5.5 Количество тепловых потерь

Q_п=1051037 0,05 =52552 Вт.

5.6 Количество тепла, подведенное в куб-испаритель колонны греющим паром

Q_к= 1,03(Q_D+РС_p.t_p+WC_.w.t_w- FC_Ft_F)

Q_к=1,03(1176642 + 0,2283278,6 +3,1419098,3 - 3,3408894,2) = 1264000Вт.

5.7 Количество тепловых потерь

Q_п=1264000 0,03 =37920 Вт.

Q_K + Q_F = Q_P + Q_W + Q_Д + 0.03Q_K + 0.05Q_F

1264000 + 1051037 = 1176642 +33191 + 952094 + 37920 + 52552

2315037 = 2252399

Невязка баланса составляет 62638 Вт (2,7%),что вполне допустимо.

Тепловой баланс

Таблица 4

ПРИХОД	РАСХОД
НАИМЕНОВАНИЕ	Кол-во к Вт.	НАИМЕНОВАНИЕ	Кол-во к Вт.
1.Количество тепла, подве- денное в колонну с исходной смесью	1051	1Тепло, отданное в дефлегма- торе.	1177
2.Количество тепла, подве- денное в куб-испаритель колонны с греющим паром.	1264	2.Тепло, отданное в холодиль- нике дистиллята.	33
		3.Тепло, отданное в холодиль- нике кубового остатка.	952
		4.Потери тепла в окружающую среду.	153
ИТОГО	2315	ИТОГО	2315

Расход воды для охлаждения пара в дефлегматоре.

V_д===0,0141м³/с

Расход воды для охлаждения дистиллята.

V_p===0,0004м³/с.

Расход воды для охлаждения кубового остатка.

V_w===0,0114м³/с

Общий расход охлаждающей воды

V =0,0141 + 0,0004 + 0,0114 = 0,0259 м³/с

Расход пара, подведенного в куб-испаритель и подогреватель исходной смеси.

Давление греющего пара Р=2,5 ата

х- степень сухости пара( х=0.95)

G_K== = 0,608 кг/с.

G_F== = 0,505 кг/с

Общий расход пара

G = G_K+G_F = 0,608+0,505 = 1,113 кг/с.

6. Расчет патрубков штуцеров

6.1 Вход исходной смеси при скорости жидкости в штуцере = 1,0 м/с.

d_шт.= == 0,067 м.

Примем d_y=80мм.

6.2 Вход флегмы при скорости =1,0 м/с.

d_шт.= == 0,040 м.

Принимаем d_y=50 мм.

6.3 Выход пара из колонны при скорости пара =10 м/с.

d_шт == 0,378 м.

Принимаем d_у =400 мм.

6.4 Выход кубового остатка из колонны при скорости жидкости в штуцере =1,0 м/с.

d_шт.== = 0,064 м.

Принимаем d_у =80 мм.

6.5 Вход парожидкосной смеси при скорости пара =10 м/с.

d_шт == 0,478 м.

Принимаем d_у =500 мм.

Рассчитать и подобрать теплообменник типа «труба в трубе» для охлаждения дистиллята этанола G₁= 0,2 кг/с, от начальной температуры t_1н = t_р=78,6⁰С до конечной температуры t_1к = 20^оС, охлаждение водой с начальной температурой t_2н = 18^оС.

Решение

1 Средняя температура этанола

t_1ср = (t_1н + t_1к )/ 2 = ( 78,6 + 20)/2 = 49,3^оС

Физико-химические свойства этанола при средней температуре :

с₁ = 2832 Дж/кг К, с₁ = 764 кг/м³, л₁ = 0,166 Вт/м К, µ₁ = 0,000713 Па• с

2 Средняя температура охлаждающей воды. Принимаем конечную температуру воды t_2к = 38^оС

t_2ср = (t_2н + t_2к )/2 = ( 18+ 38) / 2 = 28^о

Физико-химические свойства воды при средней температуре

с₂ = 4184Дж/кг К, с₂ = 996 кг/м³, л₂ = 0,614Вт/м К, µ₂ = 0,000843 Па• с, Рr₂=5,74

3 Тепловая нагрузка из теплового расчета колонны :

Q = 33191 Вт

4 Определяем расход охлаждающей воды

G₂ = Q/c₂ (t_2к - t_2н ) = 33191 / 4184 (38 - 18) = 0,4 кг/с

5 Определяем среднюю логарифмическую разность температур для противотока :

78,6^о > 20^о

38^о < 18^о

Д t_Б = 48,6^о Д t _М = 2^о

Д t_ср = (Д t_Б - Д t_М )/ ln( Д t_Б / Д t_М) = (48,6-2)/ ln(48,6/2) = 14,6^оС

6 Ориентировочный выбор теплообменника

Направляем охлаждающую воду в кольцевое пространство, а этанол во внутреннюю трубу.

Примем ориентировочно коэффициент теплопередачи К = 270 Вт/м ²К тогда ориентировочное значение поверхности теплообмена будет равно :

F_ор = Q / Д t_ср• K = 33191 / 14,6• 270 = 8,42 м²

Для заданных условий подходит теплообменник типа «труба в трубе» с поверхностью теплообмена F_с= 0,54 м², с длиной труб 3 м, числом потоков 1, числом труб в одном аппарате 1. Диаметр кожуха D_н=89х5 мм, диаметр внутренней трубы d_н= 57х4 мм.

Определим скорости рабочих сред в каналах

w₁ = 4G₁/(р·d²·с₁) = 4·0,2 / (3,14· 0,049²·764) = 0,14 м/с

w₂ = 4G₂/(р·d²_э·с₂) = 4·0,04 / (3,14· 0,022²·996) = 1,06 м/с

Где d_э - эквивалентный диаметр кольцевого пространства

d_э = (D_В² - d_Н²)/(D + d) = (0,079² - 0,057²)/(0,079 + 0,057) = 0,022 м

Критерии Рейнольдса.

Re₁ =w₁dс₁/м₁ = 0,14·0,049·764/0,000713 = 7351

Re₂ =w₂d_эс₂/м₂ = 1,6·0,022·996/0,000843 = 27552

Критерий Прандтля для этанола

Pr₁ = = = 12,16

Учитывая, что режим течения этанола турбулентный, для расчета коэффициента теплоотдачи воспользуемся уравнением

0,021• Re₂^0,8• Pr₂^0,43·(Рr₁/Рr_ст1)^0,25·е_l

Температуру стенки в первом приближении можно принять как среднеарифметическое средних температур теплоносителей

t_ст = 0,5(49,3 + 28) = 38,65^оС

При данной температуре Рr_ст2 = 4,46, Рr_ст1 = 13,66

Коэффициент теплоотдачи к жидкости, движущейся по трубам при е_l = 1 равен

0,021•7351^0,8•12,16^0,43·(12,16/13,66)^0,25·1 = 251 Вт/м²К

Для расчета коэффициента теплоотдачи от стенки внутренней трубы к охлаждающей воде воспользуемся уравнением, определяющем теплоотдачу в кольцевом канале

0,017• Re₁^0,8• Pr₁^0,4·(Рr₂/Рr_ст2)^0,25·(D_В/d_Н)^0,18 =

= 0,017·27552^0,8·5,74^0,4(5,74/4,46)^0,25·(0,079/0,057)^0,18 = 3852 Вт/м²К

Принимаем величину термических сопротивлений от загрязнений стенок в аппарате со стороны этанола r₁=0,00017 м²К/Вт, со стороны воды r₂=0,00017 м²К/Вт. Материал теплообменника - нержавеющая сталь с коэффициентом теплопроводности л_ст= 17,5 Вт/мК, д_ст = 4 мм

Коэффициент теплопередачи равен :

К = ( 1/251 + 0,004/17,5 + 0,00017 + 0,00017 + 1/3852)^-1 = 207 Вт/м² К

Требуемая поверхность составит:

F = 33191 / 14,6• 207 =11 м²

Требуется 21 секция.

Температура стенок внутренней трубы

t_ст1 = t_1ср - K Д t_ср / б₁ = 49,3 - 207 • 14,6/ 251 = 61,4^о

t_ст2 = t_2ср + K Д t_ср / б₂ = 28 + 207 • 14,6/ 3852 = 28,8^о

При этих температурах Рr_ст1= 10,49, Рr_ст2= 5,61. Тогда (Рr₁/Рr_ст1)^0,25=(12,6/10,49)^0,25=1,0376

(в расчете 0,9713, разница 6,4%). Пересчет б₁ .

б ₁= 251·1,0376/0,9713 = 268 Вт/м²К

(Рr₂/Рr_ст2)^0,25=(5,74/5,61)^0,25=1,0057

(в расчете 1,0651, разница 5,9%). Пересчитаем б₂

б₂= 3852·1,0057/1,0651 = 3629 Вт/м²К

Коэффициент теплопередачи

К = ( 1/268 + 0,004/17,5 + 0,00017 +0,00017 + 1/3629)^-1 = 219 Вт/м² К

Уточненная поверхность составит :

F_у = 33191 / 14,6• 219 =10,4 м²

Для обеспечения необходимой поверхности теплообмена необходимо

n = F_у /F_с= 10,4/0,54 = 19,3

Принимаем 20 секций для обеспечения запаса.

Теплообменник (холодильник) типа «труба в трубе»

Диаметр кожуха D_к=89х5 мм

Диаметр внутренних труб d_н =57х4 мм

Число потоков 1

Число труб в одном аппарате 1

Поверхность теплообмена F_с= 0,54 м²

Количество секций 20

Общая поверхность теплообмена F = 10,8 м²

Литература

1 Н.М.Самохвалов. Процессы и аппараты химической технологии. Расчет теплообменных аппаратов. Издательство ИГТУ.2006

2 Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. Под ред.док.техн.наук проф. Ю. И. Дытнерского Химия. Москва.1983г. 272.

3 Павлов К.Ф.,Романков П.Г., Носков А.А.Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. 9-е изд. перераб. и доп. Л.Химия,1981,560.

Размещено на Allbest.ru