Ректификационная установка для разделения бинарной смеси "бензол-толуол"

Введение

 

Ректификация – разделение жидких однородных смесей на составляющие вещества или группы составляющих веществ в результате противоточного взаимодействия паровой смеси и жидкой смеси.

Возможность разделения жидкой смеси  на составляющие её компоненты ректификацией  обусловлена тем, что состав пара, образующегося над жидкой смесью, отличается от состава жидкой смеси  в условиях равновесного состояния пара и жидкости.

Сущность  процесса ректификации рассмотрим на простейшем примере разделения двухкомпонентной смеси, как и в случае нашего задания по курсовому проектированию, где требуется спроектировать ректификационную установку для разделения смеси «бензол-толуол». При ректификации исходная смесь делится на две части: часть, обогащенную легколетучим компонентом (ЛЛК), называемую дистиллятом, и часть, обедненную ЛЛК, называемую  кубовым остатком.

Обычно ректификационный аппарат  состоит из двух частей: верхней  и нижней, каждая из котрых представляет собой организованную поверхность контакта фаз между паром и жидкостью.

В нижней части исходная смесь взаимодействует  с паром, начальный состав которого равен составу кубового остатка. Вследствие этого из смеси извлекается легколетучий компонент.

В верхней  ступени пар начального состава  соответствующий составу исходной смеси, взаимодействует с жидкостью, начальный состав которой равен составу дистиллята. Вследствие этого пар обогащается легколетучим компонентом до требуемого предела, а менее летучий компонент извлекается из паровой фазы.

Пар для питания ректификационной колонны получается многократным испарением жидкости, имеющей тот же состав, что и кубовый остаток, а жидкость – многократной конденсацией пара, имеющего состав, одинаковый с составом дистиллята.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Задание

 

Рассчитать ректификационную установку  для разделения бинарной смеси  бензол – толуол.

 

Исходные данные для курсового  проекта:

 

1. Производительность по сырью  F = 10  т/ч

2. Концентрация низкокипящего компонента  НКК (% масс.):

  а) в сырье  

б) в дистилляте

в) в кубовом остатке

3. Тип тарелок – ситчатые.

4. Давление в колонне атмосферное.

5. Смесь подается в колонну  при температуре начала кипения.

 

Содержание расчетно-пояснительной  записки:

 

1. Расчет материального баланса.

2. Построение равновесной и рабочей  линии (у – х) и диаграммы  t – х, у.

3. Определение скорости пара  и диаметра колонны.

4. Расчет гидравлического сопротивления  тарелок и давления в кубе  колонны.

5. Определение числа тарелок  и высоты колонны.

6. Расчет теплового баланса колонны.

7. Расчет и подбор теплообменного  оборудования (подогревателя сырья,  дефлегматора, кипятильника и холодильников дистиллята и кубового остатка). Коэффициент теплопередачи рассчитать для  кипятильника, а для остальных принять по литературным данным.

8. Расчет и подбор насоса.

9. Расчет и подбор штуцеров.

Заключение 

 

Графическая часть 

 

1. Общий вид колонны с узлами- 1 лист формата А1.

2. Общий вид кипятильника с  узлами – 1 лист А1.

 

 

 

 

 

 

 

 

1. Расчет материального баланса

 

Температуры кипения и молекулярные массы разделяемых компонентов

	tк, °С	Мол. масса,  кг/кмоль
бензол	80,2	78
толуол	110,8	92

 

 

 

 

 

 

Таким образом, бензол является легкокипящим компонентом, а толуол – тяжелокипящим компонентом.

Обозначим массовый расход дистиллята через G_D кг/ч и расход кубового остатка через G_W   кг/ч.

Из уравнения материального  баланса 

по потокам:

G_D + G_W = G_F

по бензолу:

0, 96· G_D + 0,02 · G_W = 0,50· G_F

Откуда:

G_D = 10000 – 4894 = 5106 кг/ч = 1,418 кг/с  

G_F = 10000 кг/ч = 2,777 кг/с

 

Все расчеты в данном случае ведутся  для легкокипящего компонента, а  значит х – концентрация бензола. Для дальнейших расчетов необходимо пересчитать составы фаз из массовых в мольные по соотношению:

       

где  x - мольная доля ЛКК – бензола,

- массовая  доля бензола, % (масс.)

М_б – мольная масса бензола, кг/кмоль

М_т – мольная масса толуола, кг/кмоль

 

Пересчитываем массовый состав смеси  в мольный:

 

Молекулярные массы исходной смеси, дистиллята и кубового остатка определяем по формуле:

       = 0,541 × 78 + (1 - 0,541) × 92 = 84,43 кг/моль

0,966 × 78 + (1 - 0,966) × 92 = 78,48 кг/моль

= 0,025 × 78 + (1 - 0,025) × 92 = 91,65 кг/моль

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

2.  Построение равновесной и рабочей линии (у – х) и диаграммы t – х, у

 

Данные по равновесию приведены  в таблице 1 (по данным табл. 2, стр. 153, [1]):

Таблица 1. Равновесные составы жидкости х и пара у, мол. %, температуры кипения t для смеси бензол – толуол при давлении  0,1013 МПа.

Смесь – бензол - толуол.

x%	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
y%	0	11,5	21,4	38	51,1	61,9	71,2	79	85,4	91	95,9	100
t0C	110,6	108,3	106,1	102,2	98,6	95,2	92,1	89,4	86,8	84,4	82,3	80,2

 

По этим данным строим кривые в  координатах x – y  (рис. 1) и t – x, y (рис. 2).

Минимальное флегмовое число R_min определяем по уравнению:

где x_D – концентрация бензола (ЛКК) в дистилляте, мол. доли;

x_F – концентрация бензола в сырье, мол. доли;

y*_F – мольная доля бензола в паре, равновесном с жидкостью, состава х_F; мол. доли.

- равновесная концентрация бензола в паре (см. рис. 1).

 Тогда минимальное флегмовое  число равно:

Действительное флегмовое число  определяем по уравнению Джиллиланда

2.3. Построение  рабочих линий на диаграмме   х – у.

 

Мольный расход сырья определяем по уравнению:

кмоль/час

Расход  дистиллята находим следующим образом:

кмоль/час

Расход  остатка определим по уравнению:

кмоль/час

Относительный мольный расход питания находим  по уравнению:

Уравнение рабочей линии  верхней (укрепляющей) части колонны:

Уравнение рабочей линии  нижней (исчерпывающей) части колонны:

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

3. Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние концентрации жидкости

а) в верхней  части колонны:

_{б) в нижней части колонны:}

_{Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:}

Средние температуры  пара определяем по диаграмме t – x,y (рис. 2) в зависимости от средних концентраций пара.

_{Средняя температура пара в колонне:}

Средние мольные  массы паров в верхней и  нижней частях  колонны:

 г/моль      

           г/моль     

_{Определяем  плотность пара в  верхней и нижней частях колонны:}

кг/м³

кг/м³

Средняя плотность пара в колонне:

кг/м³

Температура вверху колонны при  у_D = 0,966 равняется 82,0 ^оС, а в кубе-испарителе при х_W = 0,025 она равна 109,4 ^оС.

Плотность жидкого бензола при 82,0 ^оС

кг/м³

Плотность жидкого толуола при  82 ^оС:

кг/м³  (табл. IV, стр. 512, [2])

Плотность дистиллята равна:

  кг/м³

 

 

Плотность жидкого бензола при  109,4 ^оС

кг/м³

Плотность жидкого толуола при 109,4 ^оС:

кг/м³  (табл. IV, стр. 512, [2])

Плотность остатка равна:

  кг/м³

Определим среднюю плотность жидкости в колонне:

  кг/м³

Объемный  расход проходящего через колонну  пара V при его средней температуре в колонне, определяемой как среднее арифметическое, находится по уравнению:

      

_{где Т и Т0 – абсолютные температуры соответственно средняя пара в колонне и температура при нормальных условиях,}

_{D – мольный расход дистиллята, равен 64,95 кмоль/ч (см. стр. 5, п. 2.3.)}

Тогда объемный расход пара равен:

 м³/с

Диаметр колонны  может быть определен по формуле:

                               

Принимаем расстояние между тарелками h = 500 мм. Для ситчатых тарелок по графику (рис. 7.2., стр. 323, [3]) находим С = 0,075. Скорость пара в колонне определяем по уравнению:

 м/с

Тогда диаметр колонны равен:

 м

Приняв стандартный  размер обечайки равным 1,4 м уточним рабочую скорость пара.

м/с

 

 

 

4. Определение гидравлического сопротивления тарелок и давления в кубе колонны

 

Выбираем  тарелку из ряда стандартных. Выбираем ситчатые тарелки ТС-Р с приведенными ниже характеристиками (стр. 216, [2])

(ОСТ 26-01-108-85)): Диаметр тарелки –  1400 мм;
Свободное сечение колонны – 1,54 м2;
Сечение перелива – 0,087 м2; Периметр слива – 0,86 м;
Относительное свободное сечение  тарелки – 10,7 %;
Масса – 72 кг

Рассчитаем гидравлическое сопротивление  тарелки в нижней и верхней  части колонны по уравнению

где - сопротивление сухой тарелки,

- сопротивление, вызываемое  силами поверхностного натяжения,

_пж - сопротивление парожидкостного слоя на тарелке.

а) Верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки

=

где - скорость пара в прорезях;

- коэффициент сопротивления,  равный для ситчатых тарелок  со свободным сечением 7 – 10%  (см. [2] стр. 354). Принимаем  = 1,82.

- средняя плотность пара в  верхней части колонны

Находим скорость пара в отверстиях тарелки  . Скорость пара в колонне

 м/с

Тогда

где F_св = 10,7% - свободное сечение тарелки.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки равно

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

где s - поверхностное натяжение жидкости, d_э – эквивалентный диаметр отверстия, м. Для ситчатой тарелки равен диаметру отверстия.

При поверхностное натяжение бензола равно 20,36·10^-3 Н/м, толуола – 20,71·10^-3 Н/м (см. [2] стр.527). Тогда

Н/м

(см. [2] стр.527)).

=20,45 Па

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

 Δр_пж = 1,3 · h_пж ·ρ^ж_ср.в. · g · k

где g – ускорение силы тяжести, м/с²

k – относительная плотность пены (при расчетах принимают k = 0,5)

высота парожидкостного слоя на тарелке:

 h_пж = h_п + Δh

величину Δh – высоту слоя над сливной перегородкой рассчитываем по формуле:

где V_ж – объемный расход жидкости, м³/с, П – периметр сливной перегородки, м

Объемный расход жидкости в верхней  части колонны:

 м³/с

где г/моль      

Периметр слива равен 0,86 м.

Тогда

 м

Высота парожидкостного слоя на тарелке

h_пж = 0,05 + 0,025 = 0,075 м

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке  вверху колонны:

 Δр_пж = 1,3 · 0,075 ·812,5 · 9,81 · 0,5 = 388,57 Па

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в верхней части колонны 197,5 + 20,45 + 388,57 = 606,52 Па

б) Нижняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки

При поверхностное натяжение бензола равно  18,46·10^-3 Н/м, толуола – 19,11·10^-3 Н/м (см. [2] стр.527). Тогда

Н/м

(см. [2] стр.527).

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения.

=18,92 Па

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

 м³/с

где г/моль      

Тогда

 м

Высота парожидкостного слоя на тарелке

h_пж = 0,05 + 0,045 = 0,095 м

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке  внизу колонны:

 Δр_пж = 1,3 · 0,095 ·782,9 · 9,81 · 0,5 = 474,26 Па

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в нижней части колонны 205,02 + 18,92 + 474,26 = 698,2 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,5 м необходимое для нормальной работы тарелок условие

Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление  больше

= =0,163 < 0,500 м

Следовательно, условие соблюдается.

Общее гидравлическое сопротивление  тарелок в колонне

Р = 606,52 · 11 +  698,2 · 16 = 17842,92 Па

Давление в кубе колонны равно:

Р_общ =  101325 + 17842,92 = 119 167,92 Па

 

 

 

.

 

 

 

 

 

 

5. Определение действительного числа тарелок и высоты колонны

 

Наносим на диаграмму х – у рабочие  линии верхней и нижней части  колонны (см. рис. 1) и находим число ступеней изменения концентрации п_т.  Их число соответствует количеству теоретических тарелок и равно для верхней части 6, для нижней части - 8 . Число тарелок рассчитываем по уравнению:

Для определения среднего к.п.д. тарелок  η находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов a = Р_б/Р_т и динамический коэффициент вязкости исходной смеси μ при средней температуре в колонне, равной 95,15 ^оС.

При этой температуре Р_б = 1204 мм рт. ст - давление насыщенного пара бензола, Р_т = 492,5 мм рт. ст. - давление насыщенного пара толуола (стр. 565, [2]). Тогда

a = 1204/492,5 = 2,45.

Вязкость жидкости на питающей тарелке  при температуре 95,15 ^оС определяем по формуле:

lnm = х × lnm_б + (1 – x) × lnm_т

где m_б = 0,274 ·10^-3 Па×с – вязкость бензола при температуре 95,15 ^оС (стр. 516, [2]), m_т = 0,283 ·10^-3 Па×с – вязкость толуола при температуре 95,15 ^оС.

Тогда    ln m_ж = 0,541 ×ln 0,274 + (1 – 0,541) × ln 0,283

откуда  m_ж = 0,278 ·10^-3 Па×с

Произведение am = 2,45 × 0,278= 0,681

По произведению am = 0,681 находим к.п.д. тарелки h=0,53 (стр. 323, [2]).

Тогда число тарелок в верхней  части колонны 

n' = 6/0,53 ≈ 10

в нижней части колонны:               

 n'' = 8/0,53 ≈ 15

Общее число тарелок N_общ = 10 + 15 = 25, с запасом 27, из них 11 в верхней части колонны, 16 – в нижней части.

Определим высоту колонны по формуле:  , где

 – расстояние между тарелками,

 – число практических тарелок.

Тогда в верхней части колонны 

в нижней части колонны 

Но фактическая высота будет  больше за счет следующих элементов:

1.Высота от верхнего днища до первой тарелки:

_{2.Ввод сырья, из расчета расстояния между 2 тарелками  - 1,0 м.}

_{3.Расстояние от нижней тарелки до куба колонны  - 1,5 м.}

_4. - десятиминутный запас колонны, принимаем 3,0 м.

5. _{Высоту юбки примем 2 м.}
6. Расстояние для установки люков – 0,8 м, количество люков – 2, общая высота 2 ∙ (0,8 – 0,5) = 0,6 м.

 

_{Общая высота колонны: 1,7 + 5,0 + 1,5 + 7,5 + 1,5 + 3,0 + 2 +0,6 = 22,8 м.}

_{Принимаем высоту колонны 23  м.}

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

6. Тепловой баланс колонны

 

   Количество тепла, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:

 

Количество тепла, отнимаемого водой в дефлегматоре, определяем по уравнению:

 Вт

_{где теплоту конденсации  дистиллята определяем по правилу аддитивности:}

 Дж/кг

где r_б = 392,4 · 10³ Дж/кг - теплота конденсации бензола при температуре верха колонны, равной 82^оС (табл. ХLV, стр. 542 [2]), r_т = 377,8 · 10³ Дж/кг - теплота конденсации толуола при температуре верха колонны, равной 82 ^оС

Значение теплоты, отводимой с  дистиллятом, определяем по уравнению:

 

_{где GD – расход дистиллята, кг/с,}

_{сD – удельная теплоемкость дистиллята, Дж/(кг·^оС)}

_{tD – температура верха колонны, ^оС.}

_{Удельную теплоемкость дистиллята рассчитывается по правилу аддитивности:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б= 1906,45 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость бензола при температуре верха колонны, равной 82 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1851,98 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола при температуре верха колонны, равной 82 ^оС.

Вт

Значение теплоты, отводимой с  кубовым остатком, определяем по уравнению:

 

_{где GW – расход кубового остатка, кг/с,}

_{сW – удельная теплоемкость кубового остатка, Дж/(кг·^оС)}

_{tW – температура кубового остатка, ^оС.}

_{Удельную теплоемкость кубового остатка  также рассчитывается по правилу аддитивности:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б= 2053,1 Дж/(кг·^оС)– удельная теплоемкость бензола при температуре низа колонны, равной 109,4 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1885,5 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола  при температуре низа колонны, равной 109,4 ^оС.

Вт

Значение теплоты, вносимой в колонну  с сырьем, определяем по уравнению:

 

_{где GF – расход сырья, кг/с,}

_{сF – удельная теплоемкость сырья, Дж/(кг·^оС)}

_{tF – температура сырья, ^оС.}

_{Удельная теплоемкость сырья равна:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б = 1948,35 Дж/(кг·^оС)– удельная теплоемкость бензола при температуре ввода сырья, равной 91 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1822,65 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола при температуре ввода сырья колонны, равной 91 ^оС.

Вт

Принимаем потери тепла равными  3 % от полезного количества теплоты

Вт

 Определим расход горячей  струи, подаваемой в куб колонны.

_{Теплоту парообразования  кубового остатка  рассчитываем по правилу  аддитивности:}

кДж/кг

где r_б = 371,75 кДж/кг – теплота парообразования бензола при температуре кипения кубового остатка, равной 109,4 ^оС (табл. ХLV, стр. 541 [2]), r_т = 363,14 кДж/кг – теплота парообразования толуола при температуре 109,4 ^оС.

Расход горячей струи равен:

  кг/с

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

7. Расчет и подбор теплообменного оборудования.

а) Подогреватель исходной смеси.

Исходная смесь, расход которой  равен G_F = 2,777 кг/с нагревается от температуры t_2н = 18 °C  до  t_2к = 91°C.

_{Удельная теплоемкость сырья при средней  температуре  (91 + 18)/2 = 54,5 ^оС  равна:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б = 1801,7 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость  бензола при температуре, равной 54,5 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1759,8 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость воды при температуре 54,5 ^оС.

Тепловая нагрузка аппарата:

Вт

Тогда расход водяного пара составит (абсолютное давление водяного пара принимаем равным 2 атм):

кг/с = 619,56 кг/ч

где r = 2208 кДж/кг·град – удельная теплота конденсации пара при давлении 2 атм. (по табл. LVII, стр. 549, [2]).

Температура конденсации греющего пара при давлении Р = 2 атм равна 119,6 ^оС (табл. LVII, стр. 550, [2]). Составим температурную схему для процесса:

                   119,6 ^оС → 119,6 ^оС

                    91 ^оС   ←  18 ^оС

                  ___________________

      Δt_м = 28,6 град      Δt_б = 101,6 град

 

Средняя разность температур равна:

Примем коэффициент теплопередачи  равным  K_ор= 250 Вт / м²∙К(табл. 4.8, стр. 172, [2]).

Рассчитаем площадь поверхности  теплообменника:

По табл. 2.3., стр. 51, [3] выбираем одноходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,4 м, длина труб 3,0 м, поверхность теплообмена 26 м².

Запас площади поверхности теплообмена:        

б) Расчёт кожухотрубчатого конденсатора (дефлегматора).

 

Количество тепла, отнимаемого водой в дефлегматоре (см. п. 6):

 Вт

температура конденсации t_k = 82 °С.

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

Составим температурную схему  для процесса:

                      82 ^оС    → 82 ^оС

                         37 ^оС   ←  17 ^оС

                  ___________________

      Δt_м = 45 град      Δt_б = 65 град

 

Следовательно, средняя разность температур равна:

Примем ориентировочно K_ор= 400 Вт/м²·К(табл. 4.8, стр. 172, [2]).

Рассчитаем  ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:

 

По табл. 2.9., стр. 57, [3] выбираем двухходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,6 м, длина труб 4,0 м, поверхность теплообмена 75 м².

Запас площади поверхности теплообмена:        

в) Расчет кипятильника.

Тепловая нагрузка аппарата (см. п. 6):

Q_К= 1572225 Вт

Расход пара для подогрева горячей струи:

кг/с 

где r = 2117 кДж/кг·град – удельная теплота конденсации пара при давлении 5 атм. (по табл. LVII, стр. 549, [2]).

Температура конденсации греющего пара при давлении Р = 5 атм равна 151,1 ^оС (табл. LVII, стр. 550, [2]).

Следовательно, средняя разность температур равна:

Примем коэффициент теплопередачи  равным  K_ор= 700 Вт / м²∙К(табл. 4.8, стр. 172, [2]).

Рассчитаем площадь поверхности  теплообменника:

Задаваясь числом Re₂= 15000, определим соотношение n /z  для конденсатора из труб диаметром d_н= 25 ´ 2 мм:

 

где n – общее число труб;

      z – число ходов по трубному пространству:

      d – внутренний диаметр труб, м,

  μ - вязкость жидкости, определяем по формуле:

lnm = х × lnm_б + (1 – x) × lnm_т

где m_б = 0,288 мПа×с – вязкость бензола (стр. 514, [2])

m_т = 0,295 мПа×с – вязкость толуола при 90,4 ^оС (стр. 516, [2])

Тогда

ln m_ж = 0,025 ×ln 0,288 + (1 – 0,025) × ln 0,295

откуда  m_ж = 0,293 мПа×с

В соответствии с табличными значениями (табл. 2.3., стр. 51, [3]) соотношение n /z принимает наиболее близкое к заданному значению у теплообменника с диаметром кожуха D = 400 мм, диаметром труб 20´ 2 мм, числом ходов z = 1 и общим числом труб n = 181.

По табл. 2.3., стр. 51, [4] выбираем одноходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,40м, длина труб 6,0 м, поверхность теплообмена 68 м².

Рассчитаем действительное число  Re:

 

Для смеси  при температуре 109,4 ^оС находим критерий Прандтля по формуле

 

где λ – коэффициент  теплопроводности смеси, определяем по формуле 4.8., стр. 150, [2]:

_{где ε – температурный  коэффициент, для  бензола и толуола}

 _{ε = 1,8·10^{-3 о}С^-1}

λ₃₀ рассчитываем по формуле:

_{где с – удельная теплоемкость жидкости, Дж/кг·К;}

_{ρ – плотность  жидкости, кг/м³;}

_{М – мольная  масса жидкости, кг/кмоль;}

_{А – коэффициент, зависящий от степени  ассоциации жидкости,}

_{А = 4,22 · 10^-8.}

_{Тогда при 109,4 ^оС коэффициент теплопроводности смеси равен:}

 

По графику 4.1., стр. 154, [2] находим критерий Нуссельта.

Для Re = 6494 значение . Для нагревающихся жидкостей в расчете коэффициентов теплоотдачи можно принимать

(стр. 152, [2]).

_{Тогда получим  Nu =  22,5 · 5,04^0.43 ·1,1 = 49,62}

 

Тогда коэффициент теплоотдачи  кубовой смеси равен:

Коэффициент теплоотдачи конденсирующегося  водяного пара рассчитываем по уравнению (стр. 162, [2]):

Значения коэффициента А_t при температуре 151,1 ^оС определяем по табл. 4.6., стр. 162, [2].

А_t = 7455

Значение ε принимаем равным 1. Подставляя численные значения, получим:

 

Сопротивление стенки и загрязнений  определяем по формуле:

_{где δст – толщина стенки трубы, равная 0,002 м,}

λ_ст – теплопроводность стали, равная 46,5

r_загр1 – сопротивление загрязнений со стороны кипящей жидкости,

r_загр2 – сопротивление загрязнений со стороны конденсирующегося пара.

По табл. ХХХI, стр. 531 [2] принимаем 1/r_загр1 = 5800 и 1/r_загр1 = 5800

_Тогда

 м²·град/Вт

Коэффициент теплопередачи определяем по уравнению:

Требуемую площадь теплообменника определяем по формуле:

Рассчитаем площадь поверхности  теплообменника:

Проверим принятое допущение 

Для этого определим температуру  стенки трубы теплообменника со стороны  органической жидкости. Удельная тепловая нагрузка равна:

Температура стенки со стороны смеси равна:

Для смеси при температуре 144,82 ^оС находим критерий Прандтля

_{Удельная теплоемкость кубового остатка  при температуре 144,82 ^оС равна:}