Жоспар
Кіріспе 4
1 Айдау туралы жалпы мәлімет 5
1.1 Айдау түрлері 6
2 Ректификация 6
3 Технологиялық процестің түсініктемесі 7
4 Жылуалмастырғыш аппараттарының сипаттамасы 9
4.1 Жылуалмастырғыш аппараттарының негізгі түрлері 10
5 Есептеу бөлімі 12
5.1 Негізгі шартты белгілер 12
5.2 Процеске қатысатын заттардың физика-химиялық қасиеттері 14
5,3 Жылу алмастырғыш аппаратының есептеуі 15
Қорытынды 41
Қолданылған әдебиеттер тізімі 42
Кіріспе
Ректификация – көп рет жүретін сұйықтың булануы және
1 Айдау туралы жалпы мәлімет
Әдетте сұйықтарды бөлу үшін айдау әдісіне жүгінеді. Айдау
Бірақ бұл жай айдау түрі, компоненттерді толық бөлу
Жылу процестері кезінде жылу бір заттан екінші затқа
1.1 Айдау түрлері
Айдау дегеніміз – бұл бір текті қоспаларды бөлу
Жай айдау (дистилляция) – бұл бір рет сұйық
Ректификацияны қоспа компоненттерін толық бөлу үшін қолданады. Ректификация
2 Ректификация
Ректификация кезінде жүретін процестер. Ректификациямен сұйық қоспаларды өте
Ректификация кезінде орындалатын процесс табиғатын t –x–y (сурет
Сурет 1 − Фазалық диаграмма t − х,
Булы фазадан ретті процестер жолымен құрамы жоғарықайнайтын компонентке
3 Технологиялық процестің түсініктемесі
Аралық сыйымдылықтағы 13 бастапқы қоспа ортадан тепкіш
Колоннада төмен ағатын сұйық қайнатқыштағы 11 торға көтеріліп
Төмен қайнайтын компонентпен байытылған бу колонна бойымен жоғары
Колоннаның кубтық бөлігіне үздіксіз кубтық қалдық – өнім,
Бастапқы колоннаның жылытқышы мен қайнатқыш қаныққан су буымен
Суытатын су тоңазытқышпен дефлегматорда қыздырылады және суыту үшін
Қарастырылған сызбада жылу қолданудың мүмкіндігі ескерілмейді.
Сызба автоматизирленген негізгі регулирлейтін сызба болып:
Колоннаның үстіңгі бөлігіндегі сұйықтық құрамының тұрақтандырғышы флегма шығынының
Бастапқы қоспаның шығымы шығын реттегіші көмегімен
Егер бастапқы қоспа қайнау температурасынан төмен температурамен түссе,
Мұндай жағдайда булар конденсациясы жоғарылайды, бұл ректификация процесінің
Колоннаның үстіңгі бөлігіндегі қысымының тұрақтануы тек бүтін өнімнің
Реттегіш температурасы көмегімен кубтағы сұйықтың температурасы төмендеткенде, қайнатқыштағы
Сызбада жинағыштардағы сұйықтың дәрежесін тұрақтандыру қарастырылған.
Ректификация процесінде бақылау – өлшегіш аспаптар көмегімен технологиялық
4 Жылуалмастырғыш аппараттарының сипаттамасы
Жылуалмастырғыш аппараттары өндірісте функционалды тағайындалуы және конструктивті орындалу
4.1 Жылуалмастырғыш аппараттарының негізгі түрлері
Жылуалмастырғыш аппараттары өндірісте функционалды тағайындалуы және конструктивті орындалу
Жылуалмастырғыш аппараттары әрекет ету принципі бойынша: беттік, жаңғыртпалар
Беттік (рекупациялық) жылу алмастырғыштар:
- түтікті беттік жылу алмасу: қаптамақұбырлы, жүктелген жыланшалар,
- түзу беттік жылуалмасу: пластиналы, спиральді;
- қабырғалы беттік жылу алмасулар, аппараттың қабырғасында түзілген
Жаңғыртпалы жылу алмастырғыштарда қозғалмайтын және қозғалатын
саптауы бар жылуалмастырғыштар деп бөлінеді.
Араластырғыш жылу алмастырғыштар градирлі араластыру конденсаторларына, барботаж газы
Беттік жылу алмасу аппараттарында жылуалмастырғыштар түрлі конфигурациялы қабырғаға
Жылу алмасудағы жылутасымалдағыштар құбыр ішінде ағатын
«Құбыр-құбырда» типті жылуалмастырғыштар құбырдан жөнделген, оның әр
Пластинкалы жылуалмастырғыштар (сурет 2 ) паралельді пластинада
а – жинағыш сызба; б – пластина; 1
Сурет 2 – Пластиналы жылуалмастырғыштың схемасы
Блокты жылуалмастырғыштар (сурет 3 ) графитті тікбұрыштан немесе
1 – көлденең дөңгелек каналдар; 2 – графитті
Сурет 3 – Блокты-графитті жылуалмастырғыштың схемасы
Шнекті жылуалмастырғыштар жылу алмасу аппараттың қабырғаларымен жанасатын
5 Есептеу бөлімі
5.1 Негізгі шартты белгілер
Q – жылу жүктемесі, Вт;
G – массалы жылу шығыны, м3/с;
C – меншікті жылусыйымдық, Дж/(кг∙K);
t – температура, C ;
T – температура, К;
q – меншікті жылу жүктемесі, Вт/м ;
G – жылутасымалдағыштың массалық шығыны, кг/с;
F – жылу беру бетінің ауданы, м
K – жылу беру коэффициенті, Вт/ ;
– жылу жіберу коэффициенті, Вт/ ;
– тұтқырлықтың динамикалық коэффициенті, Па;
– тығыздық, кг/м ;
D – жылуалмастырғыш қаптамасының диаметрі, м;
dішкі – жылуалмастырғыш құбырдың ішкі диаметрі, м;
d – эквивалентті диаметр, м;
L – жылуалмастырғыш құбырдың ұзындығы, м;
n – құбыр саны, дана;
l – әр түрлі критрийлердегі геометриялық өлщемді анықтаушы
P – қысым, Па;
p – гидравликалық қарсыласу, Па;
S – ағынның көлденен қимасының ауданы, м;
– жылу тасымалдағыштың жылжу жылдамдығы, м/с;
V – жылу тасымалдағыштың көлемдік шығыны, м3/с;
– үйкелу коэффициенті ; жылу өткізгіштік, Вт/м∙ К;
– беттік керілу, Н/м;
Re – Рейнольдс критерийі;
Nu – Нуссельт критерийі;
Pr – Прандтл критерийі;
Gr – Грасгоф критерийі;
– төмен қайнайтын компоненттің мөлшері, мольдік бірлік;
– кубық қалдықтағы төмен қайнайтын компоненттің мөлшері, мольдік
–дистилляттағы төмен қайнайтын компоненттің мөлшері, молдік бірлік.
5.2 Процеске қатысатын заттардың физика-химиялық қасиеттері
Кесте 1 – Физика-химиялық қасиеттері
Физика-химиялық қасиеттері Сірке қышқылы Су Су буы
Жылу өткізгіштік, Вт/м К; 0,13108 0,52335 2,41∙10-2
Жылу сыйымдылық, Дж/кг К; 2334 4190 4100
Тығыздық, кг/м ; 958 1000 1000
Тұтқырлық, мПА с; 0,37∙10-2 0,284∙10-2 11,7∙10-6
Қайнау температуратурасы, С; 118.1 100 100
Кесте 2 – Сұйық пен бу фазаларының тепе-теңдік
х у t 0 0 118,1
5 9,2 115,4
10 16,7 113,8
20 30,3 110,1
30 42,5 107,5
40 53 105,8
50 62,6 104,4
60 71,6 103,3
70 79,5 102,1
80 86,4 101,3
90 93 100,6
100 100 100
Осы кестеге сәйкес ордината осіне қайнау температурасын, ал
5,3 Жылу алмастырғыш аппаратының есептеуі
Ыстық және суық ағындардың жылу мөлшерін есептейміз
Qыстық бу = g ∙ rконд
мұндағы Qыстық бу – ыстық будың жылу жүктемесі,
g – су шығымы, кг/с;
rконд – конденсаттың меншікті жылуы, кДж/кг;
Qсуық қоспа= cқоспа ∙ g (tсоңғы – tбастапқы)
мұндағы Qсуық қоспа – суық қоспаның жылу жүктемесі,
cқоспа – қоспаның меншікті жылусыйымдығы, Дж/(кг∙K);
tсоңғы – соңғы температура, ºС;
tбастапқы – бастапқы температура, ºС;
∆t = tсоңғы – tбастапқы
мұндағы ∆t – орташа температура, ºС;
Теңдеу (3) қолданып, ∆t анықтаймыз
∆t = 100-15 =85ºС
Жылу жүктемесінің теңдеуін құрап, оның графигін құрамыз
Сурет – 4 Жылу жүктемесінің графигі
Қоспаның жылу сыйымдылығын табамыз
сқоспа = cсу ∙ x1 + cс к
мұндағы хсу, хск – ерітіндегі су мен сірке
ссу, сск – ерітіндідегі су мен сірке
(5)
(6)
мұндағы хсу, хс к – сірке қышқылы мен
Mс.қ и Mсу – сірке қышқылы мен судың
xf = 0,57, xf су
Теңдеу (5) және (6) қолданып, су мен сірке
Теңдеу (4) қолданып, қоспаның жылу сыйымдылығын анықтаймыз
сқоспа = 0,16∙4190 + 0,84∙ 2334 =2631 Дж/кг∙ºС
Теңдеу (2) қолданып, жылу жүктемесін анықтаймыз
Qсуық қоспа= Дж/кг∙ºС
Су шығымын (1) жылу балансының теңдеуінен анықтаймыз
Qсуық бу = Qыстық бу =rсу буы= 2260
(7)
мұндағы rс буы – су буының меншікті жылуы,
Теңдеу (7) қолданып, су шығымын есептейміз
g= = 0,236 кг/с
Жылу алмасу бетінің максималді мәнің жобалап анықтаймыз: кесте
- ортаның еріксіз қозғалысы кезінде К= (300
- ортаның ерікті қозғалысы кезінде К=
Жылу беру коэффициентінің мәнің – 600 Вт/ м2·К
Тура ток кезіндегі жылу алмасудың температуралық сызбасын құраймыз
∆t max=85
Орташа температураны мына формуламен анықтаймыз
(8)
мұндағы ∆tmax – максималды температура, ºС;
∆tmin –минималды температура, ºС;
∆tорт –∆t-ның орташа мәні, ºС;
Формула (8) қолданып, ∆tорт табамыз:
Жылу алмасу бетінің ауданың (9) формуламен анықтаймыз
(9)
м2
Жылу алмасу бетінің ауданының мәніне байланысты аппараттың өлшемдерін
Жылу алмасу бетінің ауданына 21 м2 шарттарына сәйкес
Кесте 3
D l n z dішкі fқұбыр fқұбырара
426 мм 3000 мм 120 2 20
Су агрессивсіз болғандықтан, оны құбыраралық кеңістікке, ал сірке
Жылу тасымалдағыштың көлемдік шығының анықтаймыз
(10)
(11)
мұндағы Vқоспа, Vсу буы – қоспа және
F – бастапқы қоспаның массалық шығыны, кг/с; F
ρқоспа, ρ су буы – қоспа және су
Қоспаның тығыздығын келесі формула арқылы есептеп аламыз
ρқоспа= ωc.қ ρс.қ + ωсу ρсу
мұндағы ρсу, ρс қ –су және
ωсу, ωс қ – су мен сірке
Формула (12) пайдаланып, қоспаның тығыздығын есептейміз
ρқоспа = 0,43∙958 +0,57∙1000= 982 кг/м3
Теңдеу (10), (11) қолданып, жылу тасымалдағыштың көлемдік шығының
Жылу тасымалдағыш ағынының сызықтық жылдамдығын анықтаймыз
(13)
(14)
мұндағы ωқоспа, ωсу буы – қоспа
, – құбыр және құбыраралық кеңістіктердің қоршау
Теңдеу (13), (14) қолданып, қоспа мен су буы
Құбырлар саның табамыз
n =
Формула (15) қолданып, құбырлар саның есептейміз
n = =60
жүріс саны екеу болғандықтан 60∙ 2 = 120
Жобалы есептеуге жүгініп жылу алмастырғыш аппараттың нақты есептеуін
Жылу алмастырғыш аппаратының нақты есептеуін жүргіземіз
Эквивалентті диаметрді (16) формуламен анықтаймыз
,
Жылу тасымалдағыштардың ағындары үшін Рейнольдс мәндерін
(17)
(18 )
мұндағы Reкоспа, Reсу буы – коспа мен су
μкоспа, μсу буы – коспа мен су буы
Қоспа тұтқырлығының динамикалық коэффициентін (19) формуламен табамыз
μкоспа = μсірке қышқылы ∙ xf сірке қышқылы
мұндағы μсірке қышқылы, μсу – сірке қышқылы мен
μкоспа = 0.37 ∙10-2∙0,43 +0.284 ∙10-2 ∙ 0,57
Формула (17), (18) пайдаланып, Рейнольд мәндерін есептейміз
Қоспаның жылжу тәртібі өткінші турбулентті
Су буының жылжу тәртібі дамыған турбулентті
Прандтль критерийін табамыз
(20)
(21)
мұндағы Prкоспа Prсу буы – қоспа мен
λкоспа, λсу буы, λсірке қышқылы, λсу – қоспа,
Алдымен, қоспаның λкоспа жылу өткізгіштігін (22) формуламен
λкоспа = λсірке қышқылы ∙ xf сірке қышқылы
λкоспа = 0,19 ∙ 0,43 + 0,52 ∙
Формула (20), (21) пайдаланып, Прантль мәндерін табамыз
Рейнольдс мәні мен жылу тасымалдағыш ағатын канал сипаттамасына
(23)
Жылу тасымалдағыштың құбыр аралық кеңістікте жылжыған кезде көлденең
(24)
мұндағы Nuқоспа, Nuсу буы – қоспа және су
Формула (25), (26) арқылы жылу беру коэффициентін анықтаймыз
(25)
(26)
мұндағы αқоспа, αсу буы – қоспа және су
Вт/ м2 ·К
Вт/ м2 ·К
Жылу беру коэффициентінің мәнің (27) формуламен анықтаймыз
,
Вт/ м2 К
Жылу беру бетінің нақты ауданың (9) формула арқылы
м2
Жобалауға жалпы көлемі 96 м2 болатын жылытқыш сипаттамалары
D l n z dішкі
600 мм 6000 мм 120 2 25
Штуцерлерді есептеу және таңдау
Штуцерлердің диаметрін (28) формуламен анықтаймыз
(28)
Сызықтық жылдамдықтарын анықтаймыз: кіретін қоспалар шегі 15-тен 60
аламыз
аламыз
аламыз
Қоспаның кіруі үшін арналған штуцердің диаметрін анықтаймыз
Қоспаның шығуы үшін арналған штуцердің диаметрі
Судың кіруіне арналған штуцердің диаметрі
Коллонаның материалдық балансы
Дистиллят Р және кубтық қалдық бойынша W колоннаның
(29)
(30)
мұндағы F, P, W – бастапқы қоспаның, дистиллят
(30) формуланы түрлендіріп, W мен P-ны табуда қолданамыз
W = 1,24 кг/с
мұндағы хF – бастапқы қоспаның пайыздық үлесі;
хP – дистилляттың пайыздық үлесі;
хW – кубтық қалдықтың пайыздық үлесі;
Р = 2,39 – 1,14 =1,15 кг/с
Массалық үлестегі фаза құрамын мольдік қатынаспен қайта есептейміз
x =
мұндағы х – XF, XP,XW мәндеріне сейкес сандық
Сірке қышқылы СН3СООН Мс.қ = 60 кг/кмоль, tқайн
Теңдеу (31) қолданып, XF, XP,XW компоненттерін табамыз
XF = = 0,72
XP = = 0,996 кмоль/кмоль
XW = = 0,094 кмоль/кмоль
Флегма санын анықтаймыз
Ректификациялық колоннаның технологиялық есептеу үшін y-x және
Ректификациялық колоннаның жүктемесі көтерілетін бумен төмен ағатын сұйықтық
(32)
мұндағы R – флегманың жұмыс саны;
Ф – флегманың массалық шығыны, кг/с;
Минималды флегмалық санды (33) формула арқылы анықтаймыз
(33)
мұндағы Rmin – флегманың минималды саны;
– алғашқы қоспамен XF бірге тепе – тең
= 2,07
Флегманың жұмыс саның келесі теңдеумен анықтаймыз
(34)
Теңдеу (34) қолдана отырып R-ді табамыз
=2,991
β флегманың артық коэффициентін келесі теңдеу бойынша анықтаймыз
(35)
мұндағы β – флегманың артық коэффициенті.
(36)
Формула (36) қолданып, β-ны табамыз
Колоннадағы жұмыс сызығының теңдеулері
(37)
мұндағы у – коллонадағы жұмыс сызығы;
Теңдеу (37) қолданып, коллонадағы жұмыс сызығын табамыз
Колонна бойынша жоғары көтерілетін бу мөлшері
( 38)
(39)
мұндағы G – қайтаратын флегма мен дистиляттың
Ф – флегманың массалық шығыны, кг/с;
Теңдеу (38), (39) қолданып, колонна бойынша көтерілетін бу
кг/с
кг/с
Будың жылдамдығы және колоннаның диаметрі
Колоннаның жоғарғы және төменгі бөлігі үшін бу және
(40)
Теңдеу (40) қолдана отырып, сұйықтардың колоннаның жоғарғы және
мұндағы хж, хт – колоннаның жоғарғы және төменгі
кмоль /кмоль қоспа
кмоль /кмоль қоспа
мұндағы хжорт, хторт – колоннаның жоғарғы және төменгі
кмоль /кмоль қоспа
кмоль /кмоль қоспа
Колоннаның жоғарғы және төменгі бөлігі үшін бу және
=
мұндағы Мж – коллонаның жоғарғы бөлігінің мольдік
Мт – коллонаның төменгі бөлігінің массасы;
Мс.қ – сірке қышқылының мольдік массасы;
Мсу – судың мольдік массасы;
Теңдеу (41) пайдаланып, колоннаның жоғарғы және төменгі
=
=
Дистиляттың мольдік массасы
=
мұндағы Мр – дистилляттың мольдік массасы;
Теңдеу (42) қолдана отырып, дистиляттің мольдік массасын
=
Алғашқы қоспа
=
мұндағы МF – алғашқы қоспаның мольдік массасы;
Формула (43) пайдалана отырып, алғашқы қоспаның мәнің
=
Кубтық қалдық
=
мұндағы МW –кубтық қалдықтың мольдік массасы;
Теңдеу (44) қолданып, кубтық қалдықты табамыз
=
Будың орташа мольдік құрамын келесі теңдеумен табамыз
(45)
(46)
мұндағы уж, ут – колоннаның жоғарғы және төменгі
уF уp уw – дистиллят, алғашқы қоспа
Теңдеу (45), (46) пайдаланып, мәнін есепейміз
диаграммасы бойынша yж және yт булардың орташа концентрациясы
tорт = 101,5+105/2 = 103,25°С
Содан кейін колоннаның төменгі және жоғарғы бөлігі үшін
- будың орташа мольдік массасы, кг/кмоль
(47)
(48)
мұндағы және
Mс к и Mсу – жоғарғы және
Формула (47), (48) пайдаланып, будың орташа мольдік массаларын
кг/кмоль
кг/кмоль
- будың орташа тығыздығы, кг/м3
(49)
(50)
мұндағы T0 – абсолютті температура, 273 K.
ρж және ρТ – будың
Теңдеу (49), (50) қолданып, будың тығыздығын табамыз
кг/м3
кг/м3
ρ орт= ρж + ρТ/2
Теңдеу (51) қолданып, будың орташа тығыздығын табамыз
ρ орт= 1,82 + 1,2 /2 = 1,5
- будың орташа тұтқырлықтары және
(52)
(53)
мұндағы μж, μт – колоннаның жоғарғы және төменгі
және – бу қоспасындағы
Сірке қышқылы μ1 = 0,37 мПа·с;
Формула (52),(53) қолданып, будың тұтқырлығын табамыз
= 0,37 мПа·с
= 0,33 мПа·с
Сұйықтың орташа тығыздығы
(54)
(55)
мұндағы ртс, ржс – колоннаның жоғарғы және төменгі
ρ1 и ρ2 – бу қоспасындағы
M1 және М2 – жоғары және төмен қайнайтын
Сірке қышқылы ρ1 = 958 кг/м3
Теңдеу (54), (55) пайдаланып, сұйықтың орташа тығыздығын анықтаймыз
- сұйықтардың орташа тұтқырлығы
(56)
(57)
мұндағы μсж μст – колоннаның жоғарғы және төменгі
= 101,5 °С кездегі, сірке қышқылы μ1
Формула (56),(57) пайдаланып, будың орташа тұтқырлығын табамыз
; 0,312 мПа·с
; 0,301 мПа·с
Колоннаның жоғарғы және төменгі бөлігіндегі сұйықтың орташа массалық
(58)
(59)
мұндағы LЖ, LТ – колоннаның жоғарғы және төменгі
Р және F – дистиллят пен бастапқы зат
R – оптималды жұмыс флегма саны;
МF, МР – алғашқы қоспа мен дистиляттың мольдік
Дистиляттың мольдік массасын жеңіл ұшқыш зат – судың
Алғашқы қоспа
=
Теңдеу (60) қолданып, алғашқы қоспаның мәнің табамыз
=
Формула (58),(59) қолданып, сұйықтың орташа массалық шығының есептейміз
= 1,89 кг/с,
= 3,75 кг/с.
Колоннадағы будың орташа массалық ағыны
Gж =
GТ =
мұндағы Gж GТ – колоннаның жоғарғы және төменгі
Теңдеу (61), (62) пайдаланып, будың орташа массалық ағының
Gж =
GТ =
Қалпақты тәрелкелі колонналы будың шекті жылдамдығын анықтаймыз
(63)
мұндағы ρс, ρбу – сұйық пен будың тығыздықтары,
ωшекті – колоннадағы будың шекті жылдамдығы, м/с;
Тәрелкелер арасындағы қашықтық – 600 мм, сол шамаға
Теңдеу (63) қолданып, будың шекті жылдамдығын анықтаймыз
= 1,43 м/с.
Дистиллятқа келетін зат мөлшері
G =F ∙XF – GW
Теңдеу (64) қолданып, дистиллятқа келетін зат мөлшерін анықтаймыз
G = 8600∙0,43 – 133,2 = 3564
Колонна арқылы өтетін будың көлемдік шығыны
(65)
мұндағы ;
Gр − дистиляттың массалық шығынын кг/сағ;
V – бу колоннасы арқылы өтетін көлемдік шығын,
Дистилляттың массалық шығының келесідей табамыз
Gр + Gw = GF
GF · хF = Gp · хp +
Формула (66), (67) қолданып дистилляттың массалық шығының табамыз
Gp · 0,996 + Gw ·
Gр = 8600 −
(8600 − Gw )· 0,996 +
8565,6 – 0,996 · Gw + 0,03
2374 = 0,926 · Gw −
2374 = 0,896 · Gw
Gw = 2650
Gp = 8600 – 2650 = 5950
Теңдеу (65) қолданып, бу колоннасы арқылы өтетін көлемдік
Колонна диаметрі
(68)
Теңдеу (68) қолданып, колонна диаметрін табамыз
= 1,96 м.
Стандартты колонна D = 1960 мм [3, б.
Таңдалған диаметрдегі колоннадағы будың жұмыс жылдамдығы
Онда колоннаның диаметрі Dk = 1960 мм болғандықтан
(69)
Теңдеу (69) пайдаланып, будың жұмыс жылдамдығын анықтаймыз
= 1,126 м/с
Колоннаның тәрелке саны мен биіктігін анықтаймыз
К.п.д орташа тәрелкесін анықтау
(70)
103 0С сірке қышқылы мен судың қаныққан
tб= 1030С .; tт= 1030С
Теңдеу (70) қолданып, ұшқыштық коэффициентін табамыз
1030С сірке қышқылы мен судың тұтқырлығының динамикалық
μкоспа = μск+μсу/2
μкоспа = = 0.33
– бастапқы қоспа тұтқырлығының динамикалық коэффициенті,
Онда,
График 7.4 бойынша = 0,66;
Тәрелкедегі сұйық жолының ұзындығы келесі формуламен анықталады
l = D – 2b
мұндағы l – тәрелкедегі сұйық жолының ұзындығы, м;
b – есептелген Bmax мәні;
D – колонна диаметрі, м;
Теңдеу (71) пайдаланып, ұзындықты табамыз
l = 1,96 - 2·0,25 = 1,46
Тәрелкедегі сұйық жолының ұзындығы 1,46 тең болғандықтан
Тәрелкенің орташа п.ә.к. саны
(73)
мұндағы ηl – тәрелкенің орташа п.ә.к. саны;
η – көлемдік шығынға тәуелді п.ә.к. саны;
∆ – тәрелкедегі сұйық жолының ұзындығына теуелді шама;
Теңдеу (73) қолданып, орташа п.ә.к. саның табамыз
Тәрелке саны
Колоннаның жоғарғы бөлігінде
(74)
Теңдеу (74) қолданып, колоннаның жоғарғы бөлігіндегі тәрелке саның
Колоннаның төменгі бөлігінде
(75)
Теңдеу (75) пайдаланып, колоннаның төменгі бөлігіндегі тәрелке саның
Жалпы тәрелке саны n=24, қосымша n = 25.
Колоннаның тәрелке бөлігінің ұзындығы
(76)
мұндағы НТ – колоннаның төменгі бөлігінің биіктігі, м;
һ – биіктік,м;
Теңдеу (76) қолданып, тәрелке бөлігінің ұзындығын табамыз
Жалпы колонна биіктігін анықтаймыз
(77)
мұндағы Нж – жалпы колонна биіктігі, м;
Нсеп – колоннадағы сепарациялық бөлігінің биіктігі, м;
Нкуб – колоннадағы кубтық бөлігінің биіктігі, м;
D = 1000 – 1800 мм аралығында Нсеп=1000
Теңдеу (77) пайдаланып, жалпы колонна биіктігін есептейміз
= 17,9 м
Қорытынды
Қазіргі кезде айдау мен ректификация химиялық технологияда әр
Осы курстық жоба барысында ректификация әдісімен, олардың түрлері
Курстық жоба бойынша қаптамақұбырлы жылуалмастырғыштың, шарттарға байланысты жылытқыштың
Есептеулердің нәтижесінде екі жүрісті жылуалмастырғыш таңдап алынды. Оның
Қолданылған әдебиеттер тізімі
1 Лащинский А. А. Основы конструирования и расчета
2 Дытнерский Ю. И. Процессы и аппараты химической
3 Соколов В. Н. Машины и аппараты химических
4 Павлов К. Ф. Примеры и задачи
5 Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты
6 Кувшинский М. Н. Курсовое проектирование
7 Иоффе И. Л. Проектирование процессов и аппаратов
8 Рабинович В. А. Краткий химический справочник
4
100
100
15
Т
Т
Q
100
100
15
100