Operatii Si Utilaje In Industria Alimentara

CAP.1 Tema de proiectare

CAP.2 Justifucarea temei proiectului,a solutiilor si metodelor de calcul alese

CAP.3 Proprietatile fizice ale componentilor amestecului.Date de echilibru lichid-vapori.

CAP.4 Dimensionarea tehnologica a coloanei de rectificare.

4.1 Bilantul de material al coloanei de rectificare.

4.2 Determinarea numarului de talere reale.

4.2.1 Calculul refluxului minim si a numarului minim de talere.

4.2.2 Calculul refluxului optim.

4.2.3 Determinarea grafica si analitica a numarului de talere teoretice.

4.2.4 Calculul diametrului coloanei si calculul hidrodinamic al talerului.

4.2.5 Calculul coeficientilor partiali de transfer de masa.

4.2.6 Determinarea grafica si analitica a numarului de talere reale.

4.3 Calculul mecanic sumar al coloanei de rectificare.

4.4 Elemente de automatizare.

CAP.5 Dimensionarea tehnologica a schimbatorului de caldura.

5.1 Bilant termic al schimbatorului.

5.2 Predimensionarea schimbatorului.

5.3 Verificarea ariei de transfer termic a schimbatorului.

5.4 Calculul mecanic sumar si calcul; hidrodinamic al schimbatorului.

5.5 Predimensionarea celorlalte schimbatoare din instalatie.

CAP.6 Bibliografie.

Pagini 45

Cuprins

CAP.1 Tema de proiectare

CAP.2 Justifucarea temei proiectului,a solutiilor si metodelor de calcul alese

CAP.3 Proprietatile fizice ale componentilor amestecului.Date de echilibru lichid-vapori.

CAP.4 Dimensionarea tehnologica a coloanei de rectificare.

4.1 Bilantul de material al coloanei de rectificare.

4.2 Determinarea numarului de talere reale.

4.2.1 Calculul refluxului minim si a numarului minim de talere.

4.2.2 Calculul refluxului optim.

4.2.3 Determinarea grafica si analitica a numarului de talere teoretice.

4.2.4 Calculul diametrului coloanei si calculul hidrodinamic al talerului.

4.2.5 Calculul coeficientilor partiali de transfer de masa.

4.2.6 Determinarea grafica si analitica a numarului de talere reale.

4.3 Calculul mecanic sumar al coloanei de rectificare.

4.4 Elemente de automatizare.

CAP.5 Dimensionarea tehnologica a schimbatorului de caldura.

5.1 Bilant termic al schimbatorului.

5.2 Predimensionarea schimbatorului.

5.3 Verificarea ariei de transfer termic a schimbatorului.

5.4 Calculul mecanic sumar si calcul; hidrodinamic al schimbatorului.

5.5 Predimensionarea celorlalte schimbatoare din instalatie.

CAP.6 Bibliografie.

Tema de proiectare

Intr-o instalatie de proiectare a alcoolului etilic absolut cu o capacitate de 1800+10n kg/zi.. Solutia fermentata cu continut de 0.05+0.001n kg alcool/kg apa este supusa rectificari intr-o coloana cu talere in vederea obtinerii unui amestec cu un continut de 66% alcool procente de masa.Rezidul nu trebuie sa contina mai mult de 1% procente molare alcool.

Distilatul acestei coloane este trimis apoi la o coloana de rectificare in cederea obtinerii alcoolului etilic absolut.

Aceasta soluitie tehnica este preferata deoarece alcoolul formeaza cu apa un azeotrop si soluita obtinuta in prima coloana are o concentratie suficient de ridicata incat aceasta sa poata fi comrcializata ca atare.

Solutia alcoolica provenita din fermentator are temperatura 580C.La intrarea in coloana de rectificare starea termica a alimentarii este q=1.

Se cere sa se dimensioneze racitorul de distilat (RD) daca racitorul de reziduu (RW) daca n este par,precum si coloana de rectificare cu talere.De asemenea se vor predimensiona toate utilajele de schimb termic aferente coloanei.Racirea se face cu apa recirculata provenita de la turnurile de racire cu temperatura de intrare de 280C si temperatura de iesire de380C.Incalzirea se face cu abur saturatde 2atm.Presiunea la varful coloanei este 790mmHg si in reziduu 820mmHg.Distilatul si rezidul se raceste pana la temperatura de 400C.

(n=9)

Capitolul II

Justificarea temei de proiect, a soluțiilor și metodelor de calcul alese

Scopul principal urmărit în cazul acestui paragraf este acela de a estima prețul de cost al fabricației.

În calculul valorii investiției se introduc următoarele considerații:

– valoarea lucrărilor de montaj se exprimă ca fracție din valoarea aparatelor;

– valoarea lucrărilor de construcție se consideră ca fracție din suma valorii aparatelor și a montajului acestora;

– valoarea instalației electrice și de automatizare și control este legată prin proporționalitate cu suma valorii aparatelor, montajului și construcției.

Datele din tabelul 2.1. permit estimarea valorii utilajelor folosite în fabricație creând astfel baza aprecierii costului investiției; trebuie avut în vedere că în fixarea prețului fiecărui utilaj prețul unitar folosit este la nivelul actual și are de asemenea gradul de precizie al acestuia.

Tabel 2.1. Determinarea valorii utilajelor folosite în fabricație

Hidroliza enzimatică a amidonului din cereale și cartofi au aplicații întinse în fabricarea alcoolului și a berii. Ambele fabricații sunt înrudite, diferența fiind aceea că în cazul berii materia primă de la care se pleacă este orzul. În ambele fabricații se zaharifică întâi amidonul din cereale sau cartofi cu amilază de regulă din orz încolțit. Temperatura optimă a acestei operații este 55 – 650C, iar durata 20 minute. Se obține 70 – 80% maltoză și 20 – 30% dextrină.

În cazul fabricării berii, soluția astfel obținută se încălzește (după adăugarea hameiului și filtrarea părților insolubile) la 800C sau mai sus distrugându-se astfel amilaza; berea rezultată conține deci dextrinele, care determină în parte gustul acestei băuturi.

La fabricarea alcoolului, soluția de maltoză și dextrină, rezultată din operația de zaharificare, se fermentează direct, fără a fi încălzită (deci amilaza nu se distruge). Drojdia de bere adăugată pentru producerea fermentației conține și enzime de deramificare care rup legăturile 1,6 din dextrine punând la dispoziția amilazei dextrine neramificate pe care aceasta le hidrolizează cantitativ la maltoză; aceasta este apoi hidrolizată de – glucozidaza (maltaza) din drojdie la glucoză. În modul acesta aproape întregul material este adus într-o formă fermentabilă.

În acord cu cele de mai sus și cu referire la amilopectină și amiloză, constituiente ale amidonului, reacțiile chimice ce descrie procesul sunt cele de mai jos:

Este evident că cele de mai sus nu prezintă toate datele necesare promovării industriale a procedeului. Aceasta implică și o descriere calitativă și cantitativă a modului în care se realizează condițiile necesare desfășurării reacțiilor de mai sus menționate. Cele de mai jos caută să prezinte acest lucru.

Schema operațiilor principale și schema de fabricație

Figura 1 prezintă schema operațiilor principale pentru cazul în care enzimele de zaharificare ( – amilaza și – amilaza) sunt aduse numai din malț.

Se remarcă de aici faptul că:

– materia primă reprezentată de porumb boabe trebuie măcinată fin;

– raportul solid/lichid cu care se lucrează este cuprins între 1/3 și 1/4;

– pentru reducerea vâscozității masei supuse zaharificării, apa de spălare de la filtrarea plămezii se aduce la formarea suspensiei căci aceasta conține enzime; în plus, în faza de formare a suspensiei, se aduce și malț în raportul de 1/30 față de cantitatea de făină de porumb;

– rezidiile nelichefiabile (resturi neamidonoase) se îndepărtează înainte de fermentația masei zaharificate.

Alte scheme de operații principale, asemănătoare celei din figura 1, se dau pentru cazul în care fazele de lichefiere și zaharificare se realizează parțial sau total cu enzime de origini microbiene, așa cum sunt preparatele elaborate pornind de la diferite tulpini de Aspergilus (mai utilizate sunt Amiloglucozidaza L150, TermamilR, FungamilR etc.).

Pornind de la schema operațiilor principale se pot dezvolta diferite scheme de fabricație după cum se optează asupra unui procedeu continuu, parțial continuu, respectiv discontinuu.

Pentru capacitățile mici de fabricație este recomandată operarea discontinuă (sau în șarje) având în vedere costul său mai mic determinat între altele de posibilitatea de a folosi un utilaj pentru realizarea mai multor utilaje.

Figura 1 Schema operațiilor principale la fabricarea alcoolului etilic

din porumb boabe prin zaharificare cu malț

Schema fabricațiilor din figura 2 se referă la un astfel de caz. Este de remarcat că operațiile: încălzire, presurizare, detentă, răcire și zaharificare se produc în același utilaj.

În schema de fabricație nu s-a cuprins și partea de instalație referitoare la producerea alcoolului și nici cea referitoare la măcinarea și transportul porumbului respectiv la producerea – mărunțirea – dozarea malțului de orz ca purtător al enzimelor de zaharificare a amidonului.

Figura 2 trebuie privită în ansamblu întrucât ea exprimă totalitatea instalației de fabricare a alcoolului etilic pornind de la porumb boabe.

Având în vedere numărul de utilaje din instalație și condițiile de lucru ale acestora se poate concluziona că aceasta are un grad mediu de complexitate..

Consumuri specifice de materii prime și materiale

Reacțiile de bază care exprimă procesul global de trecere al amidonului la alcool etilic au formularea de mai jos:

Din cea de-a doua relație se constată că 1 kg de alcool etilic rezultă din 1,956 kg de glucoză; în același timp din prima reacție se deduce că 1 kg de glucoză (în fapt 1 kg specii fermentabile) provine din 0,94 kg de amidon. Din cele două observații se ajunge la concluzia că 1 kg alcool etilic ar trebui să rezulte din 1,837 kg amidon.

În realitate consumul de amidon și deci consumul de făină de porumb pentru a produce 1 kg alcool etilic este mult mai mare. Tabelul 1.1. prezintă calculul acestui consum considerând că reacția de fermentație se desfășoară cu randamente de transformare de 0,7; 0,8 și 0,9, iar reacția de zaharificare are randamente de 0,5; 0,7; 0,9. Pentru făina de porumb s-a considerat compoziția: 80% amidon; 8% proteine; 8% apă; 4% altele.

Tabel1.1.Determinarea consumului specific de făină de porumb

În afară de făina de porumb ca materii prime directe se mai utilizează apa, malțul de orz și drojdia de bere, care dozează prin raportare la unitatea de masă de materie primă principală (făina de porumb).

Consumul specific din aceste materii este dat în tabelul 1.2. în raportare la consumul specific de făină de mălai. Necesarul de apă la formarea suspensiei (c s apă) s-a calculat pentru două valori uzuale ale raportului solid/lichid și anume 1/3, respectiv 1/4.

Tabel 1.2. Consumuri specifice de malț, drojdie și apă

CAP.3 Proprietati fizice pentru faza lichida si faza de vapori in functie de temperatura

-Densitate ()

-Vascozitate()

-Caldura specufica(cp)

-Caldura latenta de vaporizare (r)

-Conductivitate termica ()

-Tensiune superficiala()

-Presiune de vapori pentru componenti puri

Amestecul este binar:H2O+C2H5OH

C2H5OH-componentul volatil

Alcool etilic vapori:

Apa lichid:

Presiune de vapori a componentului pur:

Ecuatia ANTOINE lgPV=A-B/t+C unde PV[mmHg]

t[0C]

Caldura latenta de vaporizare:(r)

Tensiune superficiala [dym/cm*10-3=N/m]

Fractii molare la P=760mmHg

Pentru aburul de 2 atm: t=120 0C

=1.12 kg/m3

r=2207 kJ/kg

Alcool etilic lichid:

Relatii de calcul ale acestor marimi.

Variatia proprietatilor fizice cu temperatura pentru lichid si vapori:

=a+bt

=a+bt+ct2

=a+bt+ct2

cp=a+bt+ct2+dt3

=at2

r=a+bt+ct2

Determinarea coeficientilor:

Y=a+bx+cx2+dx3

Pentru datele din tabel:

F(a,b,c,d)=(a+bx+cx2+dx3-y)2

an+bx+cx2+dx3=y

ax+bx2+cx3+dx4=xy

ax2+bx3+cx4+dx5=x2y

ax3+bx4+cx5+dx6=x3y

vapori se calculeaza pV=nRT unde T0=273K,0=M/VM;VM=2.24m3/kmol

Proprietati de amestec:

Temperatura de inceput a fierberii:

yi=[Pi/P]*xI=1

Temperatura de inceput a condensari:

xI=[Py/P]=1

CAP.4 Dimensionarea tehnologica a coloanei de rectiificare.

4.1.Bilantul de material al coloanei de rectificare

Bilant total:

F=D+W

Bilant partial:

FxF=DxD+WxW

Unde: D=debit de distilat

W=debit de reziduu

F=debit deamestec

Gm,D=1800+10*9=1890 kg/zi

Gm,D=1890/24=78.75 kg/h

D= Gm,D/MD unde Gm D=debitul masic de distilat MD=masa moleculara medie ,exprimata in [kg/kmol]

4.2.2. Calculul refluxului optim

MD=xD*MEtOH+(1-xD)*MH2O

Unde MEtOH=46

MH2O=18

Stim ca

=xD*MEtOH/( xD*MEtOH+(1-xD)*MH2O

=0.66

Rezulta: xD=0.43

MD=30.04 kg/kmol

D=2.62 kmol/h

F=0.05+0.001*9

F=0.059

F=xFMETOH/MH2O

0.059=xF*2.62xF=0.0225

xW=0.01

xD=0.43

xF=0.0225

F=88.032 kmol/h

W=85.412 mol/h

D=2.62 kmol/h

4.2.Determinarea numarului de talere reale

4.2.1.Calculul refluxului minim si anumarului minim de talere

yF* = compozitia de echilibru si a vaporilor de alimentare

La reflux minim coloana trebuie sa aiba un numar inifinit de talere, iar la reflux total numarul de talere este minim, dar produtia zero.

Din grafic 1 yF*= 0.18

Lmin = 1.36

Din grafic 2 Nminim de talere = 2

4.2.2. Calculul refluxului optim

[Lopt] = 1.676 kmol / kmol D

Lmin=1.36

4.2.3 Determinarea grasfica si analitica a numarului de talere teoretice.

a. Determinarea grafica

Din grafiicul 1 4 talere teoretice

Constructia grafica:

1)Se fixeaza pe axa absciselor a diagramei de echilibru punctele xF, xD, xW,

adica fractiile molare ale amestecului

2)Se duc verticale prin punctele xF,xD,xW,

3)Se traseaza dreapta de concentratie folosind urmatoarele proprietait:

-trece prin punctul de intersectie al diagonalei cu verticala din xD

-are ordonata la origine =0.16

4)Se traseaza drapta de epuizare folosind urmatoarele proprietati:

trece prin punctul de intersectie al diagonalei cu verticala din xW

este concurenta cu dreapta de concentre si cu verticala din xF

5)Se traseaza linii in trepte :incepand cu puntul D(intersectia verticalei din xD cu diagonala) se duce o orizontala pana la curba de echilibru ,reprezentand primul taler, apoi se duce o verticala in jos pana la linia de concentrare

,obtinandu-se un punct reprezentativ al lichidului(refluxului) si vaporilor intre primul si al doilea taler apoi se continua cu o orizontala la curba de echilibru si o verticala la drepta de concentare reprezentative ale echilibrului lichid vapori.

Trasarea liniilor in trepte se continua pana la verticala in xF, dincolo de aceasta linie ,portiunile verticale ale liniei in trepte se traseaza pana la linia de epuizare.

Linia in trepte se opreste dupa ce trece spre (stanga) de puntul de intersecti eal diagonalei cu verticala in xW.

Din grafic rezulta ca separarea necesita doua talere in sectiunea de concentrare si doua in sectiunea de epuizare.

b.Determinarea analitica :

[NUME_REDACTAT]

Intra -lichid de talerul superior Ln-1 xn-1

-vapori de la talerul inferior Vn-1 yn-1

Ies -lichid spre talerul inferior Ln xn

-vapori spre talerul superior Vn yn

unde =volatilitate absoluta

unde P1=presiunea EtOH

P2=presiunea H2O

, >1

Vapori sunt condensati total ,cea ce inseamna ca lichidul care iese din condensator areaceasi compozitie ,adica y1=xD

Dreapta din metoda grafica se traduce analitic printr-o aplicare succesiva a relatiilor de echilibru si de operare:

(relatie de operare)

(relatie de echilibru)

Se continua pana cand

Se considera mediu =8.68

unde y1=xD=0.43

y2=0.6679*0.08+0.14, unde

y2=0.21 x2=0.0297

y3=0.178×3=0.021 xF

4.2.4.Calculul diametrului si calculul hidrodinamic al talerului

PD=760 mmHg

PW=820mmHg

PF=790mmHg

,tc=temperatura in zona de concentrare

,te=temperatura in zona de epuizare

Calculul temperaturi de fierbere:

Ecuatiile au fost rezolvata prin metoda aproximarii succesive si tF=100.310C

tW=101.80C

Calculul temperaturi de condensare:

,unde yD=xD=0.43

Ecuatia a fost rezolvata prin metoda aproximarii succesive si tD=92.51

tc=96.32

te=100.965

Calculul fractiilor molare in cele doua zone: xc=0.226, xe=0.0165

Calculul densitatilor de licid si vapori in cele doua zone:

a.Zona de concentrare:

EtOH,conc=a+btc+ct,unde a=805,b=-0.775,c=-1.25*10-3

EtOH,conc=723.8068 kg/m3

apa,conc= a+btc+ct,

apa,conc=963.897 kg/m3

liq,conc=847.2056 kg/m3

vapori,conc=1.2811kg/m3

b.Zona de epuizare

Zona de concentare Zona de epuizare

Calculul debitelor:

Zona de concentrare:

Lconc=L*D unde D=[kmol/h];L=refluxul optim

Lconc=1.676*2.62=4.391kmol/h

Vconc=(L+1)*D=7.011kmol/h

L[kmol/s]=0.001219

Gm,L,conc=Lliq,c*Mliq,c

Gm,L=0.029655kg/s

Mc=xc*MEtOH+(1-xc)MH2O=24.328

Gm,V,conc=Vc*Mvap=0.047196kg/s

GV,liq=Gm,L/liq,conc=0.035*10-3

GV,vap=Gm,V/vap,conc=0.03684

Zona de epuizare:

Lliq,e=Lconc+F

Lliq,e=4.391+88.032=92.423kmol/h

Vvap,e=Vvap,c

Gm,L,e=Le*Me=0.47356

Gm,v=Ve*Mvap,e=0.035789

GV,liq=Gm,L/liq,e=0.0004972

GV,vap=Gm,V/vap,e=0.046363

Determinarea diametrului coloanei:

Se alege H=0.3m

Din diagrama III 6/84 vmax=0.73m/s pentru taler clopot

Vmax=1.35*0.73=0.985m/s

vlucru=85/100*vmax=0.8376m/s pentru taler perforat

Se recalculeaza viteza:

Calculul hidrodinamic al talerului:

Suprafata efectiva a talerului:

Sd=suprafata unui deversor

Se alege b=0.6dcb/dc=0.6

=73.74

Sd=3.67*10-3m2

St=Ac-2Sd unde Ac=0.07065m2

St=suprafata efectiva a talerului` St=0.0633m2

Calculul vitezei minime a gazului in orificiile talerului:

=1.82(coeficient de rezistenta)

k=0.5

hl=inaltimea suspensiei pe taler

hp=inaltimea pragului deversor

L=debitul volumetric de liq in ZC(m3/h)

c1=2.8-3.8 se alege c1=2.8

din grafic rezulta c2=1

hl=0.0284m

Viteza gazului in orificii:

=sectiunea libera a orificiilor

d0=2mm=2*10-3m

t=pasul orificiilor

t=(2.5-5)d0 t=3*2=6mm=6*10-3m

Calculul caderii totale de presiune de trecere agazului prin taler:

hus=cadere de presiune la trecerea gazului prin talerul uscat [m]

h=caderea de presiune determinata pri efectul tensiunii superficialea lichidului[m]

hst=caderea de presiune datorita lichidului care se gaseste pe taler

h=8.73*10-3m

hst=0.01837m

ht=0.03179m H(1.8-2)ht H0.06358 rezulta ca se verifica..

Zona de epuizare:

Consideram H=0.3m

Din diagrama III 6/84 max=0.9m/s pentru taler clopot

max=0.9*1.35=1.215m/s pentru taler perforat

lucru=0.85*1.215=1.03275

de=0.23m

dc=0.3m

Se recalculeaza viteza: final=0.6553m/s

Suprafata efectiva a talerului: =73.74;sin=0.96

Sd=3.6714*10-3m2

St=Ac-2Sd St=0.0632m2

Calculul vitzei minime a gazului pe orificiile talerului:

=1.82;

k=0.5

b=0.6dc=0.18;

c1=2.8;

hp=2.5*10-2

L=debitul volumetric de lichid in ZE[m3/h]

L=1.7251m3h

Din grafic pag.86/figIII 7 rezulta c2=1.24

43 hl=0.048738m

min=12.3196m/s

Viteza gazului in orificii:

; ; 0=7.27451m/s

Calculul caderii totale de presiune de trecere a gazului prin taler:

0.30.1872 se verifica

4.2.5.Calculul coeficientilor partiali detransfer de masa.

A.Sistemul gaz-gaz

D=coeficient de difuziune[m2/s]

V=volumul molar la punctul de fierbere

T=273+t

Zona de concentrare

T=369.32K

Valcool=2*14.8+6*3.7+12=63.8cm3/mol

Vapa=18.9cm3/mol

P=775mmHg p=1.02atm

[NUME_REDACTAT] Sh=0.69Sc0.5Re0.72Ga0.24

[NUME_REDACTAT]

[NUME_REDACTAT]

Re=993.5649

[NUME_REDACTAT]

Ga=6.5437*105

Zona de epuizare

P=805mmHg p=1.059atm

T=373.965K

B.Sistemul lichid-lichid

V0=constanta caracteristica lichidelor

Zona de concentrare

Valcool=63.8cm3/mol

V0=8

Sc=6549.818

Re=9.5784

Ga=0.5408*108

Zona de epuizare

T=373.965 K

Valcool=63.8cm3/mol

V0=8

am=0.016ln(46.3289*10-3*100.965-1.0653+(1-0.016)ln(5.3674*10-2*100.965-1.1472)

am=2.926*10-4kg/ms=2.926*10-3P

liq=7.867*10-3 Re=811.2051

Ga=3.3044 *109

=0.65

Calculul coeficientilor partiali de transfer de masa:

Zona de concentrare:

kg=7407.6701m/h

kg=244.4519kmol/m2hy

kl=0.88076m/h

kl=30.6718kmo/m2hx

Zona de epuizare:

kg=174407.8091m/h

kg=567.3195kmol/ m2hy

kl=482.6972m/h

kl=24919.3188 kmo/m2hx

Calculul coeficietului total de transfer de masa raportat la faza gazoasa:

m=panta curbei de echilibru

mconcentrare=1.1598; mepuizare=7.7301

4.2.6.Determinarea grafica si analitica a numarului de talere reale:

Din graficul 3 rezulta NTR=9 unde:

ZC ZE

4.3.Calculul mecanic sumar al coloanei de rectificare

Ht=(N-1)H+Hc+He N=9

H=distanta dintre talere

Hc=inaltimea in ZC Hc=2H

He=inaltimea de sub ultimul taler He=3H

N=numarul de talere reale

Diametrul stuturilor:

Stutul 1=stut de evacuare debit de vapori in ZC

GV=0.03684m3/s

propus=20m/s dSTAS=50x10mm

Se recalculeaza viteza:

Stutul 2=stut de alimentare cu reflux(debit de lichid in ZC)

GV=3.5*10-5m3/s

propus=3m/s

dSTAS=25x8mm

Se recalculeaza viteza: =0.07133m/s

Stutul 3=stut de alimentare al coloanei

F=88.032kmol/h=0.02445kmol/s

propus=3m/s d=0.017m dSTAS=25x8mm

recalculat=1.4321m/s

Stutul 4=stut de evacuare rapida

Ht=(N-1)H+He+[NUME_REDACTAT]=2H=2*0.3=0.6m

He=3H=3*0.3=0.9m

Ht=(9-1)*0.3+0.60+0.9=4.2m

Debitul de golire(Gg)=V/

=10min=600s

Gg=4.9455*10-4m3/s

propus=3m/s d=0.0143m dSTAS=25x8mm

recalculat=1.1246m/s

Stutul 5=stut de evacuare lichid ZE

propus=3m/s GV=4.972*10-4m3/s d=0.025m dSTAS=25x8mm

recalculat=1.56m/s

Stutul 6=stut de evacuare vapori din ZE

propus=20m/s GV=46.363*10-3m3/s d=0.0543m dSTAS=54x11mm

recalculat=16.56m/s

CAP.5. Dimensionarea tehnologica a schimbatorului de caldura

5.1.Bilantul termic al schimbatorului

C1=a + bt + ct2 + dt3

EtOH liq Apa liq

Cam1 = 2540,94 J/Kg·grd

C

ºC

Cam2 = 4176 J/Kg·grd

G1= Δ =2,62 kmol/h

G1=78,7 Kg/h

Δ=30,04 Kg/kmol

78,7 · 2540.94 (92,51-40)=G2 · 4176 (38-28) G2=251,4494 Kg/h

5.2 Predimensionarea schimbatorului de caldura

ΔTm

Δt’=92,51-38=54,51ºC

Δt’’=40-28=12ºC

=28,087 ºC

K=300

Din tabelul VIII.5 pagina 207 aleg un schimbator de caldura cu 4 treceri si fara sicane

Δ-diametrul interior

δ-grosimea tevilor

d-diametrul tevilor

5.3. Verificarea schimbatorului de caldura propus

Se calculeaza numarul Reynolds pozitiile terminale ale schimbatorului de caldura.

Calculul coeficientului partial de transfer termic,α1, prin tevi

Pentru scurgerea prin tevi in regim laminar se utilizeaza ecuatia lui Hansen (pag 161).

d = diametrul interior al tevii

l = lungimea tevii

ηp = vascozitatea la temperatura peretelui

Cam = 2540.94 J/Kg grad

λam = 0.48 W/m grad

Calculul coeficientului partial de transfer termic,α2, prin tevi

Se utilizeaza relatia Dorohue:

Constantele fizice ale apei se iau din anexa XII la tm = 33 ˚C, η2 = 0.735 cp, λ2 = 0.625 W/m grad.

dech=diametrul echivalent al sectiunii extratubulare

C=1.16 0.0850.16=0.781

Calculul coeficientului total de transfer termic

λp = 46.5 W/m grad pentru otel

Γ = 0.00036+0.0002=0.00056

,

Calculul fortei motrice

, F =factor de corectie

Determinarea suprafetei de transfer termic

AmAdisp se aleg L=1500; Dn=150; S=4; δ=2; d=24; n=4.

5.4 Calculul hidrodinamic complet al schimbatorului

Determinarea caderii de presiune pentru fluidul ce circula printre tevi.

Largirea brusca ξint;ξ3; ξ6; ξ9; ξ12

Ing brusca ξ2;ξ5; ξ8; ξ10; ξiesire

Intoarcere 180˚ : ξ4;ξ6; ξ10

ξ = ξint + 4 ξlargire brusca + 4 ξing brusca + 3 ξint 1800 + ξ iesire

= 0.36 + 4 0.8 + 4 0.8 + 3 0.32 + 0.34 = 8.06

pf = ξ)

ξ = 8.06

W =

EtOH = 864 kg/m3

am = 899.94 kg/m3 H2O= 979 kg/m3

pf =

p = 1.849

Dimensionarea stuturilor

Stutul de intrare si iesire pentru amestecul care circula prin tevi (lichid tehnologic)

Propunem W=2m/s

G1=78.7 Kg/h=0.02186 Kg/s

Kg/m3

Kg/m3

m3/s

mm

Se standardizeaza la 25 mm=dc ; di=25-16=9 mm

Recalculam viteza m/s

Stutul de intrare si iesire pentru agentul termic, apa

Propunem W=2m/s

G2=251.4494 Kg/m3=0.06985 Kg/m3

Kg/m3

m3/s

m3/s

Se standardizeaza la 25 mm; d=25-16=9 mm.

Recalculam viteza m/s

Calculul greutatii schimbatorului in regim de functionare

Consideram schimbatorul plin cu apa ( = 5000 kg/m3)

Mapa = Mcapace + Mprin tevi+ Mprintre tevi

Mcapace = Vcapace

m3

D = Di = Dn = 150 mm

M = V M = 0.001766 1000 = 1.766 kg = masa capac

Mprin tevi = n sfera = 4 L 1000 = 1.1884 kg

N = 4 buc

L = 1500 mm

D = 24 – 2 2 = 20 mm

Mprintre tevi = Vprintre tevi

Vprintre tevi = Vtotal – Vtevilor = = 0.04756 m3

L = lungimea tevii (1.5 m)

D= diametrul exterior al tevii (24 mm)

Mprintre tevi = 0.04756 1000 = 47.56 kg

Mapa = 2.766 + 1.1884 + 47.56 + 50.516 kg

Mmetal = Mcapac + Mfascicul tubular+ Mmanta + Mplaca tubulara + [NUME_REDACTAT] = 5 2 = 10 kg

Vmetal capac = m3

dext manta = dint manta +2S = 0.158

Mmetal capac = 0.000297 7800 = 45.26 kg

otel = 7800 kg/m3

Vmetal manta = (0.1582 – 0.152) 3 = 0.00579 m3

Mmetal manta = 0.00573 7800 = 42.26 kg

Vmetal tevi = = 0.000829 m3

Mmetal tevi = 6.466 kg

Vplaca tubulara =

Mplaca tubulara = 0.9893 kg

Mmetal = 10 + 2.32 + 45. 26 + 6.466 + 0.9893 = 65.0353 kg

Gmet = 0.638 KM

Gapa = 0.496 KN

Gtotal = 1.134 KM

Se alege din STAS suport tip M1

Dn : 600 ……………… 115

150 ……………… x sarcina admisibila pe suport = 78.75 KM

Dn = 600 Dn = 150

H = 500 H = 125

L1 = 600 L1 = 150

B = 255 B = 63.75

C = 450 C = 112. 5

K = 75 K = 6.25

L2 = 625 L2 = 156.25

5.5. Predimensionarea celorlalte schimbatoare

Condensator

t’ = 92.5 – 38 = 54.5

tm = 59. 35

t” = 92.5 – 28 = 64.5

= 2279 103 J/kg

rEtOH = 195.32 kcal/kg 4186 = 816745.18 J/kg

ram = w1r1 + w2r2 = 0.66 817645.18 + 0.34 2279 103 = 1314511.759 J/kg

ωD = xD = 0.66

= 0.43 46 + (1 – 0.43) 18 = 30.04 kg/kmol

Q = K A tm = Vc r, Vc = debit de vapori din ZC

Vc = 0.047196 kg/s

Q = 0.047196 1314511.753 = 62039.7 J/s

4179.2 (38 – 28) = 62039.7

= 1.485 kg/s = 5344.15 kg/h

se alege un schimbator de caldura cu o trecere si fara sicane.

A = 3.4 ; L = 4000 mm; Dn = 150; S = 4; = 2; d = 24; n = 14; Dc = 48

Refierbator

tn = tabur – tw = 120 – 101.53 = 18.47 C

Q = Ge – ram = Gabur rabur Ge = debit de vapori din ZE

rabur la 2 atm = 0.207 103 J/kg; t = 120 C 527.23 kcal/kg

ωw =

Mw = 0.01 46 + (1 0.01) 18 = 18.28

rEtOH 101.83C = 197.5 kcal/kg ram = r1ww + r2(1 – ww)

rH2O 101.83C = 2258 J/kg = 0.53 kcal/kg ram = 5.45 kcal/kg

Ge = 0.046363 m3/s = 166.91 m3 /h 0.74 = 123.51 kg/h

vap e= 0.74 kg/m3

Q = 123.51 5.45 = Gabur 527.23 Gabur = 1.277

Q = 951. 95 kcal/h

K = 300

Se alege din STAS un schimbator de caldura cu 4 treceri si fara sicane:

Dn = 150; S = 4; = 2; d = 24; n = 4; Dc echiv = 221; L = 1000.

Racitor de reziduu

G1 = W = 85.412 kmol/h

G1 = 836.49 kg/h

= 18.42 kg/mol

t’ = 101.8 – 38 = 63.8 C

t” = 40 – 28 = 12C

G1C1 (t1’ – t1”) = G2C2 (t2’ – t2”)

C2apa = 4176 J/kg grd = 0.997 J/kg grd

C2 EtOH = 0.74 kcal/kg grd

Cam = ww C1 + ( 1 – ww) C2 = 0.995 kcal/kg grd

C2apa = 0.997 kcal/ kg grd

ωw = xw M/Mw = 0.025

836.49 0.995 (101.8 – 40) = G2 0.997 (38 – 28) = Q

G2 = 5326.1 kg/h

Q = 59449.321

= 31.02 grd

Se alege un schimbator de caldura cu o trecere si fara sicane:

Dn = 200; S = 4.5; = 2; d = 21; n = 36; Dc echiv = 42; L = 3000.

Preincalzitor de alimentare PIF

tm = 37.024

t’ = 120 – 58 = 62 C

t” = 120 – 100.13 = 19.87 C

rabur = 527.23 kcal/kg

GFCF (tFc – tFi) = GH2O rH2O = Q

GF = 88.032 kmol/h

GF = 1640.036 kg/h

MF = xF 46 + (1 – xF) 18 = 18.63 kg/kmol

C CEtOH = 0.755 kcal/kg grd

Capa = 4187.4 J/ kg grd = 1.0035 kcal/kg grd

Cam = w1 C1 + (1 – w1) C2

ωF =

Cam = 0.055 0.755 + (1- 0.055) 1.00035= 0.987 kcal/kg grd

1640.036 0.987 (100.43 – 58) = GH2O 527.23 = Q

Q = 68186.52 kcal/h

GH2O = 129.33 kg/h

Se alege din STAS un schimbator de caldura cu o trecere si fara sicane:

Dn = 300; S = 4; = 2; d = 22; n = 100; Dc echiv = 44; L = 1000.

Cap. 6. [NUME_REDACTAT], O.; Jinescu, Gh.; Balaban, C. ș.a. – „Operații și utilaje în industria chimică”, Probleme pentru subingineri, Ed. Didactică și Pedagogică, București, 1980

Bratu, E. – „Operații unitare în ingineria chimică”, Ed. Tehnică, București, 1983-1985

Floarea, O.; Dima, R. – „Procese de transfer de masă și operații specifice”, Ed. Tehnică, București, 1984

Jinescu, Gh. – „Procese hidrodinamice și operații specifice”, București, 1982

Floarea, O; Tănase, D. – „Transferul cantității de mișcare”, Ed. Tehnică, București, 1997