Hidroliza Enzimatica a Amidonului din Cereale Si Cartofi cu Aplicatii Intense In Fabricarea Alcoolulu

CAPITOLUL 1

TEMA DE PROIECTARE

Intr-o instalatie de fabricare a alcoolului etilic absolut , cu o capacitate de 1800+10 kg/zi,

solutia fermentata cu un continut de 0,05+0,001 kg alcool/kg apa este supusa rectificari intr-o coloana cu talere in vederea obtineri unui amestec cu cu continut de 66% alcool

(procente de masa ) . Rezidul nu trebuie sa contina mai mult de 1%(procente de masa)

alcool. Distilatul acestei coloane este trimis intr-o alta coloana de rectificare in vederea

obtinerii alcoolului etilic absolut. Aceasta solutie tehnica este preferata deoarece alcolul

formeaza cu apa un azeotrop si solutia obtinuta in prima coloana are o concentratie

suficient de ridicata astfel incat aceasta sa poata fi comercializata ca atare.

Solutia alcoolica provenita din fermentare are 58°C . La intrarea in coloana de reetificare starea termica a alimentari este q=1. Se cere sa se dimensioneze racitorul de distalat , daca este impar si racitorul de reziduri ( RW) , daca n este par( n=2) , precum si coloana de rectificare cu talere sita.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 28°C si de iesire de 38°.Incalzirea se face cu abur saturat de 2atm.

Presiunea la varful coloanei este de 760mmHg , presiunea orientativa de alimentare este 790mmHg , iar in reziduri de 820mmHg.

CAPITOLUL 2

JUSTIFICAREA TEMEI PROIECTULUI, A

SOLUTIILOR SI METODELOR DE CALCUL ALESE

Hidroliza enzimatica a amidonului din cereale si cartofi au aplicatii intense in fabricarea alcoolului si a berii. Ambele fabricatii sunt inrudite , diferenta fiind aceea ca in cazul berii materia prima de la care se pleaca este orzul . In ambele fabricatii se zaharifica intai amidonul din cereale sau cartofi cu amiloza de regula din orz incoltit. Temperatura optima a acestei operatii este 55-65°C , iar durata 20 minute. Se obtine 70-80% maltoza si 20-30% dextrina.

La fabricarea alcoolului , solutia de maltoza si dixtrina , rezultata din operatia de zaharificare , se fermenteaza direct , fara afi incalzita . Drojdia de bere adaugata pentru producerea fermentatiei contine si enzime de duorificare care rup legaturile 1,6 din dextrine punand la dispozitia amilozei doxtrine neramificate pe care aceasta le hidrolizeaza cantitativ la maltoza ; aceasta este apoi hidrolizata de α-glucozidoza (maltoza) din drojdie la glucoza. In modul acesta aproape intregul material este adus intr-o forma fermentabila.

Fermentatia alcoolica este un proces anaerob prin care glucidele fermentescibile sunt metabolizate prin reactii de oxidoreducere, sub actiunea echipamentului al drojdiei , in produsi principali (alcool etilic CO2) si produsi secundari (alcooli superiori , acizi , aldehide).

Agentii tipici ai fermentatiei alcoolice sunt drojdiile genului Saccharomyces care, prin fermentarea glucidelor, pot sa produca mai mult de 8° ETOH.

Pentru a putea fi folosite in practica drojdiile genului Saccharomyces sunt studiate si selectionate in functie de unele proprietati care le recomanda penrtu utilizarea industriala, cum ar fi:

-puterea alcooligena , care se refera la concentratia mare de alcool ce se poate acumula cand in mediu exista zahar in exces .

-alcoolorezistenta, care se refera la capacitatea drojdiei de a continua fermentatia la cresterea concentratiei de alcool, deoarece ETOH poate actiona ca un denaturant al proteinelor si produce inactivarea enzimelor sensibile

-capacitatea de floculare si pulvembuta , proprietati datorate structuri peretelui celular si modificari de pH si rH din timpul fermentatiei.

-asmotolerantei , care se refera la capacitatea drojdiilor de a produce fermentatie in mediu cu concentratie crescuta de zahar.

-frigofilia.

Fermentatia alcoolica in conditii industriale foloseste substraturi naturale bogate in glucide fementescibile, iar viteza de fermentatie a glucidelor in produsi primari si secundari este dependenta de:factori biologici, dependenti de microagentii fermentarii si factori fizico-chimice; dependenti de compozitia mediului supus fermentari si mediului ambiant.

Datorita importantei pe care o prezinta ETOH de fermentare in practica industriala, in afara glucidelor fermentescibile se pot folosi substraturi naturale ce contin poliglucide, care sunt hidrolizate pe cale chimica si enzimatica pana la formarea glucidelor fermentescibile.

CAPITOLUL 3

PROPRIETATILE FIZICE ALE COMPONENTILOR AMESTECULUI SI DATE DE ECHILIBRU LICHID-NAPORI

EtOH vapori

APA VAPORI

Date de echilibru lichid-vapori

Pentru calculul presiuni de saturatie a vaporilor unui lichid pur se foloseste ecuatia Antoine:

LgPn= A-__B___ Pn=presiunea de vapori

t+c t= temperatura, in °C

σ =a+bt

φ =a+bt+ct²

λ=a+bt+ct²

Cp =a+bt+ct²+dt³

ή=at

r=a+bt+ct²

Proprietati de amestec:

σam= ∑ σ¡x¡=x¡σ¡+x2σ2=x1σ1+(1-x1)σ1

_1__=_ω1__+_ω2___

φam φ1 φ2

λam=x1+λ1+x2λ2

cpam=ω1cp1+ω2cp2

lnήam=x1lnή1+x2lnή2

ram=ώ1r1+ώ2r2

CAPITOLUL 4

DIMENSIONAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE RECTIFICARE

4.1.Bilantul de materiale al instalatiei de rectificare

Ecuatia de bilant de material este:

F=W+D

F·XF=WXw+DXD

In care: F-debitul de alimentare al

Coloanei (kmol/h)

W-debitul de reziduri

D-debitul de distilat

Xfractia morala a componentului molatil.

‗

ΜD

XD=ωD——

Mi

ωd=fractia masica(kmol/kg amestec)

XD=0,66· (XD·46+18-18XD)

¯¯¯¯¯46¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯¯

XD=0,431

Gm,D=1800+10·n=1800+10·2=1820kg/zi=75,83kg/h

_

MD=0,431·46+(1-0,431)·18=30,068KG/Kmol

Gm,D 75,83 –4

D=———= ————=2,52Kmol/h=7·10 Kmol/s

– 30,068

MD

ΩF=0,05+0,001n

ΩF- se numeste raport masic

ΩF=0,05+0,001·2=0,052Kg alcool/Kmol

–

ΩF MF

XF= ———∙———

1+ΩF Mi

XF=0,019

–

MF=XF∙M ETOH+(1+XF)∙MH2O

–

MF= 0,019∙46+(1-0,019)∙18=18,532kg/Kmol

F=D+W

FXF=DXD+WXW

F=2,519+W

F·0,019=2,519·0,431+W·0,01

–4

F=117,849Kmol/h=327·10 Kmol/s

–3

W=115,33Kmol/h=32,03∙10 Kmol/s

–

Mw=Xw∙METOH+(1-Xw)∙MH2O

–

Mw=0,01∙46+(1-0,01)∙18=18,28Kg/Kmol

–

Gm,w=Mw∙W=18,28∙115,33=2108,232Kg/h

–

Gm,w=MF∙F

Gm,F=18,532∙117,849=2183,972Kg/h

4.2. Determinarea numarului de talere reale

4.2.1. Calculul reflexsului minim si a numarului minim de talere

Dimensionarea tehnologica a coloanelor de rectificare consta in determinarea prin calcul a diametrului coloanei si a numarului de talere reale.

Aceste marimi depind atat de conditiile de operare impuse( debit de alimentare, distilat, reziduri, compozitia fiecarei faze) determinate cu ecuatiile de bilant de materiale, cat si de intensitatea transferului de masa.

Reflexul coloanelor de rectificare.

Reflexul minim pentru amestecuri binare se determina cu relatia:

Lmin XD–yF*

———— = ————

Lmin+1 XD–XF

Lmin 0,431-0,17

———— = ————— = 0,633

Lmin+1 0,431-0,019

Lmin=1,967Kmoli/KmolD

Lmin este refluxul minim

VF* este fractia molara a componentului nolatil in faza de vapori corespunzatoare compozitiei XF.

Atunci cand coloana opereaza la reflux total, numarul de talere este minim.

Determinarea numarului de talere minim teoretice este prezentat in fig. IV,1.

Numarul minim de talere teoretice este 2.

Calculul reflexului optim

Reflexul optim al unei coloane de rectificare se poate calcula cu relatia urmatoare:

Loptim Nmin

——— –1= 0,192

Lmin Lmin

Lmin- reflexul minim, Kmol/Kmoli distilat

Nmin- numarul minim de talere teoretice

Loptim Nmin

——— = 1+0,192 ———

Lmin Lmin

Loptim 2

——— =1+0,192

1,967 1,967

L=Loptim=2,347 Kmol/Kmol distilat

Determinarea grafica si analitica a numarului de talere teoretice

Pentru determinarea grafica a numarului de talere se foloseste metoda McCalu – Thiele. Numarul de talere teoretice este egal cu numarul treptelor liniei trasate intre curba de echilibru a sistemului si cele doua linii de operare, ale caror ecuatii sunt:

L

-dreapta de concentrare: Y-XD= (X-XD)

L+1

L+F

-dreapta de epuizare : Y-Xw = (X-XD)

L+1

Pe diagrama de echilibru din figura IV.2 , se traseaza dreptele de concentrare si epuizare care trec prin punctele de coordonate (XD,XD) si (Xw, Xw) si se intersecteaza pe verticala in punctul X=XF. Verticala din XF corespunde stari termice a alimentarii q=1.

Ordonata punctului de intersectie se poate determina trasand pe curba de echilibru dreapta de concentrare avand ordonata la origine data de relatia:

XD

Yo =

L+1

0,431

Yo= = 0,128

2,347 +1

NNT=3

Determinarea NTT prin metoda analitica

L L

Xn-1 yn

Xn Yn+1

L este debitul de lichid descendent ,

V este debitul de vapori ascedent.

Compozitia lichidului care paraseste un teler n se noteaza cu Xn, iar pentru vapori cu Yn.

Intre Yn si Xn (daca este talerul teoretic) exista o relatie de echilibru relatia Fenske:

α x

Y*=

1+(α-1)x

α este volatilitatea relativa

P1

α=

P2

P1,P2 sunt presiunile de vapori ale componentilor puri (1- ETOH, 2- H2O)

Y 1-X

α= ·

X 1-Y

X,Y- functiile molare ale verticala in punctul X=XF. Verticala din XF corespunde stari termice a alimentarii q=1.

Ordonata punctului de intersectie se poate determina trasand pe curba de echilibru dreapta de concentrare avand ordonata la origine data de relatia:

XD

Yo =

L+1

0,431

Yo= = 0,128

2,347 +1

NNT=3

Determinarea NTT prin metoda analitica

L L

Xn-1 yn

Xn Yn+1

L este debitul de lichid descendent ,

V este debitul de vapori ascedent.

Compozitia lichidului care paraseste un teler n se noteaza cu Xn, iar pentru vapori cu Yn.

Intre Yn si Xn (daca este talerul teoretic) exista o relatie de echilibru relatia Fenske:

α x

Y*=

1+(α-1)x

α este volatilitatea relativa

P1

α=

P2

P1,P2 sunt presiunile de vapori ale componentilor puri (1- ETOH, 2- H2O)

Y 1-X

α= ·

X 1-Y

X,Y- functiile molare ale alcoolului ; α>1

αc=8,676

Pentru calculul analitic se porneste cu o relatie de echilibru :

αxi

φi =

1+(α- 1)Xi

intre compozitia vaporilor ce intra pe talerul n si lichidul ce paraseste talerul n , exista urmatoarea relatie de operare :

L XD

Yn+1= Xn +

L+1 L+1

Vaporii care ies pe la varful coloanei si au compozitia φ1, sunt condesati total, ceea ce inseamna ca lichidul ce iese din condensator au aceeasi compozitie . Se repeta calculul pana cand Xn≤XF.

Y1=XD=0,431

X1=0,80 Xn≤XF 0,8>0,019

Y2=0,184

X2=0,025 Xn≤XF 0,025>0,019

Y3=0,145

X3=0,019 Xn≤XF 0,019=0,019

X4=0,018

Y4=0,141

Xn≤XF 0,018<0,019 NTT=3

4.2.4 Calculul diametrului coloanei si calculul hidrodinamic al talerului.

Calculul debitelor de lichid si de vapori din zona de concentrare si epuizare.

Cunoscand presiunea la varful coloanei (pF), presiunea orientativa in alimentare (pF)si in reziduri(pW), se determina tD, tFsi tW.

Bi

Ai-

P=∑XiPi=∑Xi∙10 t+Ci

PF=790mmHg

BETOH BH2O

AETOH AH2O-

PF=XF∙10 t+CETOH +(1-XF)∙10 t+CH2O

Tf=100,44ºC

PD=760mmHg

1 Yi

=∑ XD=YD=0,431

PD Pi

1 YD (1-YD)

= +

PD AETOH BETOH AH2O BH2O

10 10

t+CETOH t+CH2O

1 0,431 0,569

= +

760 8,04494 1554,3 7,96681 1668,21

10 10

t+222,65 t+228

tD= 92,5ºC

PW=820mmHg

BETOH BH2O

AETOH– AH2O–

t+CETOH t+CH2O

Pw=Xw·10 +(1–Xw)∙10

1554,3 1668,2

8,04494– 7,96681–

t+222,65 t+228

820=0,01∙10 + 0,99∙10

tw=101ºC

Temperaturile medii in zona de concentrare si epuizare sunt:

tD+tF

tc=

2

92,5+100,44

tc= =96,47ºC

2

tf+tw

te=

2

100,44+101,8

te= =101,12ºC

2

Pentru zona de concentrare.

Debitul de lichid:

Lc=L·D

Lc=2,347·2,519= 5,912Kmol/h=0,0016Kmol/s

Debitul de vapori:

Vc=(L+1)·D

Vc=(2,347+1)·2,519=8,912Kmol/h=0,00234Kmol/s

_

Mc=METOH·Xc+M2(1–X2)

XD+XF

Xc=

2

0,431+0,019

Xc= =0,225kg/Kmol

2

_

Mc=46·0,225+18·0,775=24,3Kg/Kmol

Debitul masic de lichid:

_

Gm liq=M·Lc=24,3·0,00164=0,0398kg/Kmol

Debitul masic de vapori:

_

Gm vap=Mc·Vc=24,3·0,00234=0,05686kg/s

Gm

Gv=

φ

φ=densitatea amestecului

Pentru faza lichida:

1 ωі ( 1-ωі)

= +

φam φ1 φ2

φ1,φ2—densitatea etanolului, respectiv a apei

ωі- fractia masica

Xc Mi 0,225·46

ωc= _ = =0,425

Mc 24,3

Xe Mi

ωe= _

Me

1 0,425 0,575

= + = 0,00118

φc 723,62 963,77

φc=847,45 kg/m³

Pentru vapori: _

To P M To P

φam= φo · = · ·

T Po 22,4 T Po

PF+PD

Pc=

2

750+760

Pc= =775mmHg

2

Tc=To+Tc

Tc=273+96,47=369,47K

_

M=YcMETOH+(1-Yc)MH2O

αXc

Yc=

1+(α-1)Xc

8,676·0,225

Yc= =0,715

1+(8,676-1)·0,225

_

Mc=38,02 Kg/Kmol

38,02 273 775

φc= · · = 1,278Kg/m³

22,4 369,47 760

Pentru zona de epuizare.

Le=Lc+F

Le=5,912 +117,849= 123,761Kmol/h=0,0343Kmol/h

Ve=Vc=8,431Kmol/h=0,00234Kmol/s

_

Me=METOH·Xe+MH2O(1-Xe)

XF+Xw 0,019+0,01

Xe= = =0,0145

2

_

Me=46·0,0145+18·0,986=18,392Kg/Kmol

_

Gm liq=Me· Le=18,392·0,0343=0,63084Kg/s

_

Gm vap=Me·Ve=18,392·0,00234=0,04303Kg/s

1 ωe (1-ωe)

= +

φe φETOH φH2O

Xe Mi 0,0145·46

ωe= _ = =0,036

Me 18,392

1 0,036 0,964

= + = 0,00105

φe 717,81 959,93

φe=948,41kg/m³

PF+Pw

Pe = Me=21,164Kg/Kmol

2

790+820

Pe = =805mmHg

2

Te=273+101,12=374,12

21,164 273 805

φe= · · =0,730Kg/m³

22,4 374,12 760

Zona de concentrare.

Determinarea diametrului coloanei

In vederea dimensionarii talerului este necesar sa se calculeze diametrul coloanei. Pentru o distanta intre talere H=0,3m din figura (III.6) pentru valoarea raportului.

φg 1,278 -3

= = 0,00150=1,5·10 viteza in coloane cu talere W=0,79m/s

φe 847,45

Pentru talere perforate viteza de lucru va fi:

W=80-90% W max

Wmax=0,79·1,35=1,0665m/s

85

Wlucru= · 1,0665=0,906m/s

100

Diametrul coloanei va fi:

4·250,56

dc= 46v = =0,312m

πw 3,14·1,836·3600

Se standardizeaza:dc=0,3m

Recalculam viteza:

46v

W= =0,985m/s

Π dc²

b)Calculul suprafetei efective a talerului

Suprafata ocupata de un deversor se calculeaza cu relatia:

dc² πα

Sd= ( -sin )

180

unde α este unghiul la centru corespunzator coardei deversorului :

α b

=arcsin

dc

b este lungimea progului de deversare:

b=(0,6÷0,8)dc

Se alege b=0,6·dc =0,6·0,3=0,18

α = arcsin 0,18 =arcsin 0,6↔α=73,74°C

0,3² 3,14·73,74

Sd= ( –sin 73,74)=0,00367m²

180

Suprafata efectiva a talerului va fi:

_

Vdc² 3,14∙0,3²

St=Ac-25d= –25d = – 2∙0,00367=0,06331m²

2 4

Calculul vitezei minime a gazului in orificiile talerului. Viteza gazului in orificiile talerului trebuie sa fii mai mare decat viteza critica la care lichidul curge prin perforatii.

Viteza minima a gazului:

Wmin=0,67 g · φe ·he

§ · φg

g-acceleratia gravitationala, m/s

§-coeficient de rezistenta ;

φg,φe- densitatea lichidului , respectiv gazului, kg/m³

he- inaltimea suspensiei pe taler,m

h1

he= hp +

1,3k

hp- este inaltimea pragului de deversare ,m;

k-raportul dintre densitatea spumei si lichidului(k=0,5)

–3 L ⅔

h1=C1·C2·10

b

C1-coeficientul ce depinde de forma placii deversoare (C1=2,8÷3,8 pentru placa plana);

C2- coeficient adimensional determinat din figura III.7.

L-debitul de lichid care trece pe taler m³ /h;

L 0,1656

= =12,04

2,5 2,5

b 0,18 din figura III.7 se alege C2=1,01

b

=0,6

dc

-3 0,1656 ⅔ –3

h1=2,5·1,01·10 =2,6 ∙10 m

0,18

–3

–2 2,6∙10

he= 2,5·10 + =0,029 m

1,3∙0,5

–2

(k=0,5,hp=2,5∙10 m)

Viteza minima in orificii va fi:

Wmin=0,67 9,81 ∙ 847,45 ∙0,029 =6,82m/s

1,82 1,278

(§=1,82)

Viteza gazului in orificiile talerului:

100A

Wo=W

St·φ

St – suprafata activa a talerului, m²

φ- sectiunea libera a orificiilor talerului (%)

W- viteza gazului in coloana, m/s

πdo²

φ= 100 _

2√3 t²

t=pasul dintre doua orificii.

t=(2,5÷5)do

t=3·2=6mm=6·10ˉ ³m

100π(2·10ˉ ³)²

φ= _ =10,07%

2√3(6·10ˉ³)²

3,14·0,3²

Wo=0,985· 100 4 =10,91m/s

0,06331·10,07

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

he= hus+hσ+hst,

ht-caderea totala de presiune;m

hus-caderea de presiune la trecerea gazului prin talerul uscat,m;

hσ-caderea de presiune determinata de efectul tensiunii superficiale alichidului,m;

hst- caderea de presiune datorita lichidului care se gaseste pe taler,m.

§wo²φg 1,82·10,91²·1,278

hus= = =0,016m

2·g·φe 2·9,81·847,45

hσ= 4σe

1,38doφeg

σe-tensiunea superficiala a lichidului, N/m

hσ = 4·49,58·10ˉ ³ =0,00864m

1,38·2·10ˉ ³·847¸45·9,81

hst=1,3k·hp+he=1,3·0,5·2,5·10ˉ²+2,6·10ˉ³=0,01885m

ht=0,016+0,00864+0,01885=0,04349m

H≥(1,8÷2)ht

H-distanta dintre talere

0,3>0,000769 adevarat

B. zona de epuizare .

determinarea diametrului coloanei .

φg 0,730 –4

= =0,000769=7,69·10

φe 948,41

H= 0,3m

Din figura III.6 se deduce viteza in coloane cu talere,wmax=0,95m/s.

Viteza de lucru:

85

Wlucru= (0,95·1,35)=1,09m/s

100

4·244,08

dc= =0,28m.

3,14·3600·1,09

Se standardizeaza dc=0,3m.

Se calculeaza viteza: w=0,959m/s

dc² 3,14α

Sd= ( –sinα)

8 180

α = b

dc

b=0,6·dc=0,6·0,3=0,18m

b 0,18 α

= =0,6 = arcsin0,6 α=73,74º

dc 0,3 2

0,32 3,14·73,74

Sd= ( – sin 73,74)=0,00367m²

180

3,14∙0,3²

St=Ac–2Sd= –2∙0,00367=0,06331m²

4

Calculul vitezei minime a gazului in orificiile talerului .

g φe

Wmin=0,67 · ·he

§ φg

h1

he=hp+

1,3k

L 2,376

Pentru = =172,848

2,5 2,5

b 0,18 C2=1,25

b

=0,6

dc

19,21·10ˉ³

he=2,5·10ˉ² + =0,034m

1,3·0,5

L ⅔ 2,376 ⅔

h1=C1·C2·10ˉ³ =2,8∙1,25∙10ˉ³ =19,21∙10ˉ³ m

b 0,18

9,81 948,41

Wmin=0,67 · · 0,034 =10,33m/s

1,82 0,730

t=3·2=6mm=6·10ˉ³m

100·3,14 (2·10ˉ³)²

φ= _ =10,07%

2√3 (6·10ˉ³ )²

π·0,3²

wo=0,959· 100 · 4

0,06331·10,07

wo=10,62m/s

Calculul caderi totale de presiune de trecere a gazului prin taler.

Ht=hus+hσ+hst

§Wo²φ 1,82·10,62·0,730

hus= = =0,000758m

2·g·φe 2·9,81·948,41

4·σe 4·57,97·10ˉ³

hσ = = = 0,00903m.

1,38·do·φe·g 1,38·2·10ˉ³·948,41·9,81

hst=1,3khp+h1=1,3·0,5·2,5·10ˉ²+19,21·10ˉ³=0,03546m

ht=0,05207m.

H≥(1,8÷2)ht

0,3>0,093 conditia se verifica.

Calculul coeficientilor partiali de transfer de masa.

Zone de concentrare.

a)Calculul coeficientului partial de transfer in filmul de gaz.Se utilizeaza relatia XII.57.

0,5 0,72 0,24

Sh=0,69·Sc ·Re · Ga

Ga= criteriul lui Galilui;

Re=criteriul lui Reynolds;

Sh= criteriul lui Sherwood;

Sc= criteriul lui Schmidt.

Coeficientul de difuziune se calculeaza cu relatia lui Maxwell modificata de Gilliland(XII.9): 2/3

–7 T 1 1

DA-B= 4,3 ·10 +

113 113 ² MA MB

P VA +VB

DA-B—coeficientul de difuziune, m²/s;

T—temperatura absoluta ,k;

P—presiunea absoluta totala, atm.;

V—volumul molar la punctulo normal de fierbere , cm³/mol(cf. Tabel XII.2,b)

MA,MB—masele moleculare ale componentilor.

VH2O= 2·3,7+12=19,4cm³/mol

VETOH=14,8·2+3,7·6+12=63,8cm³/mol

2/3

–7 369,46 1 1 –7

DAB=4,3·10 2 + =191,21·10m²/s

1,019 19,4⅓ +63,8⅓ 18 46

tc=96,47ºC, Tc=369,47k

Pc=775mmHg, Pc=1,019 atm.

η

Sc=

φ·D

η=vascozitatea amestecului , da P;

φ=densitatea amestecului , kg/m³.

–5

1,17·10

Sc= =0,478

–7

191,21∙10∙1,278

Viteza gazului raportata la sectiunea coloanei :

4∙6v 4·250,56

W= = = 0,98m/s

3600∙π dc² 3600·3,14·0,3²

w·hst·φ 0,98·0,01885·1,278

Re= = =2017,82

–5

η 1,17·10

g·hst³·φ² 9,81·(0,01885)³·1,278² 5

Ga= = –5 =7,83·10

η ² 1,17·10 ²

0,5 0,72 0,24 0,5 0,72 5 0,24

Sh=0,69·Sc ·Re · Ga = 0,69·0,478· 2017,82· 7,83·10 =2968,8

Coeficientul kg rezulta: –7

Sh·D 2968,8·191,21·10∙3600

Kg= = = 10841,33m/h

Hst 0,01885

Pentru transformarea coeficientului de transfer de masa din m/h in k mol/m²·h·Dy se utilizeaza relatia :

Kmol 1 273 m 1 273

= · · = · 10841,33=357,61kmol/m²hDy

m²·h·Dy 22,4 T h 22,4 368,47

b)Calculul coeficientului partial de transfer in filmul de lichid. Se foloseste relatia XII.59

0,5 1,1 0,24·μ-1

Sh=0,23·Sc· Re· Ga

hst

Γ= este un simplex geometric.

hs

Coeficientul de difuziune se calcueaza cu relatia XII.13:

–14 T – 14 369,47 – 7

D=7,7·10 = 7,7·10 =1,245 ∙ 10m²/s

⅓ ⅓ –4 ⅓ ⅓

η VA– Vo 1,169·10 63,8 – 8

η—vascozitatea , P;

Vo—constanta caracteristica a lichidului;

–5

η 1,169·10

Sc= = –5 = 0,1107

φ·D 1,245·10∙847,45

We∙hst∙φe 6e

Re= We=

ηe 3600St

–4

7,265·10 · 0,01885·847,45

Re= –5 =992,45

1,169∙10

0,1656 –4

We= = 7,265∙10 m/s

3600 ∙0,06331

g hst³·φ² 9,81·0,01885³·847,45²

Ga= = –5 2 = 34,53·10¹º

η² 1,169·10

0,5 1,1 0,24 -1 0,5 1,1 0,24 -1

Sh=0,23·Sc · Re · Ga µ =0,23(0,1107) ·(992,76) (34,53 ·10¹º) (0,4334) =205403,86

Coeficientul ke: –7

Sh·D 205403,86·1,245·10

Ke= = =4885m/h

hst 0,01885

Pentru transformarea lui ke din m/h in kmol/m²·h·Dx se utilizeaza relatia XII.84.:

Kmol φв m

=

m²·hDx Mв h

Mв – este masa moleculara medie a lichidului kg/kmol;

φв –densitatea medie a lichidului , kg/m³

Ke=17036883,7 kmol/m²·h·Dx

B. Zona de epuizare.

Calculul coeficientului partial de transfer in filmul de gaz.

Coeficientul de difuziune este:

–7 T³/² 1 1

DAB=4,3·10 +

P(VA⅓+VB⅓)² MA MB

–7 –7

DA-B=4,3·10 374,12³\² 1+ 1 = 187,45·10 m²/s.

1,058(16,4⅓+63,8⅓)² 18 46

te=101,12°C , Te=273+101,12=374,12k; pe=805mmHg, Pe=1,059atm.

–5

η 1,21·10

Sc= = –7 =0,88

φ·D 0,730·187,45·10

Viteza gazului raportata la sectiunea coloanei:

4Gv 4·244,08

W= = =0,959m/s

3600∙πdc² 3600·3,14·0,3²

0,95·0,03546·0,730

Re= –5 =2032,35

1,21·10

9,81·(0,03546)³·0,730² –5

Ga= –5 ² = 15,92·10

1,21·10

Sh=4800,82

Sh∙D

Kg= =9136,179m/h

Hst

1 273

Kg= 9136,170∙ ∙ =297,62 kmol/m²·h·Dy

22,4 374,12

b)Calculul coeficientului partial de transfer in filmu de lichid.

–7 T –7

D=7,7·10 ∙ =3,623∙10 m²/s

η(VA⅓– Vo⅓)

Ge

We= =0,01042m/s

3600St

We hst φ

Re= =86122,15

η

Ga=23,763·10¹²

Sh=15972186,83

µ= hst =0,681

ht

Sh D

ke= =587484m/h ke=30294459,57 kmol/m²·h·Dx

hst

Coeficientul total de transfer de masa kg se calculeaza cu relatia XII.49.:

1

kg=

m

kg + ke

m este panta curbei de echilibru calculata din relatia lui Fenske(XII.29.)

dy* α

m= = mc =1,166 me=7,025

dx (1+(α-1)x)²

c 1

kg = =287,3 kmol/m²·h·Dy

1 1,166

+

357,61 17036883,7

e 1

kg = =295,58kmol/m²·h·Dx

1 7,025

+

297,62 30294459,57

Determinarea grafica si analitica a numarului de talere reale.

La coloana cu talere contactul intre faze are loc pe talere.Numarul de talere reale se determina ducand linia in trepte intre dreapta de operatie si curba cinetica ale carei puncte se calculeaza cu relatia XIV.39.:

Kg St

__ __

AB=BC·℮ Gv

Modul de determinare a numarului de talere reale si notarea segmentelor este prezentata in figura IV.2.

__ __

AB=BC∙14,66 pentru zona de concentrare

__ __

AB=BC·9,34 pentru zona de epuizare

__ __

X=0,35 ; AB=4,4 BC=0,3

__ __

X=0,38 ; AB=4,2 BC=0,28

__ __

X=0,3 ; AB=4,7 BC=0,32

__ __

X=0,2; AB=5,1 BC=0,34

__ __

X=0,1 ; AB=4,9 BC=0,33

__ ___

X=0,5; AB=2,7 BC=0,18

__ ___

X=0,01; AB=1,7 BC=0,18

Din figura N.2 se obtine:

NTR=5

Calculul mecanic sumar al coloanei de rectificare.

Diametrul stuturilor se calculeaza considerand viteza de

Circulatie prin acestea ca avand valoarea 1÷5m/s pentru lichide si 10÷30m/s pentru vapori.

Π d² stut

Gv=w·A=w

4

46v

d=

πw

1.Stutul de evacuare debit de vapori din zona de concentrare. Alegem w=20m/s.

4·0,0696

d= =0,066m=66mm

3,14·20

Standardizarea dext=76mm, dint=20,35m/s Se recalculeaza w=20,35m/s

2.Alimentarea cu reflux (debit de lichid din zona de concentrare). Se alege w=3m/s.

Gv=LxD=2,347·0,0007=0,001642kmol/s

(Gm·Mc) 0,001642·24,3

Gv= = =0,000047m³/s

φ 847,45

d=0,0044m=44mm

Standardizarea dext=25mm, dint=9mm.

Se recalculeaza viteza:w=0,73m/s.

3.Stutul de alimentare a coloanei cu lichid.

F=117,86 kmol/h=0,0327kmol/s=2183,972kg

1 ω1 (1-ω1) __

= + , ω1=XF·M/MF

φam φ 1 φ2

φam=946,46kg/m³ Gv=2,307 m³/s

Se alege w=3m/s

d=0,0164m=16,4mm

Standardizarea dext =25mm, dint=16mm.

Se recalculeaza viteza w=3,18m/s

4. Stutul de evacuare rapida .

V coloana=Vcil+Vsfera

Consideramcoloana plina cu apa .

Consideram ca trebuie sa golim coloana in 10 minute.

Volumul de lichid

Debitul de golire=

Timp de golire

Π d³ 3,14·0,3³

V sfera = = =0,014m³

6 6

Vcilindru=Hcilindru πd²/4

Ht coloana=(NTR-1)H+Hc+He

Hc=2H+r =2·0,3+0,15=0,75m

He=3H+r =3·0,3+0,15=1,05m

Ht=(5-1)·0,3+0,75+1,05=3m

Hcilindru=Ht-2r =3-2·0,15=2,7m

Vcilindru=2,7·3,14·0,3² =0,19m³

4

Vcoloana=0,19+0,014=0,204m³

Debitul de golire=0,204/600=0,000341m³/s

Se alege w=3m/s.

d=0,012m=12mm

Standardizare: dext=25mm, dint=17mm.

Se calculeaza viteza: w=2,9m/s

6.Stut de evacuare lichid din zona de epuizare.

Se alege w=20m/s

d=0,0657m=65,7mm

Standardizare :dext=76mm, dint=66mm

Se recalculeaza viteza w=19,8m/s.

4.4. Elemente de autometizare. Reglarea debitului de alimentare

Semnalul de la traductorul de debit Ft se analizeaza pe calculator si prin intermediul unei comenzi de debit provenita de la acesta , asupra unui ventil de reglare , se regleaza debitul.

Reglarea temperaturii de intrare a amestecului in coloana . Traductorul de caldura TT montat inaintea intrarii in coloana , transforma caldura in semnal curent de 4-20 mA. Calculatorul de proiectare da comanda asupra ventilului de reglare a debtului de agent termic astfel incat temperatura sa se mentina in domeniul stabilit.

Reglare compozitiei si debitului de reflux.

Structura de reglare cuprinde reglarea nivelului din vasul de reflux care se realizeaza prin actionarea asupra ventilului refluxului. Debitul de distilat se regleaza automat in functie de debitul de reflux. O crestere a debitului de vapori va produce o crestere a nivelului in vasul de reflux care determina cresterea debitelor de lichid si distilat, cota de reflux, ramanand constant. Prin itermediul comenzii de compozitie AC, orice modificare a compozitiei distilatului va avea ca efect numai modificarea debitului de distilat, debitul de reflux ramanand constant.

Reglarea nivelului lichidului din blaz.

Pentru determinarea acestuia si transformarea acestuia intr-un semnal standard , prin intermediul traductorului de nivel LT , care transmite calculatorului de proiectare, care comanda ventilul situat inainte de refierbator.

Reglarea concentratiei de blaz.

Se face cu un traductor de compozitie , comanda de concentratie este transformata in comanda de debit a aburului din refierbator prin debitul de aburi actionandu-se asupra echilibrului lichid-vapori prin marirea sau micsorarea debitului de vapori care se introduc in coloana.

CAPITOLUL 5

DIMENSIONAREA TEHNOLOGICA A SCHIMBATORULUI DE CALDURA

5.1. Bilantul termic al schimbatorului.

G2,T2”

G1=W=115,34 kmol/h

G1,T1’ G1,T1” t1’=tw=101,8º

t1”=40ºC

G2,t2’

G2-debitul fluidului de racire.

t2’=28ºC, t2”=38ºC

Calculul debitului de apa de racire.

Ca agent de racire se utilizeaza apa care circula prin tevi. Fluidul tehnologic circula prin tevi.

Q=G1C1(t1’-t1”)=G2C2(t2’-t2”)

Q-fluxul termic, w;

C1,C2- caldurile specifice medii,J/Kg.grd.

Temperatura medie a amestecului este:

t1’+t1” 101,8+40

tm= = =70,9ºC

2 2

Temperatura medie a apei :

28+38

tm= =33ºC

2

Mw=Xw·METOH+(1-Xw)MH2O =0,01·46+0,99·18=18,28kg/kmol

W=115,34·18,28=2108,41kg/h=0,5856kg/s

Cp am=ω1 Cp1+(1-ω1)Cp=4153,99J/kg. Grd

G1C1(t1’-t1”)

G2= =12951,37kg/h=3,59kg/s

C2(t2”-t2’)

Q=G1C1(t1’-t1”)=G2C2(t2”-t2’)=150333,23w(J/s)

Calculul preliminar al fortei motrice:

Dt’-Dt”

Dtm= =31ºC Dt’=t1’-t2’

Dt’ Dt”=t1”-t2”

ln

Dt”

5.2. Predimensionarea schimbatorului de caldura.

Q=KA Dtm,

K=coeficientul total de transfer de caldura;

A=aria suprafetei de transfer termic.

Se propune K=500w/m².grd conform tabelului VIII.2, rezulta:

Q 150333,23

A= = =9,69m²

K Dtm 500·31

Din tabelul VIII.9 se alege un schimbator cu 4 treceri si fara sicane:

A=9,05; L=4000mm; De=99mm;

n=20bucati ; d=38mm; σ=2mm; s=4mm; Dn=300mm

5.3. Verificarea ariei de transfer termic

a)Alegerea ecuatiei de transfer termic.

Se calculeaza numarul Reynolds pentru pozitiile terminale ale schimbatorului de caldura .

-pentru fluidul ce circula prin tevi.

W1 d φ1 4G1

Re= W1=

η1 3600 φ1 π d²m

Re101,8ºC=11861,29

Re40ºC=6741,44

-pentru fluidul ce circula printre tevi:

w2 d φ2 4G2 d

Re= =

η2 3600(D²-nd²)πη2

Re28ºC=68096,93 Re38ºC=81656,06

b)Calculul coeficientului partial de transfer termic,α1,prin tevi (curge in regim turbulent)

Criteriul Reynolds:

4·G1

Re= Re70,9ºC=9357,52

3600·πn d η1

Pentru curgerea in regim turbulent prin tevi se utilizeaza ecuatia VII.32.:

0,8 0,4

Nn=0,023Re·Pr

Cp η

Pr=

λ

Cp,am;70,9ºC=4153,99J/kg.grd

–4

ηam ;70,9ºC=4,19 ·10 kg/m∙s

λam;70,9ºC=0,6702w/m.grd

Pr=2,59

Nn=50,57

Nn λ

α1= =1004,4w/m².grd.

d

c)Calculul coeficientului partial de transfer termic ,α2, printre tevi.

Se utilizeaza ecuatia Doreohue(VII.40):

0,6 0,3 η 0,14

Nn=Cre Pr

Ηp

-pentru fascicolul de tevi fara sicane , constanta C,are forma:

0,6

C=1,16 d echin Dn-n²·d²

dechin= =0,057

Dn+n·d

C=0,209

4 G2d

Re= =75119,14

3600π(D²-nd²)η2

ηh2o,33ºC=0,737·10ˉ³kg/m·s

λh2o,33ºC=0,66w/m.grd

Pr=4,96 -0,14

Nn=143,36(ηp)

Nn λ2 -0,14

α2= =2489,9(ηp)

d

d)Calculul coeficientului total de transfer termic .

Se utilizeaza ecuatia VIII.9:

1

K=

1 δp 1 1

+ +∑ +

α1 λp i=1 αc,i α2

α1,α2- coeficientii partiali de transfer termic al fluidelor , w/m².grd.

δ-grosimea peretelui tevii , m;

λp-conductivitatea termica a peretelui tevii ,w/m.grd.

αc,I-grosimea crustelor depuse pe peretele tevii, in interiorul si exteriorul acestuia,m.

Din tabelul VIII.1.rezulta ca rezistenta termica a crustelor este:

r=0,00035+0,0002=0,00055(w/m²·grd)ˉ¹

Intrucat rezistentele termice ale crustelor sunt mult mai mici decat ale celor doua fluide se poate considera ca temperaturile crustelor sunt egale cu temperaturile celor doua fete ale peretelui (tevii) tp1,tp2.

tm1 Temperaturile tp1,tp2, se determina din egalitatile

tp1 fluxului termic unitar prin cele trei straturi.

Tp2 tm2

q=α1(tm1-tp1)=λp/δp(tp1-tp2)=α2(tp2-tm2)=k(tm1-tm2)

tp1=2,93+0,95tp2

-0,14 -33

k=26,5(67,97-0,95tp2)=65,69(ηp) (tp2)

Aceasta ecuatie se poate rezolva grafic sau prin incercari .

Reprezentam grafic f1(tp2)=65,69 (ηp)(tp2) si f2(tp2)=26,5(67,9-0,95tp2)

Din graficul 5I.se determina tp2=38ºC.

ηp=0,00118cp

1

K= =573,15w/m².grd

-5 1

+0,00055+4,3· 10 +

1004,4 6399,043

e)Calculul fortei motrice.

Utilizandu-se un schimbator de caldura in contracurent cu mai multe treceri se recalculeaza diferenta medie de temperatura cu relatia(VIII.12):

DTm’=FDtm,

F-factor de corectie.(F<1).

In functie de rapoartele Psi R, calculate cu relatiile(VIII.13):

t2’-t2” t1’-t1”

P= =0,156 R= =6,18

t1’-t2’ t2’-t2”

-si din figura (VIII.3,a)rezulta factorul de corectie:

F=0,95

Dt’m= 0,95·31=29,45ºC

f)Determinarea suprafetei de transfer termic.

Q

A= = 8,9m²

K·Dt’m

Amc=8,9m²<Adisp=9,69m²

Schimbatorul are o rezerva de 8,8%

Calculul mecanic sumar si hidrodinamic.

a)Calculul mecanic sumar.

Dimensionarea stuturilor.

G1t’1 G2t’2 (5) 4Gv

d=

πw

G1t”1(2)

G2t2”

(1)Stut de intrare amestec.

G1=w=2108,41kg/h=0,5856kg/s

1 ω1 ω2

= +

φam φ1 φ2

1 0,025 0,974

La 101,8ºC: = + φam=952,25kg/m³

φam 716,93 959,35

La 40ºC: φam=987,54kg/m³

0,5856

G1= =0,000614m³/s(101,8ºC)

952,25

0,5856

G1= =0,000592m³/s(40ºC)

987,54

W=3m/s

4·0,000614

d1= = 0,016m

3,14·3

Standardizare: dext=25mm; dint=16mm

Viteza recalculata: w=3,05m/s

(2)Stut de iesire amestec.

d2= 4·0,000592

3,14·3 =0,0158m

Standardizare : dext=25mm dint =16mm.

Viteza recalculata: w=2,94m/s

(3) Stut de intrare apa.

G2= 12951,37kg/h=3,59kg/s

3,59

G2= =0,003604m³/s (28ºC)

996,07

3,59

G2= =0,00361m³/s(38ºC)

994,19

d3= 4·0,003604 =0,039m

3,14·3

Standardizare: dext=45mm dint=39mm

Viteza recalculata: w=3,01m/s

Stut de iesire apa.

4·0,00361

D4= =0,039m

3,14·3

Standardizare: dext=45mm dint=39mm

Viteza recalculata: w=3,02m/s

Stut de aerisire .

dext=32mm dint=25mm

Greutatea schimbatorului in functionare.

Consideram schimbatorul plin cu apa in interiorul tevilor, intre tevi si capace.

Mapa=Mcapace+Mprin tevi+ Mprintre tevi

Mcapace= Vcapece ·φ=0,01413·1000=14,13kg

4πR² πDn³ 3,14·0,3³

Vcapace= = = = 0,01413m³

3 6 6

Mprin tevi=n Vteava·φ=20·0,00362·1000=72,596kg

πd² int·L

Vteava=πR²L= =0,00362m³

4

Mprintre tevi = V·φ=0,1919·1000=191,91kg

V=Vmanta-Vtevi=0,1919m³

Mapa=14,13+72,596+191,91=278,63kg

Mmetal=Mcapace+Mmanta+Mplaci tubulare +Mstuturi +Mpereti despartitori

Mstut=10kg

Mcapace=V·φotel=9,11kg

dextmanta³-dintmanta³

V=3/4π =0,00116m³

8

Mmanta=V·φotel=119,89 kg

Vmanta=π/4(0,308²-0,3²)·4=0,015m³

Mpereti despartitori=3kg

Mtevi =141,97kg

V=π/4[dext²- dint²]·l·n=π/4(0,038²-0,034²)·4·20=0,018m³

Mplaci tubulare =28,62kg

Vplaci=2·π/4(Dn²-(dext)²·n)dext=0,0036m³

Mmetal=312,59kg

G=mapa+mmetal=591,22kg

G=591,22·9,81=5,79KN

Se aleg suporti in pozitie orizontala din STAS-tip soc(H=500,L1=600, B=255,C=450,K=25,L2=625)

Calculul hidrodinamic prin tevi (pentru fluidul tehnologic).

Caderea de presiune prin frecare(Dpf)

Dpf=(λ l/d+∑§)w²/2·φ

§1-largire brusca

§2-ingustare brusca

§3-largire brusca

§4-intoarcere la180ºC

§5-ingustare brusca

§6-largire brusca

∑§=7,8

4·4 974,62·0,132²

Dpf=( ·0,039+7,8)· =22,06Pa

0,034 2

φam,70,9ºC=974,62kg/m³

Rugozitatea relativa:

l 0,2·10ˉ³

= =0,00588

d 0,034

w dφ 4· G1

Re= =9357,52= λ=0,039

η 3600·πndη1

5.5.Predimensionarea celorlalte schimbatoare din instalatii.

Condensator.

tD=92,5ºC Q=Gn·rn=Gh2o·Ch2o(th2oc-th2oi)

38ºC(apa) Dtm=59,35°C

28

La tD=92,5°C: rh2o=2279J/kg·10³ rETOH=817645,18J/kg

ram=ω1 r1+ω2r2=1315119,062J/kg

Gv=0,0696m³/s=0,08896kg/s

Q=0,08896·1315119,062=116992,99J/s

Q=Gh2o·4179,2(38-28)

GH2O=2,79Kg/s=10077,8Kg/h

Q

A=

K·Dtm

116992,99

A= =6,57m²

300·59,35

Se alege un schimbator de caldura cu o treceresi fara sicane;

A=6,6m²;L=1500mm;Dn=300mm;s=4mm;σ=2mm;d=25mm;n=61mm;De=44mm.

Refierbator.

Q=G·ram=Gabur·rabur

Dtm=tabur-tw

rabur(2atm)=2207·10³J/Kg

ram=0,025·803045,428+0,97·2254822,94

ram=2218528,116J/Kg.

Q=0,63084·2218528,116=1399536,277J/s

Q=Gaburi·2207000=>Gabur=0,6341Kg/s

Q 1399536,277

A= = =153,79m²

K·Dtm 500·18,2

Daca K =4000W/m²·grd

A = 19,22m²

Se alege un schimbator cu o trecere si fara sicane.

A=19,2m²;Dn=500mm;s=5mm;δ=2mm d=38mm;n=85mm;Dl=45mm;L=2000mm

Racitorul de distilat (RD)

G2,t”2

G1,t’1 G1,t”1

G2t2’

Q=G1C1(t1’-t1’’)=G2C2(t’’-t2’)

G1=D=2,52hmol/h=75,77Kg/h=0,021Kg/s

Dtm=28ºC

tm,am= t1’+t1’’

2

92,5+40

tm,am= =66,25ºC

2

28+38

tm,apa= =33ºC

2

Cpam=ω1cp1+(1-ω1)cp2=3397,72J/kg.grd

Q=0,021·3397,72(92,5-40)=3745,98J/s

3745,98

G2= =0,0896kg/s=322,68kg/h

4179,2·10

Q

A= =0,44m²

K·Dtm

Se alege un schimbator de caldura cu patru treceri si fara sicane:

A=0,434m²; L=1500mm; Dn=150mm; s=4mm; σ =2mm; d=25mm; n=4buc; Dl=221mm.

Preancalzitorul(PIF)

58ºC Q=GFCF(te-ti)=Gh2o·rh2o ·th2o

F=117,86kmol/h

Tabur=120ºC(2atm) GF=2183,972kg/h=0,606kg/s

100,44ºC=tf

tm,am=100,44+58/2 =79,22ºC

cp,am=4130,3J/kg.grd

Q=0,606·4130,3(100,44-58)=106225,69J/s

-4

Gh2o=4·10kg/s

Q

A=

K·Dtm

Dtm=36,78ºC

106225,69

A= =9,62m²

36,78·300

Se alege un schimbator de caldura cu patru treceri si fara sicane.

A=9,95m²; Dn=400mm; s=5mm; σ =2mm; d=38mm; n=44buc; De=69mm