Трехкорпусная вакуум-выпарная установка
Трубчатые выпарные аппараты бывают с естественной и принудительной циркуляцией концентрируемой среды. Первые состоят из соосной или выносной греющей камеры, сепаратора, брызгоулавителя и циркуляционной трубы. Выпарные аппараты с принудительной циркуляцией изготавливают из соосной и выносной греющими камерами и оснащают иркуляционными осевыми насосами. В этих аппаратах коэффициент теплопередачи… Читать ещё >
Трехкорпусная вакуум-выпарная установка (реферат, курсовая, диплом, контрольная)
Задание для курсового проектирования Спроектировать трехкорпусную вакуум-выпарную установку для концентрирования дрожжевой суспензии от начальной массовой концентрации Хн = 14% до конечной Хк = 24% при следующих условиях:
Количество поступающей суспензии Gн = 10 т/ч.
Абсолютное давление греющего насыщенного водяного пара ргп = 2,5*105 Па Абсолютное давление в барометрическом конденсаторе рбк = 0,3*105 Па Взаимное направление пара и суспензии — прямой ток Выпарной аппарат — с выносной греющей камерой Раствор, поступающий на установку, имеет температуру t = 25 0С Перед подачей в корпус подогревается в теплообменнике до температуры 83 0С Начальная температура охлаждающей воды 14 0С Температура конденсата вторичного пара, выходящего из барометрического конденсатора, ниже температуры конденсации на 4 0С При разработке схемы выпарной установки подобрать насосы, емкости, вакуум-насос, барометрический конденсатор и др. вспомогательное оборудование.
Введение
В последние годы возникло новое направление в пищевой технологии — обогащение хорошо известных пищевых продуктов белком и создание новых видов пищи, где важная роль отводится препаратам из пищевого белка. Например, дрожжи содержат 40 — 55% белка и усваиваются организмом человека на 85 — 88%. Так как дрожжи являются хорошим источником белка, его используют с целью создания кормовых препаратов.
Влажность готовых микробных белковых кормовых препаратов не должна превышать 10%. В целях снижения расхода пара на сушку сгущенную дрожжевую суспензию выпаривают до содержания сухих веществ 24 — 26% на вакуум — выпарных установках при режимах, обеспечивающих высокое качество кормовых препаратов. Температура выпаривания не должна превышать 80 — 85єС с целью сохранения витаминов.
1. Технологическая часть
1.1 Теоретические основы процесса Выпаривание — процесс концентрирования растворов твердых, нелетучих или малолетучих веществ путем удаления летучего растворителя. Выпаривание обычно происходит при кипении, т. е. в условиях, когда давление пара над раствором равно давлению в рабочем объеме аппарата.
В микробиологической промышленности процесс выпаривания получил широкое распространение. Это связано с тем, что концентрация целевых продуктов биосинтеза в пересчете на содержание сухих веществ в культуральной жидкости составляет от 2 до 7%. Сушка таких растворов экономически не выгодна, поэтому необходимо концентрировать растворы биологически активных веществ и других суспензий. При сгущении продуктов микробиологического синтеза также необходимо учитывать их высокую термолабильность. Поэтому при концентрировании необходимо использовать такое оборудование, которое обеспечило бы проведение процесса при наиболее низкой температуре и наименьшем времени пребывания продукта в аппарате.
Аппараты, в которых процесс сгущения растворов заключается в удалении растворителя путем его испарения, называется выпарным. Они классифицируются по расположению поверхности нагрева, по виду теплоносителя, по виду греющих элементов и другим признакам.
Наиболее широкое распространение в микробиологической промышленности получил процесс выпаривания в вакуумных установках, как наиболее экономичный способ предварительного концентрирования продуктов микробного синтеза. Для концентрирования суспензий и растворов при производстве белково-витаминных концентратов, гидролизных дрожжей, бактериальных препаратов и т. п. применяют трубчатые выпарные аппараты с естественной и принудительной циркуляцией.
Аппараты с естественной циркуляцией применяют для концентрирования непенящихся сред с невысокой вязкостью. Их существенным недостатком являются большое время пребывания упариваемого раствора в аппарате, образование накипи на поверхности нагрева, а так же невысокими коэффициентами тепло — и массообмена из-за небольшой скорости циркуляции раствора.
В аппаратах с принудительной циркуляцией скорость движения раствора достигает 2−4 м/с, раствор меньше пригорает, процессы тепло — и массообмена более интенсивные, что позволяет уменьшить габариты аппаратов.
1.2 Сравнительная характеристика и выбор технологической схемы установки и основного оборудования Влажность готовых микробных белковых кормовых препаратов не должна превышать 10%. В целях снижения расхода пара на сушку сгущённую дрожжевую суспензию выпаривают до содержания сухих веществ 24−26% на вакуум-выпарных установках при режимах, обеспечивающих высокое качество кормовых препаратов. Температура выпаривания не должна превышать 80−85°C с целью сохранения витаминов и во избежание пригорания к поверхности кипятильных труб. Одновременно необходимо обеспечить непрерывную циркуляцию дрожжевой суспензии по всем трубам и аппаратам установки. Для предотвращения пенообразования при выпаривании биомассу подвергают плазмолизу. В установке должна быть предусмотрена возможность многократного использования теплоты, а также химической и механической очистки всех теплопередающих поверхностей. Чаще всего в промышленности используют однои многокорпусные трубчатые вакуум-выпарные установки. Однокорпусные выпарные установки расходуют 1 килограмм выпаренной воды. Теплота используется однократно или многократно при применении тепловых насосов, в которых вторичный пар сжимается в инжекторе или компрессоре до температуры греющего пара, смешивается с частью свежего греющего пара и поступает для нагрева среды. В многокорпусных вакуум-выпарных установках происходит многократное выпаривание среды, поступающей последовательно из одного аппарата в другой. Для нагрева среды в первом корпусе используется свежий пар, в следующем — вторичный пар из первого корпуса и т. д. Для создания разности температур между греющим вторичным паром и нагреваемой средой в каждом следующем корпусе создаётся пониженное давление, соответствующее температуре кипения среды.
Выпаривание дрожжевых суспензий производят в основном в двухили трёхкорпусных вакуум-выпарных аппаратах с использованием в качестве теплоносителя водяного пара низкого давления. Расход пара на выпаривание 1 килограмма воды в двухкорпусной установке 0.6−0.7 кг., в трёхкорпусной 0.4−0.5 кг.
Перед подачей среды в выпарной аппарат её нагревают в подогревателе до температуры, близкой к температуре кипения в выпарном аппарате, и подвергают плазмолизу в течение 1 часа при температуре 70−80°С. При этом уменьшается пенообразование, удаляются из среды воздух и углекислый газ.
Трубчатые выпарные аппараты бывают с естественной и принудительной циркуляцией концентрируемой среды. Первые состоят из соосной или выносной греющей камеры, сепаратора, брызгоулавителя и циркуляционной трубы. Выпарные аппараты с принудительной циркуляцией изготавливают из соосной и выносной греющими камерами и оснащают иркуляционными осевыми насосами. В этих аппаратах коэффициент теплопередачи выше примерно на 30%, а отложение остатков на поверхности трубок меньше за счёт больших скоростей движения жидкостей.
1.3 Описание технологической схемы Для упаривания дрожжевой суспензии, культуральных жидкостей и других, наибольшее применение имеют трехкорпусные вакуум — выпарные аппараты, состоящие из трех последовательно соединенных одинаковых аппаратов, со стекающей пленкой. В качестве теплоносителя используется водяной пар низкого давления.
Первый корпус (6) установки обогревается паром, поступающим из паровых котлов, а обогрев каждого последующего корпуса осуществляется вторичным паром из предыдущего корпуса. В многокорпусных установках головной корпус работает под избыточным давлением, а хвостовой — под разряжением, благодаря чему снижается удельный расход греющего пара (на 1 кг воды 0,4 — 0,5 кг пара). Но с увеличением числа корпусов возрастают температурные потери, уменьшается полезная разность температур между корпусами. Поэтому оптимальное количество корпусов определяют на основании технологических, экономических требований и свойств обрабатываемого продукта.
Исходный раствор центробежным насосом (9) нагнетается в теплообменник (11), где подогревается до температуры близкой к температуре кипения. Для подогрева раствора в первый корпус подается свежий водяной пар. Образующийся в первом корпусе (6) вторичный пар подается во второй корпус (7), куда также поступает сконденсированный раствор из первого корпуса.
Из второго корпуса (7) вторичный пар поступает в третий корпус (8) вместе с раствором. Самопроизвольный перетек раствора и вторичного пара происходит благодаря общему перепаду давления, возникающему в результате создания вакуума в последнем корпусе с помощью поверхностного конденсатора смешения (3). В конденсатор подается охлаждающая вода и осуществляется отсос неконденсирующих газов вакуум — насосом (10). Смесь охлаждающей воды и конденсата выводится из конденсатора с помощью барометричекой трубы.
Концентрированный раствор из третьего корпуса подается в промежуточный сборник упаренного раствора (5), и далее центробежным насосом на сушку.
Таблица 1
Формат | Зона | Поз. | Обозначение | Наименование | Кол. | Примечание | |
Ресивер | |||||||
Ловушка | |||||||
Конденсатор барометрический | D=800 мм H=10 м | ||||||
Сборник дрожжевой суспензии | V=22 м3 | ||||||
Сборник упаренного раствора | V=10 м3 | ||||||
Вакуум-выпарной аппарат 1 корпус | S=112 м2 | ||||||
Вакуум-выпарной аппарат 2 корпус | S=112 м2 | ||||||
Вакуум-выпарной аппарат 3 корпус | S=112 м2 | ||||||
Насос центробежный | V=20 м3/ч H=18 м | ||||||
Насос вакуумный | V=0,9135 м³ N=13 кВт | ||||||
Теплообменник | S=7,5 м² | ||||||
1.4 Устройство, принцип работы основного аппарата В качестве выпарного аппарата для упаривания дрожжевой суспензии используем аппарат с выносной нагревательной камерой. При размещении нагревательной камеры вне корпуса аппарата имеется возможность повысить интенсивность выпаривания не только за счет увеличения разностей плотностей жидкости и паро-жидкостной смеси в циркуляционном контуре, но и за счет увеличения длины кипятильных труб.
Аппарат с выносной нагревательной камерой имеет кипятильные трубы, длина которых часто достигает 7 м. Он работает при более интенсивной естественной циркуляции, обусловленной тем, что циркуляционная труба не обогревается, а подъемный и опускной участки циркуляционного контура имеют значительную высоту.
Исходный раствор поступает под нижнюю трубную решетку нагревательной камеры и, поднимаясь по кипятильным трубам, выпаривается. Вторичный пар отделяется от жидкости в сепараторе и идет на обогрев следующего корпуса. Упаренный раствор отбирается через боковой штуцер, находящийся в сепараторе.
2. Технологический расчет и выбор основного оборудования
2.1 Расчет трехкорпусной вакуум-выпарной установки с выносной греющей камерой (тип 1, исполнение 2)
1. Количество воды, выпариваемой в трехкорпусной установке
W== кгc
Распределение воды по корпусам:
Соотношение массовых количеств выпариваемой воды по корпусам:
I: II: III — 1,0: 1,1: 1,2
Количество выпариваемой воды:
В I корпусе:
W== 0,35 кг/с В II корпусе:
W== 0,387 кг/с В III корпусе:
W== 0,422 кг/с Итого: 1,16 кг/с
2. Расчет концентраций раствора по корпусам:
Начальная концентрация раствора xнач = 14%. Из корпуса во второй переходит раствора:
G1 = Gнач — W=2,78 — 0,35 =2,43 кг/с
Концентрация раствора, конечная для I и начальная для второго, будет равна:
х1===16%
Из II корпуса в III переходит раствора:
G2 = Gнач-W1-W2=2,78−0,35−0,387=2,043 кг/с
X2= =19%
Из III корпуса выходит раствора:
Gкон = Gнач-W=2,78−1,16=1,62 кг/с
Xкон==24%, что соответствует заданию.
3. Распределение перепада давления по корпусам:
Разность между давлением греющего пара (в I корпусе) и давлением пара в барометрическом конденсаторе:
Д p=0,25 МПа-0,03 МПа = 0,22 МПа Предварительно распределим этот перепад давлений между корпусами поровну, т. е. на каждый корпус приходится:
Д p/3=0,22/3=0,073 МПа Тогда абсолютное давление по корпусам будут:
В III корпусе: p3 = 0,03 МПа (задано)= 0,3 кгс/см Во II корпусе: p2= 0,03+0,073 = 0,103 МПа=1,05 кгс/см В I корпусе: p1= 0,103+0,073 = 0,176 МПа=1,794 кгс/см Давление греющего пара:
p = 0,176 + 0,073 = 0,25 МПа=2,548 кгс/см По паровым таблицам находим температуры насыщения паров воды и удельной теплоты парообразования для принятых давлений в корпусах:
Таблица 2
Абсолютные давления, МПа | Температура насыщенного пара, оС | Удельная теплота парообразования (г), кДж/кг | ||
В I корпусе | 0,176 | 115,91 | 2209,61 | |
Во II корпусе | 0,103 | 104,055 | 2377,2 | |
В III корпусе | 0,03 | 68,7 | ||
Греющий пар | 0,25 | 152,37 | 2812,992 | |
Эти температуры и будут температурами конденсации вторичных паров по корпусам.
4. Расчет температурных потерь по корпусам:
Таблица 3. От депрессии:
Концентрация, % | Температура кипения, оС | Депрессия, оС или | ||
В I корпусе | ||||
Во II корпусе | ||||
В III корпусе | ||||
Для упрощения расчета не уточняем температурную депрессию (в связи с отличием давления в корпусах от атмосферного).
По трем корпусам:
Дtдепр.= 3 + 4 + 8 = 15 К Таблица 4. От гидростатического эффекта:
Концентрация, % | ||||
Плотность, pр, кг/м3 | ||||
Эти значения плотностей применим и для температур кипения по корпусам.
Расчет ведем для случая кипения раствора в трубах при оптимальном уровне:
Hопт = [0,26 + 0,0014 * (pр — pв)]* Hтр,
Hопт — оптимальная высота уровня по водомерному стеклу, м;
Hтр — рабочая высота трубы, м, принимаем Hтр = 5 м;
pр — плотность раствора конечной концентрации при температуре кипения кг/м3;
pв — плотность воды при температуре кипения, кг/м3;
I корпус
Kопт = [0,26+0,0014*(1100−1000)]*5 =2 м
pср=р1+0,5*р*g*Нопт = =1,904 кгс/см При р1 = 1,794 кгс/см tкип=115,91 оС, при рср= 1,904 кгс/см tкип=123,394 оС Дtг. эф.=123,394−115,91=7,484 К
II корпус:
Нопт = [0,26+0,0014*(1150−1000)]*5 =2,35 м
pср = p2+0,5*р*g*Hопт = = 1,185 кгс/см При р2 = 1,05 кгс/см tкип = 104,055 оС, при рср= 1,185 кгс/см tкип = 117,43 оС Дtг. эф.=117,43−104,055 = 13,375 К
III корпус:
Нопт = [0,26+0,0014*(1250−1000)]*5 = 3,05 м
рср=р3+0,5*р*g*Нопт ==0,49 кгс/см При рср = 0,3 кгс/см tкип=68,7 оС, при рср=0,49 кгс/см tкип = 79 оС Дtг. эф.=79−68,7 = 10,3 К Всего:? Дtг. эф.=7,484 + 13,375 + 10,3 = 31,159 К От гидравлических сопротивлений:
Потерю разности температур на каждом интервале температур между корпусами принимаем в 1 К. Интервалов всего 3 (I — II, II — III, III — конденсатор), следовательно: Дtг. эф.= 1*3=3 К Сумма всех температурных потерь для установки в целом:
Дtпот=31,159+15+3=49,159 К
5. Полезная разность температур:
Общая разность температур 152,37 — 68,7 = 83,67 К, следовательно, полезная разность температур:
Дtпол=83,67−49,159= 34,511 К
6. Определение температур кипения в корпусах:
В III корпусе: t3=68,7+1+8+10,3=88оС Во II корпусе: t2=104,055+1+4+13,375=122,43оС В I корпусе: t1=115,91+1+3+7,484=127,39 оС
7. Расчёт коэффициентов теплоотдачи по корпусам:
Принимаем из соотношения К1: К2:К3 = 1:0,65:0,4
Для I корпуса: К1 = 1750 Вт/(м*К) Для II корпуса: К2 = 1140 Вт/(м*К) Для III корпуса: К3 = 700 Вт/(м*К)
8. Составление тепловых балансов по корпусам.
Для упрощения расчётов не учитываем тепловые потери и принимаем, что из каждого корпуса в последующий раствор поступает при средней температуре кипения.
По условию раствор подаётся на выпарку подогретым до температуры кипения в I корпусе.
Тогда расход тепла в I корпусе:
Q1 = W1*r1 = 0,35*2209,61*103 = 773 363,5 Bт Раствор приходит во II корпус перегретым, следовательно, Qнагр отрицательно (теплота само испарения). Расход теплоты во II корпусе:
Q2 = W2*r2 — G1*с*(t1-t2) = 0,387*2377,2*103-2,43*4190*0,84*(127,39−122,43) = 877 555,4 Вт Количество теплоты, которое даёт вторичный пар I корпуса при конденсации, составляет W1*r1 = 773 363,5 Вт. Расхождение прихода и расхода теплоты в тепловом балансе II меньше 1%. Расход теплоты в III корпусе:
Q3 = W3*r3 — G2*c*(t2-t3)= 0,422*2336*103-2,043*4190*0,81*(122,43−88) = 747 063,411 Вт
9. Расход греющего пара в I корпусе:
Gг. п. =. = = 0,275 кг/с Удельный расход:
d = Gг. п. /W = 0,275/1,16 = 0,237 кг/кг
10. Распределение полезной разности температур по корпусам.
Сделаем в двух вариантах:
1.Из условий равной площади поверхности, т. е. пропорционально Q/K.
2.Из условия минимальной общей площади поверхности корпуса, т. е. пропорционально .
Таблица 5.
Q/K | |||
1 корпус | 773 363,5/1750=441,922 | 664,772 | |
2 корпус | 877 555,4/1140=769,785 | 877,374 | |
3 корпус | 747 063,4/700=1067,233 | 1033,07 | |
Таблица 6.
Полезная разность температур по корпусам
Вариант равной площади поверхности корпусов | Вариант минимальной общей площади поверхности корпусов | ||
Дt1 | = 6,692 К | = 8,9 К | |
Дt2 | =11,657 К | =11,76 К | |
Дt3 | =16,16 К | = 14 К | |
Дtол, К | 34,509 K | 34,6 K | |
11. Определение площади поверхности нагрева Таблица 7.
Вариант равной площади поверхности корпусов | Вариант минимальной общей площади поверхности корпусов | ||
= 66 м² | = 49,65 м² | ||
= 66 м² | = 65 м² | ||
= 66 м² | = 76 м² | ||
?F, м2 | 190,65 | ||
Так как разница между вариантами меньше 10%, то принимаем вариант равный площади корпусов, обеспечивающий однотипность оборудования.
По ГОСТ 11 987;81 принимаем выпарной аппарат со следующей характеристикой:
Таблица 8.
Поверхность теплообмена при диаметре трубы 38×2 мм и длине 1−5000 мм | 112 м² | |
Количество труб | ||
Диаметр греющей камеры (D) | 1000 мм | |
Диаметр сепаратора (D1) | 1800 мм | |
Диаметр циркуляционной трубы (D2) | 600 мм | |
Высота аппарата (H) | 13 000 мм | |
Масса аппарата | 8500 кг | |
Высота парового пространства (H1) | 2500 мм | |
3. Расчёт барометрического конденсатора
3.1 Определение расхода охлаждающей воды Расход охлаждающей воды Gв определяют из теплового баланса конденсатора:
Gв =
где Iбк — энтальпия паров в барометрическом конденсаторе, Дж/(кг*К) Св — удельная теплоемкость воды, Дж/(кг*К)
tн — начальная температура охлаждающей воды, С
tк — конечная температура смеси воды и конденсата, С
tк = tбк — 4 = 69,4 — 4 = 65,4 оС
Gв = = 4,565 кг/с
1. Расчет диаметра барометрического конденсатора.
dбк =
где с — плотность паров, кг/м;
н — скорость паров, м/с, принимаем н = 20 м/с;
dбк = = 0,38 м По ОСТ 26 717−73 подбираем конденсатор диаметром, равным ближайшему большему и выбираем размеры конденсатора dбк = 400 мм
3.2 Расчет высоты барометрической трубы Выбираем конденсатор с диаметром dбк= 400 мм. Внутренний диаметр барометрической трубы равен 80 мм. Скорость воды в барометрической трубе Vв равна:
Vв = = = 1 м/с Высоту барометрической трубы определяют по уравнению:
Hбт =
где В — вакуум в барометрическом конденсаторе, Па;
Уо — сумма коэффициентов местных сопротивлений;
л — коэффициент трения;
Hбт, dбт — высота и диаметр барометрической трубы, м;
0,5 — запас высоты на возможное изменение барометрического давления, м.
В = ратм — рбк = 9,81*104 — 0,3*105 = 6,8*104 Па Уо = овх + овых = 0,5 + 1,0 = 1,5
овх, овых — коэффициенты местных сопротивлений на входе в трубу и выходе из нее.
Коэффициент трения л зависит от режима течения жидкости.
Определим режим течения воды в барометрической трубе:
Re =,
где мв — вязкость воды, Па*с
Re = = 147 851,85
Для гладких труб при Re = 337 102,2 л= 0,045. Принимаем новые стальные трубы.
Hбт = = 10 м.
III. Расчет вакуум — насоса.
Производительность вакуум — насоса Gвозд определяется количеством воздуха, который необходимо удалить из барометрического конденсатора.
Gвозд = 2,5 *10-5 *(Gв+W3)+0,01*W3
где 2,5 *10-5 — количество газа, выделяющегося из 1 кг воды.
0,01 — количество газа, подсасываемого в конденсатор через не плотности, на 1 кг паров.
Gвозд = 2,5 *10-5 *(4,565 + 0,422) + 0,01 * 0,422 = 0,0043 кг/с Объёмная производительность вакуум — насоса равна:
Vвозд =
где R — универсальная газовая постоянная, Дж/(моль*К);
Мвозд — молекулярная масса воздуха, кг/моль;
tвозд — температура воздуха, оС;
pвозд — парциальное давление сухого воздуха в барометрическом конденсаторе;
Температуру воздуха рассчитываем по уравнению:
tвозд = tн + 4 + 0,1 + (tк + tн) = 14+4+0,1(65,4−14) = 23,14 оС Давлению воздуха равно:
Рвозд = Рбк-Рн
где Рн — давление сухого насыщенного пара при 23,14 оС, Па Рн — 3024,13 Па Рвозд = 30 000 — 3024,13 = 26 975,87 Па
м По ГОСТ 1867–57 подбираем вакуум-насос ВВН-3 с мощностью N = 13 кВт
4. Расчет теплообменного аппарата Из задания:
Начальная температура раствора t2н = 25 оС Конечная температура раствора t2к = 83 оС Теплоноситель — греющий пар, Рг.п. = 2,5*105
Принимаем, что индекс 1 — для межтрубного пространства, индекс 2 — для трубного.
Принимаем конечную температуру теплоносителя t = 152,37 оС (пар уходит при температуре конденсации).
1. Определение тепловой нагрузки
Q = G* С* (t2к — t2н)
где G — массовый расход суспензии, поступающей в аппарат, кг/с С2 — теплоемкость суспензии при t2ср = = 54 оС;
С2 = 1119 Дж/(кг*К)
Q = 2,778*1119*(83−25) = 180 297,756 Вт
2. Выход сухого греющего пара из уравнения теплового баланса:
G1 = 1,1*Q/r
где r — удельная теплота конденсации водяного пара при Рг.п.
r = 2 320 000 Дж/кг
G1 = = 0,085 кг/с
3. Определение средней разности температур при прямоточном движении теплоносителей:
Дtб = 152,37 — 25 = 127,37 оС Дtм = 152,37 — 83 = 69,37 оС Средний температурный напор определяется как средне логарифмическая разность:
Дtср = = = 96,67 оС
4. Определим, какое число труб диаметром 44×2 мм потребуется на один ход в трубном пространстве при турбулентном режиме движения.
Принимаем ориентировочное значение Reор = 15 000
Тогда
n =
где G — массовый расход начального раствора, кг/с;
dэ — эквивалентный диаметр;
м = 0,52*10-3 — вязкость суспензии, Па*с
n= = 22
Принимаем одноходовой кожухотрубный теплообменник со следующими характеристиками:
Диаметр кожуха — 568 мм, число труб — 109.
Уточняем Рейнольдса:
Re = = 5226,95 — режим турбулентный, принимаем значения коэффициента теплопередачи для трубного пространства б2 = 1300 Вт/(м2*К)
5. Определение коэффициента теплоотдачи от пара к стенке.
Определяем скорость движения пара в межтрубном пространстве:
щ =
где св — плотность воды при 152,37 оС
fплощадь межтрубного пространства, м;
f= ;
где D — внутренний диаметр кожуха, м;
d — внешний диаметр труб, м;
n — число труб;
f= =0,088 м щ= = 0,0009 м/с
dэ=
П — периметр поперечного сечения, м.
П = n*р*d+р*D = 3,14*109*0,044+3,14*0,568 = 16,84 м
dэ= =0,021 м
определим критерий Рейнольдса:
Re =
где м = 0,243*10-3 — вязкость воды при t=132,9 оС
Re = = 79,4 — ламинарный режим. Принимаем значение коэффициента теплоотдачи для межтрубного пространства б1 = 9300 Вт/(м2*К)
6. Определение коэффициента теплопередачи.
К =
где гст — сумма термических сопротивлений всех слоев стенки, включая слои загрязнения, м2*К/Вт
?гст =
где гз1= гз2= 5800 м2*К/Вт — тепловая проворность со стороны трубной и межтрубной поверхности;
гст = 45,5 Вт/(м*К) — коэффициент теплопроводности стали;
дст — толщина стенки, м.
?гст ==3,88*10-4 м2*К/Вт К= = 790,67 Вт/(м2*К) Требуемая площадь поверхности теплопередачи определяется по формуле:
F== = 2,36 м2
Принимаем в соответствии с ГОСТ 15 118–79, ГОСТ 15 120–79, ГОСТ 15 122–79 к установке одноходовой кожухотрубный теплообменник со следующей характеристикой:
Площадь поверхности теплообмена — 7,5 м; диаметр кожуха — 325 мм; диаметр труб — 25×2мм; длина труб — 1,5 м; число труб — 62шт. Запас площади поверхности теплообмена: (7,5−6,5)77,5*100%=13,3%.
5. Расчет центробежного насоса
1. Выбор диаметра трубопровода:
Принимаем скорость раствора во всасывающей и нагнетающей системах равной 2 м/с.
Диаметр трубопровода равен:
d=
где Q — объемный расход суспензии, м/с;
щ — скорость суспензии, м/с;
d = = 0,04 м Принимаем трубопровод марки 12×18Н10Т диаметром 76*5,0 мм Уточняем значение скорости:
щ === 4,3 м/с
2. Определение потерь на трение и местные сопротивления:
Определяем критерий Рейнольдса:
Re =
где с — 1020 кг/м — плотность суспензии;
м=0,25*10-3 Па*с — вязкость суспензии.
Re = = 35 989 — режим турбулентный.
Абсолютная шероховатость стенок труб е= 0,2 мм Степень шероховатости dэ/е = 21/0,2 = 105
Определяем л: л = 0,021
Определяем сумму коэффициентов местных сопротивлений:
Всасывающая линия:
Вход в трубу с острыми краями т =0,5
Нормальный вентиль (в = 0,02 м) т = 4,0
?твс = 0,5+4,0 = 4,5
Нагнетающая линия:
Выход из трубы т=1; нормальный вентиль (d=0,096 м) т=4,0; дроссельная заслонка = 0,9
?тнаг = 1+4,0+0,9 = 5,9
Определение потерь на всасывание и нагнетание:
h =
где l — длина трубопровода, м.
На всасывании, lвс = 3м:
hвс = = 7,2 м На нагнетании, lнаг = 7 м
hнаг = = 11,1
Общие потери:
hпот = hвс + hнаг = 7,2+11,1 = 18,3
3. Выбор насоса:
Определение полного напора:
H =
где р1 = 105 Па — давление в аппарате, из которого перекачивают жидкость;
р2 = 2,5*105 Па — давление в аппарате, в котором перекачивают жидкость;
H1 — геометрическая высота подъема жидкости, м
hп — потери напора на всасывающей и нагнетающей линиях.
Н = = 14,96 м Полезная мощность насоса:
Nп = == 0,816 кВт Мощность, которую должен развивать электродвигатель насоса на выходном валу при установившемся режиме работы:
N =
где зн = 0,6 — КПД насоса;
зп = 1 — КПД передачи
N = = 1,36 кВт Мощность, потребляемая двигателем из питающей сети при здв = 0,8:
Nдв = N/здв = 1,36/0,8 = 1,7 кВт
С учетом коэффициента запаса мощности в = 1,5 устанавливаем двигатель мощностью:
Nуст = Nдв * в = 1,7 *1,5 = 2,55 кВт Устанавливаем центробежный насос марки Х20/18 со следующей характеристикой:
Производительность насоса — 20 м/ч; напор — 18 м; насос снабжен электродвигателем 2 В 10 082 номинальной мощностью 4,0 кВт.
выпаривание вакуумнасос теплообменный конденсатор
6. Расчет емкостей
1. Емкость для суспензии, поступающей на выпарку:
Рабочий объем емкости равен:
Vр = G / с = 10 000 / 1020 = 9,8 м3
Полный объем емкости равен:
V = Vp / К3 = 9,8/0,9 = 10,9 м3
где к3 — коэффициент заполнения емкости.
Принимаем емкость ПИП-1−25−01
2. Емкость для выпаренной суспензии.
Рабочий объем емкости равен:
Vр = Gкон / скон = 11 682/1417 = 8,24 м3
Полный объем емкости равен:
Vп = Vр / Кз = 8,24/0,9 = 9,126 м3
Принимаем емкость ГГШЫ-10−01
1. Иоффе И. Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии. — Л.: Химия, 1991. — 352с.
2. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. — М.: ООО ТИД «Альянс», 2004. — 753 с.
3. Методические указания к выполнению курсового проекта по дисциплине «Процессы и аппараты биотехнологии» (часть 1, часть 2).-М.: 2000
4. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. — Л.: Химия, 1987. -576с.