Трехкорпусная вакуум-выпарная установка

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Задание для курсового проектирования

Спроектировать трехкорпусную вакуум-выпарную установку для концентрирования дрожжевой суспензии от начальной массовой концентрации Х_н = 14% до конечной Х_к = 24% при следующих условиях:

Количество поступающей суспензии G_н = 10 т/ч.

Абсолютное давление греющего насыщенного водяного пара р_гп = 2,5*10⁵ Па

Абсолютное давление в барометрическом конденсаторе р_бк = 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 одно- и 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 двух- или 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
			1	Ресивер	1
			2	Ловушка	1
			3	Конденсатор барометрический	1	D=800 мм H=10 м
			4	Сборник дрожжевой суспензии	1	V=22 м3
			5	Сборник упаренного раствора	1	V=10 м3
			6	Вакуум-выпарной аппарат 1 корпус	1	S=112 м2
			7	Вакуум-выпарной аппарат 2 корпус	1	S=112 м2
			8	Вакуум-выпарной аппарат 3 корпус	1	S=112 м2
			9	Насос центробежный	1	V=20 м3/ч H=18 м
			10	Насос вакуумный	1	V=0,9135 м3 N=13 кВт
			11	Теплообменник	1	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== кг\c

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 x_нач = 14%. Из корпуса во второй переходит раствора:

G₁ = G_нач - 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 = G_нач-W1-W2=2,78-0,35-0,387=2,043 кг/с

X₂= =19 %

Из III корпуса выходит раствора:

G_кон = G_нач-W=2,78-1,16=1,62 кг/с

X_кон==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	2336
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	16	103	3
Во II корпусе	19	104	4
В III корпусе	24	108	8

Для упрощения расчета не уточняем температурную депрессию (в связи с отличием давления в корпусах от атмосферного).

По трем корпусам:

Дt_депр.= 3 + 4 + 8 = 15 К

Таблица 4. От гидростатического эффекта:

Концентрация, %	16	19	24
Плотность, pр, кг/м3	1100	1150	1250

Эти значения плотностей применим и для температур кипения по корпусам.

Расчет ведем для случая кипения раствора в трубах при оптимальном уровне:

H_опт = [0,26 + 0,0014 * (p_р - p_в)]* H_тр,

H_опт - оптимальная высота уровня по водомерному стеклу, м;

H_тр - рабочая высота трубы, м, принимаем H_тр = 5 м;

p_р - плотность раствора конечной концентрации при температуре кипения кг/м³;

p_в - плотность воды при температуре кипения, кг/м³;

I корпус

K_опт = [0,26+0,0014*(1100-1000)]*5 =2 м

p_ср=р₁+0,5*_р*g*Н_опт = =1,904 кгс/см

При р₁ = 1,794 кгс/см t_кип=115,91 ^оС, при р_ср= 1,904 кгс/см t_кип=123,394 ^оС

Дt_г.эф.=123,394-115,91=7,484 К

II корпус:

Нопт = [0,26+0,0014*(1150-1000)]*5 =2,35 м

p_ср = p₂+0,5*_р*g*H_опт = = 1,185 кгс/см

При р₂ = 1,05 кгс/см t_кип = 104,055 ^оС, при р_ср= 1,185 кгс/см t_кип = 117,43 ^оС

Дt_г.эф.=117,43-104,055 = 13,375 К

III корпус:

Н_опт = [0,26+0,0014*(1250-1000)]*5 = 3,05 м

р_ср=р₃+0,5*_р*g*Н_опт ==0,49 кгс/см

При р_ср = 0,3 кгс/см t_кип=68,7 ^оС, при р_ср=0,49 кгс/см t_кип = 79 ^оС

Дt_г.эф.=79-68,7 = 10,3 К

Всего:? Дt_г.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 : Дt_г.эф.= 1*3=3 К

Сумма всех температурных потерь для установки в целом:

Дt_пот=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:

Дt_пол=83,67-49,159= 34,511 К

6. Определение температур кипения в корпусах:

В III корпусе: t₃=68,7+1+8+10,3=88^оС

Во II корпусе: t₂=104,055+1+4+13,375=122,43^оС

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 = 773363,5 Bт

Раствор приходит во II корпус перегретым, следовательно, Q_нагр 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) = 877555,4 Вт

Количество теплоты, которое даёт вторичный пар I корпуса при конденсации, составляет W₁*r₁ = 773363,5 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) = 747063,411 Вт

9. Расход греющего пара в I корпусе:

G_г.п. =_. = = 0,275 кг/с

Удельный расход:

d = G_г.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	773363,5/1750=441,922	664,772
2 корпус	877555,4/1140=769,785	877,374
3 корпус	747063,4/700=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	198	190,65

Так как разница между вариантами меньше 10%, то принимаем вариант равный площади корпусов, обеспечивающий однотипность оборудования.

По ГОСТ 11987-81 принимаем выпарной аппарат со следующей характеристикой:

Таблица 8.

Поверхность теплообмена при диаметре трубы 38х2 мм и длине 1-5000 мм	112 м2
Количество труб	511
Диаметр греющей камеры (D)	1000 мм
Диаметр сепаратора (D1)	1800 мм
Диаметр циркуляционной трубы (D2)	600 мм
Высота аппарата (H)	13000 мм
Масса аппарата	8500 кг
Высота парового пространства (H1)	2500 мм

3. Расчёт барометрического конденсатора

3.1 Определение расхода охлаждающей воды

Расход охлаждающей воды G_в определяют из теплового баланса конденсатора:

G_в =

где I_бк - энтальпия паров в барометрическом конденсаторе, Дж/(кг*К)

С_в - удельная теплоемкость воды, Дж/(кг*К)

t_н - начальная температура охлаждающей воды, С

t_к - конечная температура смеси воды и конденсата, С

t_к = t_бк - 4 = 69,4 - 4 = 65,4 ^оС

G_в = = 4,565 кг/с

1. Расчет диаметра барометрического конденсатора.

d_бк =

где с - плотность паров, кг/м;

н - скорость паров, м/с, принимаем н = 20 м/с;

d_бк = = 0,38 м

По ОСТ 26717-73 подбираем конденсатор диаметром, равным ближайшему большему и выбираем размеры конденсатора d_бк = 400 мм

3.2 Расчет высоты барометрической трубы

Выбираем конденсатор с диаметром d_бк= 400 мм. Внутренний диаметр барометрической трубы равен 80 мм. Скорость воды в барометрической трубе V_в равна:

V_в = = = 1 м/с

Высоту барометрической трубы определяют по уравнению:

H_бт =

где В - вакуум в барометрическом конденсаторе, Па;

Уо - сумма коэффициентов местных сопротивлений;

л - коэффициент трения;

H_бт, d_бт - высота и диаметр барометрической трубы, м;

0,5 - запас высоты на возможное изменение барометрического давления, м.

В = р_атм - р_бк = 9,81*10⁴ - 0,3*10⁵ = 6,8*10⁴ Па

Уо = о_вх + о_вых = 0,5 + 1,0 = 1,5

о_вх, о_вых - 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 м_в - вязкость воды, Па*с

Re = = 147851,85

Для гладких труб при Re = 337102,2 л= 0,045. Принимаем новые стальные трубы.

H_бт = = 10 м.

III. Расчет вакуум - насоса.

Производительность вакуум - насоса G_возд определяется количеством воздуха, который необходимо удалить из барометрического конденсатора.

G_возд = 2,5 *10^-5 *(G_в+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.

G_возд = 2,5 *10^-5 *(4,565 + 0,422) + 0,01 * 0,422 = 0,0043 кг/с

Объёмная производительность вакуум - насоса равна:

V_возд =

где R - универсальная газовая постоянная, Дж/(моль*К);

М_возд - молекулярная масса воздуха, кг/моль;

t_возд - температура воздуха, ^оС;

p_возд - парциальное давление сухого воздуха в барометрическом конденсаторе;

Температуру воздуха рассчитываем по уравнению:

t_возд = t_н + 4 + 0,1 + (t_к + t_н) = 14+4+0,1(65,4-14) = 23,14 ^оС

Давлению воздуха равно:

Р_возд = Р_бк-Р_н

где Р_н - давление сухого насыщенного пара при 23,14 ^оС, Па

Р_н - 3024,13 Па

Р_возд = 30000 - 3024,13 = 26975,87 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 t_2н = 25 ^оС

Конечная температура раствора t_2к = 83 ^оС

Теплоноситель - греющий пар, Р_г.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* (t_2к - t_2н)

где G - массовый расход суспензии, поступающей в аппарат, кг/с

С₂ - теплоемкость суспензии при t_2ср = = 54 ^оС;

С₂ = 1119 Дж/(кг*К)

Q = 2,778*1119*(83-25) = 180297,756 Вт

2. Выход сухого греющего пара из уравнения теплового баланса:

G₁ = 1,1*Q/r

где r - удельная теплота конденсации водяного пара при Р_г.п.

r = 2320000 Дж/кг

G₁ = = 0,085 кг/с

3. Определение средней разности температур при прямоточном движении теплоносителей:

Дt_б = 152,37 - 25 = 127,37 ^оС

Дt_м = 152,37 - 83 = 69,37 ^оС

Средний температурный напор определяется как средне логарифмическая разность:

Дt_ср = = = 96,67 ^оС

4. Определим, какое число труб диаметром 44х2 мм потребуется на один ход в трубном пространстве при турбулентном режиме движения.

Принимаем ориентировочное значение Re_ор = 15000

Тогда

n =

где G - массовый расход начального раствора, кг/с;

d_э - 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 с_в - плотность воды при 152,37 ^оС

f- площадь 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

d_э=

П - периметр поперечного сечения, м.

П = n*р*d+р*D = 3,14*109*0,044+3,14*0,568 = 16,84 м

d_э= =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 г_ст - сумма термических сопротивлений всех слоев стенки, включая слои загрязнения, м²*К/Вт

?г_ст =

где г_з1= г_з2= 5800 м²*К/Вт - тепловая проворность со стороны трубной и межтрубной поверхности;

г_ст = 45,5 Вт/(м*К) - коэффициент теплопроводности стали;

д_ст - толщина стенки, м.

?г_ст ==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 15118-79, ГОСТ 15120-79, ГОСТ 15122-79 к установке одноходовой кожухотрубный теплообменник со следующей характеристикой:

Площадь поверхности теплообмена - 7,5 м; диаметр кожуха - 325 мм; диаметр труб - 25х2мм; 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 12х18Н10Т 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 = = 35989 - режим турбулентный.

Абсолютная шероховатость стенок труб е= 0,2 мм

Степень шероховатости d_э/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

?т_вс = 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

?т_наг = 1+4,0+0,9 = 5,9

Определение потерь на всасывание и нагнетание:

h =

где l - длина трубопровода, м.

На всасывании, l_вс = 3м:

h_вс = = 7,2 м

На нагнетании, l_наг = 7 м

h_наг = = 11,1

Общие потери:

h_пот = h_вс + h_наг = 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

h_п - потери напора на всасывающей и нагнетающей линиях.

Н = = 14,96 м

Полезная мощность насоса:

N_п = == 0,816 кВт

Мощность, которую должен развивать электродвигатель насоса на выходном валу при установившемся режиме работы:

N =

где з_н = 0,6 - КПД насоса;

з_п = 1 - КПД передачи

N = = 1,36 кВт

Мощность, потребляемая двигателем из питающей сети при з_дв = 0,8:

N_дв = N/з_дв = 1,36/0,8 = 1,7 кВт

С учетом коэффициента запаса мощности в = 1,5 устанавливаем двигатель мощностью:

N_уст = N_дв * в = 1,7 *1,5 = 2,55 кВт

Устанавливаем центробежный насос марки Х20/18 со следующей характеристикой:

Производительность насоса - 20 м/ч; напор - 18м; насос снабжен электродвигателем 2В 10082 номинальной мощностью 4,0 кВт.

выпаривание вакуумнасос теплообменный конденсатор

6. Расчет емкостей

1. Емкость для суспензии, поступающей на выпарку:

Рабочий объем емкости равен:

V_р = G / с = 10000 / 1020 = 9,8 м³

Полный объем емкости равен:

V = V_p / 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:

V_р = G_кон / с_кон = 11682/1417 = 8,24 м³

Полный объем емкости равен:

V_п = V_р / К_з = 8,24/0,9 = 9,126 м³

Принимаем емкость ГГШЫ-10-01

Список использованной литературы

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.

Размещено на Allbest.ru