Трехкорпусная вакуум-выпарная установка

Трехкорпусная вакуум-выпарная установка

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 - 85ºС с целью сохранения витаминов.

1. Технологическая часть

.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.

.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

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

.1 Расчет трехкорпусной вакуум-выпарной установки с выносной греющей камерой (тип 1, исполнение 2)

.        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:

Δ p=0,25 МПа-0,03 МПа = 0,22 МПа

Предварительно распределим этот перепад давлений между корпусами поровну, т.е. на каждый корпус приходится:

Δ 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

Эти температуры и будут температурами конденсации вторичных паров по корпусам.

.        Расчет температурных потерь по корпусам:

Таблица 3. От депрессии:

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

По трем корпусам:

Δt_депр.= 3 + 4 + 8 = 15 К

Таблица 4. От гидростатического эффекта:

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

Δt_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

Δt_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

Δt_г.эф.=79-68,7 = 10,3 К

Всего:∑ Δt_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 : Δt_г.эф.= 1*3=3 К

Сумма всех температурных потерь для установки в целом:

Δt_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:

Δt_пол=83,67-49,159= 34,511 К

.        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

.        Расчёт коэффициентов теплоотдачи по корпусам:

Принимаем из соотношения К1:К2:К3 = 1:0,65:0,4

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:

.Из условий равной площади поверхности, т.е. пропорционально Q/K.

2.Из условия минимальной общей площади поверхности корпуса, т.е. пропорционально .

Таблица 5.

Таблица 6.

Полезная разность температур по корпусам

.        Определение площади поверхности нагрева

Таблица 7.

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.

3. Расчёт барометрического конденсатора

.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 ρ - плотность паров, кг/м;

ν - скорость паров, м/с, принимаем ν = 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;

Σξ - сумма коэффициентов местных сопротивлений;

λ - коэффициент трения;

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

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

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

Σξ = ξ_вх + ξ_вых = 0,5 + 1,0 = 1,5

ξ_вх, ξ_вых - коэффициенты местных сопротивлений на входе в трубу и выходе из нее.

Коэффициент трения λ зависит от режима течения жидкости.

Определим режим течения воды в барометрической трубе:

Re =,

где μ_в - вязкость воды, Па*с

Re = = 147851,85

Для гладких труб при Re = 337102,2 λ= 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.

,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 = 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:

Δt_б = 152,37 - 25 = 127,37 ^оС

Δt_м = 152,37 - 83 = 69,37 ^оС

Средний температурный напор определяется как средне логарифмическая разность:

Δt_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;

μ = 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 α₂ = 1300 Вт/(м²*К)

5.      Определение коэффициента теплоотдачи от пара к стенке.

Определяем скорость движения пара в межтрубном пространстве:

ω =

где ρ_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

ω= = 0,0009 м/с

d_э=

П - периметр поперечного сечения, м.

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

d_э= =0,021 м

определим критерий Рейнольдса:

Re =

где μ = 0,243*10^-3 - вязкость воды при t=132,9 ^оС

Re = = 79,4 - ламинарный режим. Принимаем значение коэффициента теплоотдачи для межтрубного пространства α₁ = 9300 Вт/(м²*К)

6.      Определение коэффициента теплопередачи.

К =

где γ_ст - сумма термических сопротивлений всех слоев стенки, включая слои загрязнения, м²*К/Вт

∑γ_ст =

где γ_з1= γ_з2= 5800 м²*К/Вт - тепловая проворность со стороны трубной и межтрубной поверхности;

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

δ_ст - толщина стенки, м.

∑γ_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

. 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;

ω - скорость суспензии, м/с;

d = = 0,04 м

Принимаем трубопровод марки 12х18Н10Т диаметром 76*5,0 мм

Уточняем значение скорости:

ω === 4,3 м/с

. Определение потерь на трение и местные сопротивления:

Определяем критерий Рейнольдса:

Re =

μ=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 λ: λ = 0,021

Определяем сумму коэффициентов местных сопротивлений:

Всасывающая линия:

Вход в трубу с острыми краями ς =0,5

Нормальный вентиль (в = 0,02 м) ς = 4,0

∑ς_вс = 0,5+4,0 = 4,5

Нагнетающая линия:

Выход из трубы ς=1; нормальный вентиль (d=0,096 м) ς=4,0; дроссельная заслонка  = 0,9

∑ς_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

. 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 η_н = 0,6 - КПД насоса;

η_п = 1 - КПД передачи

N = = 1,36 кВт

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

N_дв = N/η_дв = 1,36/0,8 = 1,7 кВт

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

N_уст = N_дв * β = 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

. Емкость для суспензии, поступающей на выпарку:

Рабочий объем емкости равен:

V_р = G / ρ = 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

. Емкость для выпаренной суспензии.

Рабочий объем емкости равен:

V_р = G_кон / ρ_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.

. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - М.: ООО ТИД «Альянс», 2004. - 753 с.

. Методические указания к выполнению курсового проекта по дисциплине «Процессы и аппараты биотехнологии» (часть 1, часть 2).-М.: 2000

. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1987. -576с.