Введення
При випаровуванні зазвичай здійснюється часткове видалення розчинника з усього об'єму розчину при його температурі кипіння. Тому випарювання принципово відрізняється від випаровування, яке, як відомо, відбувається з поверхні розчину при будь-яких температурах нижче температури кипіння. Отримання висококонцентрованих розчинів, практично сухих і кристалічних продуктів полегшує і здешевлює їх перевезення і зберігання.
Тепло для випарювання можна підводити будь-якими теплоносіями, застосовуваними при нагріванні. Однак у переважній більшості випадків в якості гріючого агента при випаровуванні використовують водяний пар, який називають гріючою або первинним.
Первинним служить або пар, що отримується з парогенератора, або відпрацьований пар, або пара проміжного відбору парових турбін. Пара, що утворюється при випаровуванні киплячого розчину, називається вторинним. Тепло необхідне для випаровування розчину, зазвичай підводиться через стінку, яка відокремлює теплоносій від розчину. У деяких виробництвах концентрування розчинів здійснюють при безпосередньому зіткненні випарює розчину з топковим газами або іншими газоподібними теплоносіями.
Процеси випарювання проводять під вакуумом, при підвищеному та атмосферному тиску. Вибір тиску, пов'язаний з властивостями випарює розчину і можливістю використання тепла вторинної пари.
При випаровуванні під вакуумом стає можливим проводити процес при більш низьких температурах, що важливо в разі концентрування розчинів речовин, схильних до розкладання при підвищених температурах, а саме до таких продуктів відносяться найчастіше продукти мікробіологічної промисловості. Крім того, при розрідженні збільшується корисна різниця температур між гріючою агентом і розчином, що дозволяє зменшити поверхню нагріву апарату (за інших рівних умов). У випадку однакової корисної різниці температур при випаровуванні під вакуумом можна використовувати гріючий агент більш низьких paбочіх параметрів (температура і тиск).
Застосування вакууму дає можливість використовувати в якості гріючого агента, крім первинного пара, вторинний пар самої випарної установки, що знижує витрату первинного гріючої пари. Разом з тим при застосуванні вакууму здорожує випарна установка, оскільки потрібні додаткові витрати на пристрої для створення вакууму (конденсатори, пастки, вакуум-насоси), а також збільшуються експлуатаційні витрати.
У даній роботі розглядається процес випаровування дріжджової суспензії. Концентрування дріжджової суспензії методом упарювання має свої особливості, пов'язані з властивостями дріжджової суспензії. Оскільки БВК є кормовими добавками, то з метою збереження поживних властивостей БВК упарювання повинно проводитися при температурах, що не перевищують 90 - 95 о С. Отже, тиск у корпусах багатокорпусному випарної установки повинно бути нижче атмосферного. З іншого боку, дріжджова суспензія схильна до пригоранню і піноутворення при кипінні, тому схема випарки повинна бути прямоточною і з числом корпусів не більш трьох, а вживані апарати - з примусовою циркуляцією випарює розчину, винесеною зоною нагріву і випаровування.
У цій роботі розраховується двухкорпусной прямоточна вакуум-випарна установка (ВВУ) з винесеною зоною нагріву і випаровування і примусової циркуляцією розчину в випарних апаратах для концентрування дріжджової суспензії від 12,4 до 21% АСВ.
1 Розрахунок матеріального балансу випарної установки
Загальна кількість випарює води визначається з матеріального балансу по загальному витраті продуктів
(1)
і матеріального балансу по сухій речовині
(2)
кг / с.
Вирішуючи спільно рівняння (1) і (2) отримаємо
кг / с.
З досвідчених даних [8] приймемо , Тоді
кг / с -
кількість води, випарованої на 1-го ступеня
кг / с, -
кількість води, випарованої на другому ступені.
2 Тепловий розрахунок вакуум-випарної установки
2.1 Рівняння теплового балансу ВВУ
Малюнок 1 - Схема потоків тепла в ВВУ
Рівняння теплового балансу для першого корпусу:
, (3)
для другого корпусу:
, (4)
Підсумовуючи рівняння (3) і (4) отримуємо рівняння теплового балансу двухкорпусной випарної установки:
(4 *)
де D - витрата гріючої пари, кг / с;
G - витрата суспензії, кг / с;
W - кількість випарованої води, кг / с;
Е - кількість відібраного екстра-пара, кг / с;
с - теплоємність дріжджової суспензії, кДж / (кг * с);
- Тепломісткість первинного пара, кДж / кг;
i - тепломісткість вторинної пари, кДж / кг;
- Тепломісткість конденсату, кДж / кг.
2.2 Розрахунок температурних втрат і температур кипіння по корпусах
Розрізняють такі температурні втрати: температурна депресія , Втрати від гідравлічних опорів
і втрати від гідростатичного ефекту
.
Величина підвищення температури кипіння розчину порівняно з температурою кипіння чистого розчинника при тому ж тиску називається температурної депресією. У нашому випадку добавки солей у ферментери виробляються згідно балансовим кількостей і витрачаються, в основному, на забезпечення життєдіяльності мікроорганізмів. Тому в суспензії, що надходить на випарки, концентрація солей вкрай мала і практично дорівнює нулю.
Температурні втрати від гідравлічних опорів виникають при русі вторинних парів на ділянці сепаратор першого корпусу - гріюча камера другого корпусу і сепаратор другого корпусу - барометричний конденсатор. Вони викликані падінням тиску пари через гідравлічний опору паропроводу. Найчастіше приймають без розрахунку в інтервалі 0,5 - 1,5 о С (приймемо
= 0,5 о С).
Температурні втрати від гідростатичного ефекту пояснюються зміною тиску по висоті кіпятільних труб.
Для розрахунку спочатку приймаються температури конденсації вторинних парів
по корпусах. Для першого корпусу вибираємо
= 90 о С (виходячи з особливостей випарювання дріжджової суспензії) і для другого корпусу
визначається з парових таблиць [8, с. 548 - 550] в залежності від р. В. Для р У = 0,23 атм визначаємо
= 63,5 о С. Потім за цими температур, з урахуванням гідравлічних депресій, розраховуємо температури кипіння суспензії в сепараторах:
о С, (5)
о С. (6)
За значеннями t 1 і t 2 визначаються тиску в сепараторах р 1 і р 2 по паровим таблиць:
атм =
Па,
атм =
Па.
Оскільки температура кипіння суспензії в випарних апаратах змінна по висоті труб, то середню температуру кипіння зазвичай визначають на середині висоти гріючих труб з урахуванням гідростатичного тиску. Для цього розраховують тиск в середньому шарі випарює суспензії, наприклад, для першого корпусу:
, Па (7)
де - Щільність суспензії при температурі t 1 (визначається графічно
при концентрації х 1), кг / м 3;
g - прискорення вільного падіння, м / с 2;
Н - висота від верхнього рівня рідини в сепараторі до середини
гріючих труб, м (за [1] визначаємо Н = 5,5 м).
.
За паровим таблиць визначаємо
t кіп1 = 97 о С.
Так як [8]
, (8) то
о С.
.
t кіп2 = 83 о С,
о С.
Сума всіх температурних втрат для установки в цілому
о С. (9)
Корисна різниця температур по корпусах
о С, (10)
о С. (11)
Сумарна корисна різниця температур
о С.
2.3 Розрахунок навантажень корпусів випарної установки за методом проф. І.А. Тищенко
Теплоємність дріжджової суспензії залежно від концентрації а.с.в. [1] у вузькому інтервалі концентрацій змінюється практично лінійно. З урахуванням цього з рівняння теплового балансу отримуємо
, Де (12)
- Коефіцієнт випаровування, що показує кількість води,
випарованої за рахунок 1 кг первинного пара;
- Коефіцієнт самоіспаренія, що враховує кількість
води, випарованої за рахунок тепла самоіспаренія розчину;
- Коефіцієнт теплових втрат, що враховує втрати тепла
Загалом методі розрахунку, запропонованому проф. А.І. Тищенко, приймається = 1,0 і твори двох і більше коефіцієнтів самоіспаренія рівними нулю. При цьому крім того, для всіх корпусів приймається
, Тобто не враховуються температурні втрати.
Відповідно до наведеного вище рівнянням (12) для першого корпусу отримаємо:
(13)
Для другого корпусу -
,
(14)
Підсумовуючи рівняння (13) і (14) отримаємо
+
(15)
звідки знаходимо витрату гріючої пари на перший корпус установки
. (16)
Тепломісткість потоків пари і рідини визначаємо по парових таблиць в залежності від тиску (таблиця 1).
Таблиця 1 - Тепломісткість парів і конденсату по корпусах, кДж / кг
Потік | 1-й корпус (t 1 = 90,5 о С, p 1 = 0,71 атм) | 2-й корпус (t 2 = 64 о С, p 2 = 0,23 атм) |
Первинний пар | 2662 | 2608 |
Вторинний пар | 2608 | 2662 |
Конденсат | 377,1 | 272,35 |
кг / с
кг / с
кг / с
кг / с
кг / с.
Теплоємність дріжджової суспензії визначаємо графічно в залежності від концентрації а.с.в.
2.4 Тепловий баланс установки
По лівій частині рівняння (4 *) визначаємо прихід тепла
кДж / (кг * с)
По правій частині того ж рівняння визначаємо витрату тепла
звідки
кДж / (кг * с) = 3,2% від
.
Так як , То навантаження по корпусах розраховані з достатньою точністю і розрахунок можна продовжувати.
2.5 Розрахунок коефіцієнтів тепловіддачі та теплопередачі
У випарної апараті тепло передається від теплоносія через стінку до киплячої рідини. Передача тепла підпорядковується загальновідомого рівнянню
, (17)
де Q - кількість переданого тепла, Вт;
F - поверхня теплообміну, м 2;
К - коефіцієнт теплопередачі, Вт / (м 2 * о С);
- Корисна різниця температур, о С;
Коефіцієнт теплопередачі К розраховується за наступною формулою:
, (18)
де і
- Коефіцієнти тепловіддачі від теплоносія (пари, що гріє) до стінки і від стінки до киплячої рідини, Вт / (м 2 * о С);
- Товщина стінки, м;
- Коефіцієнт теплопровідності стінки, Вт / (м 2 * о С);
- Сума термічних опорів забруднень, (м 2 * о С) / Вт;
Коефіцієнти тепловіддачі розраховуються за критеріальним рівнянь, в які входять наступні критерії подібності:
- Критерій Нуссельта, що характеризує інтенсивність
переходу тепла на кордоні потік - стінка;
- Критерій Прандтля, що враховує фізичні властивості
теплоносія;
- Критерій Рейнольдса, що характеризує співвідношення сил
інерції і тертя в потоці;
- Критерій Галілея, що характеризує співвідношення сил
тяжкості і тертя;
- Критерій Грасгофа, що характеризує режим руху
при вільній конвекції;
- Критерій конденсації, що характеризує зміну
агрегатного стану теплоносія.
Критерії подібності включають величини, які входять в умови однозначності і мають наступні параметри:
- Коефіцієнт теплопровідності середовища, Вт / (м 2 * о С);
- Динамічний коефіцієнт в'язкості, Па * с;
- Кінематичний коефіцієнт в'язкості, м 2 / с;
с - питома теплоємність, кДж / (кг * о С);
g - прискорення вільного падіння, м 2 / с;
w - швидкість потоку, м / с 2;
l - визначальний геометричний розмір, м;
-Різниця між температурами конденсації і стінки, в
критерії конденсації і в критерії
;
- Коефіцієнт об'ємного розширення, о С -1;
- Щільність, кг / м 3.
Тепловіддача від конденсирующегося пари здійснюється, як правило в умовах плівкової конденсації [3, 11]. Коефіцієнт тепловіддачі розраховується за критерієм
, Який у свою чергу визначається твором
. Як визначальною температури при виборі фізичних параметра конденсату приймається середня температура стікає плівки:
, Де
.
Прихована теплота конденсації визначається при . Визначальним розміром приймається висота труб Н = 6 м [1]. Фізичні параметри конденсату визначаються по [8, с. 537] для кожного корпусу (таблиця 2).
о С
о С
о С
о С
Таблиця 2 - Фізичні параметри конденсату
Параметр | 1-й корпус | 2-й корпус |
t конд, о С | 109,5 | 109,5 |
t пл, о С | 106,4 | 102,4 |
Прихована теплота конденсації r, кДж / кг | 2249,4 | 2248 |
Динамічна в'язкість, 10 червня Па * с | 265,4 | 275,8 |
Кінематична в'язкість, 10 6 * м 2 / с | 0,278 | 0,288 |
Теплоємність, кДж / (кг * о С) | 4,23 | 4,23 |
Щільність, кг / м 3 | 953,5 | 956,3 |
Коефіцієнт теплопровідності середовища, 10 2 * Вт / (м * о С) | 68,43 | 68,35 |
Розраховуємо критерії подібності і коефіцієнти тепловіддачі від пари до стінки по корпусах:
- Для першого корпусу
,
отже, критерій Нуссельта розраховуємо за рівнянням
(19)
- Для другого корпусу
Рівняння для розрахунку коефіцієнта тепловіддачі від стінки до суспензії вибирають в залежності від режиму руху суспензії. Для цього випадку рекомендовано наступне розрахункове рівняння [6, 11]:
(20)
Швидкість руху суспензії в трубах приймаємо рівної w = 2,5 м / с [8].
Вт / (м 2 * о С).
Таблиця 3 - Фізичні параметри суспензії по корпусах
Параметр | 1-й корпус | 2-й корпус |
Температура, о С | 97 | 83 |
Теплоємність, кДж / (кг * о С) | 3,55 | 3,47 |
Динамічна в'язкість, Па * с | 2,3 * 10 -3 | 2,2 * 10 -3 |
Коефіцієнт теплопровідності середовища, 10 2 * Вт / (м * о С) | 64,3 | 62,0 |
Визначальним геометричним розміром при визначенні Re і Nu є внутрішній діаметр кіпятільних труб d = 0,034 м [1].
Розраховуємо критерії подібності і коефіцієнти по корпусах:
- Для першого корпусу
- Для другого корпусу
Значення визначаємо за [8, с. 531]:
(Як для сирих нафтопродуктів).
Звідси знаходимо коефіцієнти теплопередачі К i по корпусах:
2.6 Визначення загальної корисної різниці температур і розрахунок поверхні нагріву
Для визначення корисної різниці температур необхідно спочатку визначити теплові навантаження корпусів. Для першого корпусу
кВт
Для другого корпусу
кВт
За умови мінімальної сумарної поверхні нагрівання
о С
о С
Розраховані відрізняються від таких, розрахованих раніше, не більше, ніж на 5%, отже, їх можна використовувати для розрахунку поверхні теплообміну:
м 2
м 2
Виходячи з розрахованих поверхонь теплообміну вибираємо по два випарних апарату типорозміру 126-2860-06 на кожну ступінь випарювання. У таблиці 4 наведено характеристику обраного апарату [1].
Таблиця 4 - Характеристика обраного випарного апарату
N труб | 780 |
D 1 | 1600 |
D 2 | 2000 |
D 3 | 1400 |
D 4 | 3600 |
D 5 | 3820 |
D 6 | 1000 |
H | 18690 |
H 1 | 10300 |
H 2 | 9090 |
H 3 | 1850 |
H 4 | 1550 |
L | 3900 |
l | 3110 |
Тип насоса | ОХГ6 - 87 |
3 Конструктивний розрахунок корпусів
3.1 Визначення числа кіпятільних труб
Загальна кількість труб визначають за рівнянням
, Де (21)
F - поверхня нагріву, м 2;
d р - розрахунковий діаметр гріючих труб, м;
Н - висота труб, м [1];
При d p = d вн = 0,034 м [1].
Стандартне кількість труб в кожному апараті обраного типорозміру - 780 (по 2 апарати на кожну ступінь).
3.2 Розміщення труб в трубних плитах і розрахунок діаметра гріючої камери
Для шахового пучка труб, який широко застосовують у промисловій практиці як саму компактну схему, зв'язок між загальним числом труб n, числом труб на діагоналі b і на стороні a найбільшого шестикутника виражається такими співвідношеннями:
(22)
. (23)
Вирішуючи дані рівняння для числа труб n = 780, отримаємо
а = 16,62 м,
b = 32,24 м.
Відстань між осями труб чи крок t залежить від зовнішнього діаметра d н. Приймаються м.
Діаметр гріючої камери визначаємо за формулою
м. (24)
Отриманий розрахунковий діаметр гріючої камери менше конструктивного (2 м). Отже, обраний типорозмір підходить для нашого випадку.
3.3 Визначення розмірів сепарації простору
Обсяг парового простору випарного апарата визначається виходячи з умови забезпечення достатньо повного відділення вторинної пари від крапельок упарюємо розчину. Основна причина зволоження вторинної пари полягає в поверхневому натягу рідини і швидкості руху пари. Необхідний обсяг сепарації простору можна знайти за формулою [9]:
, Де W - кількість випарює води, кг / год; (25)
d - допустиме напруження парового простору, тобто
кількість випарює води на 1м 3 парового
простору, кг / (м 3 * год).
Наближено d можна знайти за формулою [5, 9]
, Де d атм - значення d при 1 атм, що становить для чистої води 2600 кг / (м 3 * год), для розчинів солей 1000 кг / (м 3 * год). При випаровуванні пінних розчинів d атм зменшують приблизно в 2 рази. Приймаються d атм = 1300 кг / (м 3 * год).
Значення і
вибираємо в залежності від тиску в корпусах.
Значення приймаємо для нульового рівня розчину над точкою вводу парорідинних суміші в сепаратор.
кг / (м 3 * год).
кг / (м 3 * год).
м 3
м 3
Висоту сепарації простору визначаємо за відомим діаметру D 4 [1]:
м
м.
Конструктивна висота сепарації простору
м
більше розрахункової, отже умова достатньо повного відділення крапельок рідини від вторинної пари виконується.
3.4 Розрахунок діаметрів штуцерів і трубопроводів
Діаметри штуцерів і трубопроводів розраховують за такою формулою:
, Де d - діаметр штуцера, м; (26)
w - допустима лінійна швидкість (приймається по [1], м / с;
G - годинна витрата, кг / ч.
Розраховуємо діаметри для наступних штуцерів:
А: м
м
Б: м
м
В: м
м
Г:
м
Д: м
м
Розраховані діаметри штуцерів округлюються до стандартних значень [1], які наведені в таблиці 5.
Таблиця 5 - Позначення, призначення і діаметри штуцерів випарного апарату
Позначення штуцера | Призначення | Діаметр, мм |
А 1, 2 | Вхід пари, що гріє | 400, 250 |
Б | Вихід вторічног пара | 500 |
В, В 1, В 2 | Вихід суспензії | 65, 50 |
Г, Г 1, Г 2 | Вхід суспензії | 50 |
Д | Вихід конденсату | 40 |
Ж | Вхід води для промивання і опресовування | 80 |
І | Резервний | 100 |
До | Відбір проб | 40 |
Л | Злив | 100 |
М | Здування Несконденсировавшиеся газів | 65 |
П, П 1, П 2 | Воздушника | 50 |
4 Розрахунок барометричного конденсатора
4.1 Витрата охолоджуючої води
Витрата охолоджуючої води визначається з рівняння теплового балансу конденсатора:
,
де z - витрата охолоджуючої води, кг / год; (27)
W 2 - витрата конденсованого пари, кг / год;
i - ентальпія пара, кДж / кг;
і
- Початкова і кінцева температури
охолоджуючої води, про С.
З практичних даними початкова температура охолоджуючої води дорівнює 20 - 30 о С, а температура води на виході з барометричного конденсатора нижче температури пари на 2 - 3 о С.
Приймаються = 20 о С,
= 62 о С.
З (27) отримуємо
(28)
4.2 Розрахунок діаметра конденсатора
Діаметр конденсатора визначається за формулою (26) при швидкості пари 10 - 15 м в перетині, не зайнятому тарілками, і 20 - 25 м в найвужчому місці.
м.
4.3 Розрахунок числа тарілок в барометричному конденсаторі
Розрахунковим є наступне критеріальне рівняння
, (29)
де - Еквівалентний діаметр потоку;
b - ширина тарілки, м;
- Товщина струменя, м;
w 0 - початкова швидкість витікання струменя, м / с;
- Температура насичення, о С;
і
- Температура входу і виходу води з тарілки, о С;
Н - висота струменя (відстань між тарілками).
Приймаються Н = 0,5 м.
Рівняння (29) дає можливість розрахувати нагрів води при перетікання з тарілки на тарілку і кількість сконденсировавшейся при цьому пара.
Послідовно проводячи розрахунок від тарілки до тарілки, починаючи з верхньої, встановлюємо кількість тарілок, необхідне для нагрівання охолоджуючої води в конденсаторі до температури 62 о С.
Покажемо послідовність розрахунку однієї тарілки.
При відомому діаметрі конденсатора знайдемо відстань від твірної до зрізу тарілки [11] l і ширину тарілки b:
мм = 0,406 м.
м.
За формулою водозливу знайдемо висоту шару води на першій тарілці:
м. (30)
Початкова швидкість витікання струменя дорівнює
м / с. (31)
Середня швидкість струменя
м / с (32)
і товщина струменя
м. (33)
м
, Звідки при
о С і
о С отримуємо
о С.
Після цього розраховується кількість тепла, сприйманого водою на першій тарілці:
, (34)
кількість сконденсировавшейся пара
кг / с (35)
і кількість води, що стікає на другу тарілку
кг / с.
Аналогічним чином розраховуються інші тарілки. Результати розрахунку наведені в таблиці 6.
Наближено число тарілок можна підрахувати (за умови однакової відстані між тарілками) за формулою [11, с. 251]:
, (36)
що відповідає результатам розрахунку методом від тарілки до тарілки.
4.4 Розрахунок розмірів барометричної труби
Діаметр барометричної труби розраховується за рівнянням витрати (26) при швидкості води 1 м / с, і витраті рідини W 2 + z:
м
Розрахунковий діаметр округляємо до d ТР = 500 мм.
Висота труби складається з висоти водяного стовпа Н вак, відповідної розрідженню в конденсаторі і необхідного для урівноваження атмосферного тиску, висоти Н гідр, що відповідає напору, що витрачається на подолання гідравлічного опору в трубі і створення швидкісного напору w 2 / 2 g води в барометричної трубі.
Таблиця 6 - Результати розрахунку тарілок барометричного конденсатора
N тарілки | Кількість стікала вода z, кг / с | Висота шару води на тарілці, м | w 0, м / с | w, м / с | delta, м | d екв, м | log | t, o C | Q, кДж / с |
1 | 152,1 | 0,243 | 0,925 | 2,095 | 0,107 | 0,185 | 0,068 | 26,10 | 927,81 |
2 | 152,4 | 0,244 | 0,925 | 2,095 | 0,107 | 0,185 | 0,068 | 27,67 | 906,42 |
3 | 152,7 | 0,245 | 0,925 | 2,095 | 0,107 | 0,185 | 0,068 | 29,24 | 885,03 |
4 | 153,1 | 0,245 | 0,926 | 2,096 | 0,108 | 0,186 | 0,067 | 30,81 | 863,64 |
5 | 153,4 | 0,245 | 0,926 | 2,096 | 0,108 | 0,186 | 0,067 | 32,37 | 842,24 |
6 | 153,7 | 0,246 | 0,926 | 2,096 | 0,108 | 0,186 | 0,067 | 33,93 | 820,87 |
7 | 154,0 | 0,246 | 0,927 | 2,096 | 0,108 | 0,186 | 0,067 | 35,55 | 799,48 |
8 | 154,4 | 0,246 | 0,927 | 2,096 | 0,109 | 0,187 | 0,066 | 37,11 | 778,09 |
9 | 154,7 | 0,247 | 0,928 | 2,097 | 0,109 | 0,187 | 0,066 | 38,62 | 756,69 |
10 | 155,1 | 0,247 | 0,928 | 2,097 | 0,109 | 0,187 | 0,066 | 40,23 | 735,30 |
11 | 155,6 | 0,247 | 0,928 | 2,097 | 0,110 | 0,187 | 0,066 | 41,80 | 713,92 |
12 | 156,0 | 0,248 | 0,928 | 2,097 | 0,110 | 0,187 | 0,065 | 43,37 | 692,53 |
13 | 156,3 | 0,248 | 0,929 | 2,097 | 0,110 | 0,187 | 0,065 | 44,93 | 671,14 |
14 | 156,7 | 0,248 | 0,929 | 2,097 | 0,111 | 0,187 | 0,065 | 46,51 | 649,75 |
15 | 157,2 | 0,248 | 0,929 | 2,097 | 0,111 | 0,187 | 0,065 | 48,08 | 628,35 |
16 | 157,6 | 0,249 | 0,929 | 2,097 | 0,112 | 0,188 | 0,065 | 49,65 | 606,97 |
17 | 158,0 | 0,249 | 0,929 | 2,097 | 0,112 | 0,188 | 0,064 | 51,22 | 585,57 |
18 | 158,4 | 0,249 | 0,930 | 2,097 | 0,112 | 0,188 | 0,064 | 52,79 | 564,19 |
19 | 158,8 | 0,250 | 0,930 | 2,097 | 0,112 | 0,188 | 0,064 | 54,36 | 542,80 |
20 | 159,2 | 0,250 | 0,930 | 2,097 | 0,113 | 0,189 | 0,064 | 55,91 | 521,42 |
21 | 159,6 | 0,250 | 0,931 | 2,097 | 0,113 | 0,189 | 0,064 | 57,50 | 500,03 |
22 | 160,1 | 0,251 | 0,931 | 2,097 | 0,113 | 0,189 | 0,064 | 59,07 | 478,64 |
23 | 160,6 | 0,251 | 0,932 | 2,097 | 0,113 | 0,189 | 0,064 | 60,68 | 457,25 |
24 | 160,9 | 0,252 | 0,932 | 2,097 | 0,114 | 0,190 | 0,064 | 62,41 | 435,86 |
Крім того, висоту труби звичайно приймають з запасом, що дорівнює 0,5 - 1 м, щоб забезпечити безперебійну подачу пари в конденсатор при збільшенні атмосферного тиску. Таким чином
м. (37)
м, (38)
де В - розрідження в конденсаторі, мм. рт. ст.
Втрату напору визначають, задаючись попередньо висотою труби Н ТР. Тоді
, М, (40)
де - Коефіцієнт тертя, що визначається в залежності від критерію Рейнольдса [8, с. 22]:
При шорсткості труби е = 0,2 мм
.
Задаємо Н ТР = 10 м
м.
м
Після другого наближення
м, тобто відрізняється незначно.
Приймаються Н ТР = 9 м.
4.5 Розрахунок кількості відсмоктується повітря і потужності, споживаної вакуум-насосом
Емпірична формула для розрахунку кількості відсмоктується з конденсатора повітря [3]:
кг / с. (41)
Температура відсмоктується повітря
о С. (42)
Обсяг відсмоктується повітря
м 3 / с, (43)
а ,
де р а й р п - парціальні тиски пари і повітря в конденсаторі, кг / м 2.
Парціальний тиск пари визначається по парових таблиць при температурі t пов.
кгс / см 2 = 44,14 кг / м 2.
кгс / см 2 = 755,37 кг / м 2.
кг / м 2.
м 3 / с.
Потужність поршневого вакуум-насоса може бути розрахована за формулою [5]:
де - К. п. буд вакуум-насоса;
m = 1,25 - показник політропи.
5 Розрахунок потужності циркуляційних насосів
Потужність приводу циркуляційного насоса може бути розрахована по наступному рівнянню [5]:
, КВт,
де G - кількість розчину, що циркулює в контурі випарного апарата, кг / год;
Н - напір, що розвивається насосом, кг / м 2;
- Щільність розчину, кг / м 3;
- К. п. буд насоса.
Кількість розчину, що проходить через поперечний переріз контуру, визначається зі співвідношення
, Кг / год,
де d вн - внутрішній діаметр гріючих труб, м
n - число трубок;
w = 2,5 м / с - швидкість циркуляції розчину.
Приймаються Н = 5000 кг / м 2
Для першого корпусу
кг / с.
кВт.
Для другого корпусу
кг / с.
кВт.
Висновок
У курсовому проекті розрахована двокорпусні прямоточна вакуум-випарна установка з виносної зоною нагріву і примусової циркуляцією для випарювання 42 м 3 / год дріжджової суспензії від 12,4 до 21% АСВ.
Розраховані матеріальний і тепловий баланси корпусів за методом Тищенко, підібрані стандартні установки - по дві ВВУ-126-2860-06 на кожну ступінь випарювання. Зроблено конструктивний розрахунок корпусів: визначено необхідну кількість кіпятільних труб, діаметр гріючої камери, розміри сепарації простору, розраховані діаметри штуцерів і трубопроводів. Також зроблено розрахунок барометричного конденсатора і потужності циркуляційних насосів для даної установки.
Список використаних джерел
Випарні трубчасті сталеві апарати загального призначення. Каталог. - М: ЦІНТІХІМНЕФТЕМАШ, 1979. - 24 с.
Гельперін Н. І. Основні процеси та апарати хімічної технології. - М: Хімія, 1981. - 812 с.
Касаткін А. Г. Основні процеси та апарати хімічної технології. - Вид. 9-е испр. - М.; Хімяі, 1973. - 750 с.
Кичигін М. А., Костенко Г. М. Теплообмінні апарати й випарні установки. М. - Л.: Госенергоіздат, 1955. - 392 с.
Колач Т. А., Радун Д. В. Випарні станції. - М.: Машгиз, 1963. - 400 с.
Міхєєв М. А., Міхєєв І. М. Основи теплопередачі. - М.: Енергія, 1977. - 342 с.
Новаковська С. С. Довідник технолога дріжджового виробництва. - М.: Харчова промисловість, 1973.
Павлов К. Ф., Романків П. Г., Носков А. А. Приклади і задачі за курсом процесів і апаратів хімічної технології. Вид. 9-е перероб. і доп. - Л.: Хімія, 1981. - 560 с.
Плановскій А. Н., Рамм В. М., Каган С. Е. Процеси та апарати хімічної технології. - М.: Госхіміздат, 1962.
Таубман Є. І. Розрахунок і моделювання випарних установок. - М.: Хімія, 1970. - 215 с.
Чорнобильський І. І. та ін Машини та апарати хімічних виробництв. Вид. Третій перероб. і доп .- М.: Машинобудування, 1975 - 454 с.
ДОДАТОК А
Попередній розрахунок вакуум-випарної установки на ЕОМ
Програма на мовою Turbo Pascal
PROGRAM TEPRAS;
TYPE MATR = ARRAY [1 .. 5,1 .. 54] OF REAL;
MATRIX = ARRAY [1 .. 6,1 .. 19] OF REAL;
CONST
A: MATR = ((0,5,10,15,20,25,30,35,40,45,50,55,60,65,70,75,80,85,90,95,100,105,110,115,120,125,130,135,140,145,150,160,170,180,190,200,210,220,230,240,250,260,270,280,290,300,310,320,330,340,350,360,370,374), (0.0062, 0.0089,0.0125,0.0174,0.0238,0.0323,0.0433,0.0573,0.0752,0.0977,0.1258,0.1605,0.2031,0.2550,0.3177,0.393,0.483,0.590,0.715,0.862,1.033,1.232,1.461,1.724,2.025,2.367, 2.755,3.192,3.685,4.238,4.855,6.303,8.080,10.23,12.80,15.85,19.55,23.66,28.53,34.13,40.55,47.85,56.11,65.42,75.88,87.6,100.7,115.2,131.3,149.0,168.6, 190.3,214.5,225), (0,20.95,41.90,62.85,83.80,104.75,125.70,146.65,167.60,188.55,209.50,230.45,251.40,272.35,293.3,314.3,335.2,356.2,337.1,398.1,419.0, 440.4,461.3,482.7,504.1,525.4,546.8,568.2,589.5,611.3,632.7,654.1,719.8,763.8,808.3,852.7,8979,943.2,989.3,1035,1082,1130,1178,1226,1275,1327, 1380,1437,1498,1564,1638,1730,1890,2100), (2493.1,2502.7,2512.3,2522.4,2532.0,2541.7,2551.3,2561.0,2570.6,2579.8,2589.5,2598.7,2608.3,2617.5,2626.3,2636, 2644,2653,2662,2671,2679,2687,2696,2704,2711,2718,2726,2733,2740,2747,2753,2765,2776,2785,2792,2798,2801,2803,2802,2799,2783, 2770,2754,2764,2710,2682,2650,2613,2571,2519,2444,2304,2100,2100), (2493.1,2481.7,2470.4,2459.5,2448.2,2436.9,2425.6,2414.3,2403.0,2391.3,2380.0, 2368.2,2356.9,2345.2,2333.0,2321,2310,2297,2285,2273,2260,2248,2234,2221,2207,2194,2179,2165,2150,2125,2120,2089,2056,2021,1984,1945, 1904,1860,1813,1763,1710,1653,1593,1528,1459,1384,1302,1213,1117,1009,881.2,713.6,411.5,0));
TVP1 = 87; DTGS1 = 1; DTGS2 = 1; G = 9.81; H = 5.95; M = 100000; DELTA1 = 0.95;
DELTA2 = 0.95; A1 = 0.95;
VAR W, W1, W2, D1, D2, X1, X2, T1, T2, TVP2, RO, RO1, RO2, PK, P1, P2, PSR1, PSR2, DTGEF1, DTGEF2, DTPOT, TKIP1, TKIP2, P, TGP , DTPOL2, DTPOL1, V, I1, I2, D1T, D2T, W1T, W2T, WT, BETA1, BETA2, CN, CK, B1, B2, W1K, W2K, D1K, D2K, WK, A2, GN, EN, PN , PV, RO0, SDTPOL1, SDTPOL2, LAMBDA1, TAU1, TAU2, C1, C2, C3, QPOT1, QPOT2, QPOT3, GK, TN, XN, XK: REAL;
J, F: INTEGER;
BEGIN
WRITELN ('ВИХІДНІ ДАНІ:');
WRITE ('ВИТРАТА дріжджової суспензії, що надходять НА випарки GN, М3 / Ч =');
READLN (GN);
WRITE ('ПОЧАТКОВА КОНЦЕНТРАЦІЯ дріжджової суспензії XN,% МАС =');
READLN (XN);
WRITE ('КІНЦЕВА КОНЦЕНТРАЦІЯ дріжджової суспензії XК,% МАС =');
READLN (XK);
WRITE ('ТЕМПЕРАТУРА дріжджової суспензії ТН, ГРАД =');
READLN (TN);
WRITE ('КІЛЬКІСТЬ відводяться ЕКСТРАПАРА ЄП, Т / Ч =');
READLN (EN);
WRITE ('ТИСК пари, що гріє РН, АТМ =');
READLN (PN);
WRITE ('ТИСК В БАРОМКОНДЕНСАТОРЕ РВ, АТМ =');
READLN (PV);
WRITELN ('ВВЕДІТЬ ЩІЛЬНІСТЬ ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ =', TN: 6:2);
WRITE ('І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ =', XN: 6:2);
WRITE ('RO =');
READLN (RO);
GN: = GN * RO/3600;
EN: = EN * 1000/3600;
W: = GN * (1-XN/XK);
D1: = 0.5 * (W + EN);
W1: = D1;
D2: = D1-EN;
W2: = D2;
X1: = GN * XN / (GN-W1);
X2: = XK;
T1: = TVP1 + DTGS1;
WRITELN ('ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ Суспензія У ПЕРШОМУ Сепаратори, ГРАД =', T1: 6:3);
PK: = 1-PV;
V: = PK;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [2, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
TVP2: = A [1, F] - ((A [1, F]-A [1, F-1]) * (A [2, F]-PK) / (A [2, F]-A [ 2, F-1]));
T 2: = TVP 2 + DTGS 2;
WRITELN ('ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ У ДРУГОМУ Сепаратори, ГРАД =', T2: 6:3);
V: = T1;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [1, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
P1: = A [2, F] - ((A [2, F]-A [2, F-1]) * (A [1, F]-T1) / (A [1, F]-A [ 1, F-1]));
V: = T2;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [1, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
P2: = A [2, F] - ((A [2, F]-A [2, F-1]) * (A [1, F]-T2) / (A [1, F]-A [ 1, F-1]));
WRITELN ('ВВЕДІТЬ ЩІЛЬНІСТЬ ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ =', T1: 6:2);
WRITE ('І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ =', X1: 6:2);
WRITE ('RO1 =');
READLN (RO1);
PSR 1: = P 1 + (RO 1 * G * H) / 196 200;
WRITELN ('ВВЕДІТЬ ЩІЛЬНІСТЬ ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ =', T2: 6:2);
WRITE ('І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ =', X2: 6:2);
WRITE ('RO2 =');
READLN (RO2);
PSR2: = P2 + (RO2 * G * H) / 196 200;
V: = PSR1;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [2, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
TKIP1: = A [1, F] - ((A [1, F]-A [1, F-1]) * (A [2, F]-PSR1) / (A [2, F]-A [ 2, F-1]));
V: = PSR2;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [2, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
TKIP2: = A [1, F] - ((A [1, F]-A [1, F-1]) * (A [2, F]-PSR2) / (A [2, F]-A [ 2, F-1]));
DTGEF1: = TKIP1-T1;
DTGEF2: = TKIP2-T2;
DTPOT: = DTGS1 + DTGS2 + DTGEF1 + DTGEF2;
P: = PN;
V: = PN;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [2, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
TGP: = A [1, F] - ((A [1, F]-A [1, F-1]) * (A [2, F]-PN) / (A [2, F]-A [ 2, F-1]));
DTPOL1: = TGP-TKIP1;
DTPOL2: = TVP1-TKIP1;
SDTPOL1: = DTPOL1 + DTPOL2;
SDTPOL2: = TGP-TVP2-DTPOT;
WRITELN ('РЕЗУЛЬТАТИ ПРЕДВАРІТЕЛЬНОГ РОЗРАХУНКУ');
WRITELN ('ЗАГАЛЬНА КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ W, КГ / С =', W: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ПЕРШОМУ КОРПУСІ W1, КГ / С', W1: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ДРУГОМУ КОРПУСІ W2, КГ / С', W2: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ПЕРШОМУ КОРПУСІ D1, КГ / С', D1: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ДРУГОМУ КОРПУСІ D2, КГ / С', D2: 6:3);
WRITELN ('СЕРЕДНЯ ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ Суспензія У ПЕРШОМУ КОРПУСІ ТКІП1, ГРАД =', TKIP1: 6:3);
WRITELN ('СЕРЕДНЯ ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ Суспензія У ДРУГОМУ КОРПУСІ ТКІП2, ГРАД =', TKIP2: 6:3);
WRITELN ('КОРИСНА РІЗНИЦЯ ТЕМПЕРАТУР У ПЕРШОМУ КОРПУСІ ТПОЛ1, ГРАД =', DTPOL1: 6:3);
WRITELN ('КОРИСНА РІЗНИЦЯ ТЕМПЕРАТУР У ПЕРШОМУ КОРПУСІ ТПОЛ2, ГРАД =', DTPOL2: 6:3);
WRITE ('Сумарний корисний РІЗНИЦЯ ТЕМПЕРАТУР, ГРАД =', SDTPOL1: 6:3);
WRITELN ('АБО', SDTPOL 2:6:3);
{МЕТОД ТИЩЕНКО}
V: = TKIP1;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [1, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
I1: = A [4, F] - ((A [4, F]-A [4, F-1]) * (A [1, F]-TKIP1) / (A [1, F]-A [ 1, F-1])) / 4.19;
V: = TKIP2;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [1, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
I2: = A [4, F] - ((A [4, F]-A [4, F-1]) * (A [1, F]-TKIP2) / (A [1, F]-A [ 1, F-1])) / 4.19;
BETA1: = (TN-TKIP1) / (I1-TKIP1);
BETA2: = (TKIP1-TKIP2) / (I2-TKIP2);
WRITELN ('ВВЕДІТЬ Теплоємність ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ =', TN: 6:2);
WRITE ('І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ =', XN: 6:2);
WRITE ('CN =');
READLN (CN);
D1T: = (W-GN * CN * (2 * BETA1 + BETA2) + EN) / (2-BETA2);
W1T: = D1T + GN * CN * BETA1;
D2T: = W1T-EN;
W2T: = D2T + (GN * CN-W1T) * BETA2;
WT: = W 1 T + W 2 T;
WRITELN ('РЕЗУЛЬТАТИ РОЗРАХУНКУ ЗА МЕТОДОМ ТИЩЕНКО');
WRITELN ('ЗАГАЛЬНА КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ W, КГ / С =', WT: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ПЕРШОМУ КОРПУСІ W1, КГ / С', W1T: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ДРУГОМУ КОРПУСІ W2, КГ / С', W2T: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ПЕРШОМУ КОРПУСІ D1, КГ / С', D1T: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ДРУГОМУ КОРПУСІ D2, КГ / С', D2T: 6:3);
{МЕТОД КОСТЕНКО}
B1: = GN * CN * BETA1 * DELTA1;
B2: = GN * CN * (BETA1 * DELTA1 * DELTA2 + BETA2 * DELTA2-DELTA1 * DELTA2 * BETA1 * BETA2)-EN * DELTA2;
A2: = (A1-A1 * BETA2) * DELTA2;
D1K: = (W-(B1 + B2)) / (A1 + A2);
W1K: = D1K * A1 + B1;
D2K: = W1K-EN;
W2K: = D1K * A2 + B2;
WK: = D 1 K * (A 1 + A 2) + (B 1 + B 2);
WRITELN ('РЕЗУЛЬТАТИ РОЗРАХУНКУ ЗА МЕТОДОМ КОСТЕНКО');
WRITELN ('ЗАГАЛЬНА КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ W, КГ / С =', WK: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ПЕРШОМУ КОРПУСІ W1, КГ / С', W1K: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ДРУГОМУ КОРПУСІ W2, КГ / С', W2K: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ПЕРШОМУ КОРПУСІ D1, КГ / С', D1K: 6:3);
WRITELN ('КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ДРУГОМУ КОРПУСІ D2, КГ / С', D2K: 6:3);
{ТЕПЛОВОЇ БАЛАНС}
V: = TGP;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [1, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
LAMBDA1: = A [4, F] - ((A [4, F]-A [4, F-1]) * (A [1, F]-TGP) / (A [1, F]-A [ 1, F-1])) / 4.19;
TAU1: = A [3, F] - ((A [3, F]-A [3, F-1]) * (A [1, F]-TGP) / (A [1, F]-A [ 1, F-1])) / 4.19;
V: = TKIP1;
FOR J: = 1 TO 54 DO
IF A [1, J]> = V THEN
BEGIN
V: = M;
F: = J;
END;
TAU2: = A [3, F] - ((A [3, F]-A [3, F-1]) * (A [1, F]-TKIP1) / (A [1, F]-A [ 1, F-1])) / 4.19;
C1: = GN * CN * TN;
C2: = EN * I1;
WRITELN ('ВВЕДІТЬ Теплоємність ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ =', T2: 6:2);
WRITE ('І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ =', XK: 6:2);
WRITE ('CK =');
READLN (CK);
GK: = GN-W;
C3: = GK * CK * T2;
QPOT1: = ((D1 * LAMBDA1 + C1) - (C2 + W2 * I2 + D1 * TAU1 + D2 * TAU2 + C3)) * 100 / (D1 * LAMBDA1 + C1);
QPOT2: = ((D1T * LAMBDA1 + C1) - (C2 + W2 * I2 + D1T * TAU1 + D2 * TAU2 + C3)) * 100 / (D1T * LAMBDA1 + C1);
QPOT3: = ((D1K * LAMBDA1 + C1) - (C2 + W2 * I2 + D1K * TAU1 + D2 * TAU2 + C3)) * 100 / (D1K * LAMBDA1 + C1);
WRITELN ('ТЕМПЕРАТУРА пари, що гріє TGP =', TGP: 8:3);
WRITELN ('ТИСК P1 =', P1: 6:3);
WRITELN ('ТИСК P2 =', P2: 6:3);
WRITELN ('ТЕМПЕРАТУРА TVP2 =', TVP2: 8:3);
WRITELN ('ТЕПЛОВІ ВТРАТИ');
WRITELN ('За попередніми розрахунками QPOT =', QPOT1: 6:3);
WRITELN ('ПО МЕТОДУ ТИЩЕНКО QPOT =', QPOT2: 6:3);
WRITELN ('ПО МЕТОДУ КОСТЕНКО QPOT =', QPOT3: 6:3);
READLN;
END.
Результати роботи програми
ВИХІДНІ ДАНІ:
ВИТРАТА дріжджової суспензії, що надходять НА випарки GN, М3 / Ч = 42
ПОЧАТКОВА КОНЦЕНТРАЦІЯ дріжджової суспензії XN,% МАС = 12.4
КІНЦЕВА КОНЦЕНТРАЦІЯ дріжджової суспензії XК,% МАС = 21
ТЕМПЕРАТУРА дріжджової суспензії ТН, ГРАД = 90
КІЛЬКІСТЬ відводяться ЕКСТРАПАРА ЄП, Т / Ч = 1.32
ТИСК пари, що гріє РН, АТМ = 1.47
ТИСК В БАРОМКОНДЕНСАТОРЕ РВ, АТМ = 0.77
ВВЕДІТЬ ЩІЛЬНІСТЬ ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ = 90.00
І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ = 12.40 RO = 1008
ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ Суспензія У ПЕРШОМУ Сепаратори, ГРАД = 90.500
ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ У ДРУГОМУ Сепаратори, ГРАД = 62.000
ВВЕДІТЬ ЩІЛЬНІСТЬ ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ = 90.50
І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ = 15.80 RO1 = 1025
ВВЕДІТЬ ЩІЛЬНІСТЬ ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ = 62.00
І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ = 21.00 RO2 = 1040
РЕЗУЛЬТАТИ ПРЕДВАРІТЕЛЬНОГ РОЗРАХУНКУ
ЗАГАЛЬНА КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ W, КГ / С = 4.827
КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ПЕРШОМУ КОРПУСІ W1, КГ / С 2.354
КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ДРУГОМУ КОРПУСІ W2, КГ / С 2.479
КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ПЕРШОМУ КОРПУСІ D1, КГ / С 2.060
КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ДРУГОМУ КОРПУСІ D2, КГ / С 2.232
СЕРЕДНЯ ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ Суспензія У ПЕРШОМУ КОРПУСІ ТКІП1, ГРАД = 106.369
СЕРЕДНЯ ТЕМПЕРАТУРА КИПІННЯ Суспензія У ДРУГОМУ КОРПУСІ ТКІП2, ГРАД = 102.415
КОРИСНА РІЗНИЦЯ ТЕМПЕРАТУР У ПЕРШОМУ КОРПУСІ ТПОЛ1, ГРАД = 13.562
КОРИСНА РІЗНИЦЯ ТЕМПЕРАТУР У ПЕРШОМУ КОРПУСІ ТПОЛ2, ГРАД = 12.929
Сумарний корисний РІЗНИЦЯ ТЕМПЕРАТУР, ГРАД = 26.558
ВВЕДІТЬ Теплоємність ДРІЖДЖОВИЙ суспензії при ТЕМПЕРАТУРІ = 97.00
І КОНЦЕНТРАЦІЇ АСВ = 12.40 CN = 3.55
РЕЗУЛЬТАТИ РОЗРАХУНКУ ЗА МЕТОДОМ ТИЩЕНКО
ЗАГАЛЬНА КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ W, КГ / С = 4.844
КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ПЕРШОМУ КОРПУСІ W1, КГ / С 2.383
КІЛЬКІСТЬ Випарювальні ВОДИ У ДРУГОМУ КОРПУСІ W2, КГ / С 2.463
КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ПЕРШОМУ КОРПУСІ D1, КГ / С 2.397
КІЛЬКІСТЬ пари, що гріє У ДРУГОМУ КОРПУСІ D2, КГ / С 2.067
Температура гріючого ПАРА TGP = 109.541
ТИСК P1 = 0.71
ТИСК P2 = 0.23
ТЕМПЕРАТУРА TVP2 = 64.199
ТЕПЛОВІ ВТРАТИ
ПО МЕТОДУ ТИЩЕНКО QPOT = 344,35
Позначення | Розшифровка |
А | матриця табличних даних |
tvp 1, tvp 2 | Температури конденсації вторинних парів в 1 і 2 корпусі |
Dtgs 1, dtgs 2 | Температурні втрати від гідравлічних опорів |
Tgp | Корисні різниці температур в 1 і 2 корпусі |
H | Висота від верхнього рівня рідини в сепараторі до середини гріючих труб |
ρ 0, ρ 02 | Щільності суспензії при температурах Т1 і Т2 |
Gn | Початковий витрата випарює розчину |
Xn, xk | Початкова і кінцева концентрації суспензії |
tn | Початкова температура |
En | Кількість відведеного екстра-пари в сепараторі |
T 1, t 2 | Температури кипіння суспензії в 1 і 2 сепараторі |
Pn | Тиск пари, що гріє |
P в | Тиск у баромконденсаторе |
P 1, P 2 | Тиск в 1 і 2 сепараторах |
Psr 1, Psr 2 | Тиск в середньому шарі випарює суспензії в 1 і 2корпусе |
W | Загальна кількість випарює води |
W 1, W 2 | Кількість випарює води в1 і 2 корпусі |
Tkip 1, Tkip 2 | Середні температури кипіння в 1 і 2 корпусі |
Tpol 1, Tpol 2 | Корисні різниці температур в 1 і 2 корпусі |
D 1, D 2 | Кількість гріючої пари в 1 і 2 корпусі |
Dtgf 1, Dtgf 2 | Температурні втрати від гідростатичного ефекту |
Dtpot | Сума всіх температурних втрат для установки |
Tgp | Температура пари, що гріє |
a1, a2, b1, b2 | Числові коефіцієнти |
i 1, i 2 | Питома ентальпія пара |
Qpot1, Qpot2, Qpot3 | Теплові втрати |
Beta 1, Beta 2 | Коефіцієнти самоіспаренія |
Cn, Ck | Теплоємності дріжджової суспензії |
Tau 1, Tau 2 | Питомі ентальпії рідини |
Lamda 1, lamda 2 | Теплопровідність дріжджової суспензії |
J | Кількість обраних табличних значень |
F | Номер вибраних табличних значень |
G | Прискорення вільного падіння |