Выполнить проектные расчеты 3-х установок пищевых производств

Автор работы: Пользователь скрыл имя, 12 Декабря 2013 в 23:38, курсовая работа

Описание работы

Выпаривание – процесс частичного удаления растворителя из растворов путем кипения последних. Выпариванию подвергают водные растворы твердых веществ, однако растворителями могут быть и другие жидкости.
Выпаривают такие водные растворы, как соки, эмульсии (молоко), суспензии и пр.
Раствор, подлежащий выпариванию, называется исходным или свежим раствором.
Получаемый в процессе выпаривания раствор называется упаренным раствором, а отводимый пар растворителя – вторичным паром, не содержащим растворенного вещества.

Содержание работы

Введение……………………………………………………………………….4
Расчет двухкорпусной выпарной установки………………………...5
Расчет сушильной установки………….…………………………….18
Список использованной литературы………………………...……………35

Файлы: 7 файлов

Записка.docx

— 189.93 Кб (Скачать файл)

1. Расчет двухкорпусной выпарной установки

 

Задача. Рассчитать двухкорпусную выпарную установку непрерывного действия   для сгущения   томатной массы в количестве G =1 кг/с от xн = 4 % до xк = 23 %. Масса поступает на выпаривание подогретой до температуры кипения. Давление пара, греющего I корпус, pг.п. = 0,1 МПа, остаточное давление вторичного пара, поступающего в барометрический конденсатор, pвт.п. =  15 кПа. Диаметр медных трубок греющей камеры принять 33 х 1,5 мм.

 

1. Определяем количество выпариваемой воды. Количество воды, выпаренной в двух корпусах установки, определяем по формуле 1.10:

 

 

W = 1×(1− 4/23) = 0,827 кг/с.

 

2. Выбираем и обосновываем выбор соотношения выпариваемой воды по корпусам установки. На основании опытных данных рекомендуем принять следующее соотношение массовых количеств воды, выпариваемой в 1 и 2 корпусах выпарной установки. Выбор основывается на том, что жидкость из менее концентрированных растворов удаляется быстрее. Набор простых цифр в соотношении облегчает расчеты, и никакого особого смысла не несет (можно задать и 1,9:0,7 и т.п., результат будет тот же):

W1: W2 = 2:1.

Тогда количество воды, выпариваемой по корпусам, составит:

в I корпусе      W1 = 0,827 · 2/(1 + 2) = 0,551 кг/с;

во II корпусе   W2 = 0,827 · 1/(1 + 2) = 0,275 кг/с.

 

Проверяем правильность распределения расходов воды. Должен выполняться баланс

W=W1+W2=0,551+0,275= 0,826 кг/с.

Величиной W1/W2 будет определяться соотношение площадей нагрева кожухотрубных теплообменников первого и второго корпусов F1/F2. Если ставится задача использования одинаковых теплообменников для первой и второй ступеней выпаривания, то необходимо выполнить варианты расчетов с варьированием величин W1/W2 и выбрать тот вариант, в котором площади теплообмена F1 и F2 будут одинаковы с заданной точностью.

 

3. Определяем расход продукта поступающего во второй корпус. Расход продукта G1, перетекающего из первого корпуса во  второй:                     G1= G – W1=1 – 0,551 = 0,449 кг/с,

а конечного (сгущенного) продукта G2:

 

G2 = G – W= 1 – 0,827 = 0,173 кг/с.

 

4. Определяем конечную концентрацию сгущенной массы. Определяем конечную концентрацию сгущенной массы в каждом корпусе по формуле (1.16):

xк.=G×Bн/(G–W1–….–Wn);

в I корпусе:

xкI =  1 · 4/(1 − 0,551) = 8,9 %;

во II корпусе:

xкII = 1 · 4/(1 – 0,551 – 0,275) = 22,9 %;

т. е. полученная концентрация равна заданной.

 

5. Рассчитываем температурные потери по корпусам. Температурные потери от физико-химической депрессии в зависимости от концентрации томатной массы и давления в корпусе определяем по формуле (1.6) для томатных соков:

 

где   xк− концентрация сухих веществ, %;

        р – давление в корпусе или давление соответствующее температуре кипения раствора в корпусе, кПа.

В I корпусе определяем давление  из условия, что максимально допустимая температура нагрева сгущаемого продукта соответствует температуре, приведенной в табл. П.5.2 приложения 5, для томатной пасты это температура 80 оС и, соответственно, ей находим давление в приложении 5, табл. П.5.3 – 47,4 кПа.

Для I корпуса  значение физико-химической депрессии для сгущаемого томатного сока:

Δф-х I = 0,025 ∙8,91,1 ∙ 47,4 0,17 = 0,533°С.

 

Во втором корпусе, на момент определения депрессий  примем, что давление соответствует  остаточному давлению паров входящих в барометрический конденсатор, т.е. 15 кПа.

Для II корпуса значение физико-химической депрессии:

Δф-х II = 0,025 ∙ 22,91,1 ∙ 150,17 = 1,24°С,

 

следовательно, по двум корпусам:

åΔф-х = 0,62 + 1,16 = 1,68°С.

Температурные потери от гидростатической депрессии  примем равными 1,5 °С на каждый корпус. Тогда для двух корпусов:

åΔг-с = 1,5 ∙ 2 =  3°С.

Температурные потери от гидравлической депрессии  примем равными 1 °С на каждый корпус. Тогда для двух корпусов:

åΔг = 1 ∙ 2 =  2°С.

Сумма всех температурных потерь на выпарной установке  равна:

Δ = 1,64 + 3 + 2 =  6,64°С.

6.  Определяем давление паров в каждом корпусе установки. Расчет температуры вторичного пара в первом корпусе будем проводить через температуру кипения раствора, преобразовав формулу 1.4, так:

;

 

а для  II корпуса температура вторичного пара, равна температуре пара на входе в конденсатор 54оС+, и по формуле 1.4 находим температуру кипения раствора:

 

 

 

Температура греющего пара второго корпуса равна:

 

Давление в корпусах установки будет следующим :  давление греющего пара pгр.п. = 100 кПа, давление в барометрическом конденсаторе  pII = 15 кПа. Остальные термодинамические параметры соответствующие найденным давлениям в корпусах установки методом интерполяции, находим в приложении 5, табл. П. 5.3. и табл. П. 5.16., и результаты заносим в табл. 1.1.:

Таблица 1.1.

Термодинамические параметры пара по корпусам установки

 

Давление, Р, кПа

Температура насыщенного водяного пара, t, оС

Теплота фазового перехода, r, кДж/кг

Греющий пар

100

99,63

2258,2

I корпус

44,14

77,9

2312,26

II корпус

16,135

55

2366,7


 

7. Определяем полнуюи полезную разность температур. Полная разность температур в выпарном аппарате – это  разность между температурами греющего пара и кипящего раствора т.е.

.

В многокорпусной выпарной установке полная разность температур определяется как разность между температурами пара, греющего первый корпус, и вторичного пара, входящего в корпус конденсатора:

.

Полезная  разность температур на установке  меньше полной на величину температурных потерь , вызываемых физико-химической , гидростатической и гидравлической депрессиями:

.

 

Полная разность температур:

 

Δtполн = 99,63 – 55  =  44,63 °С.

 

Полезная разность температур:

 

Δtполезн = 44,63 − 6,64 = 38 °С.

 

8. Рассчитываем коэффициенты теплопередачи по корпусам. Для I-го корпуса.  Учитывая,  что для принятых медных труб диаметром 33× l,5 мм величина очень мала, коэффициент теплопередачи К [Вт/(м2К)] определяем по формуле:

 

K = α1 ×α2/(α12);

где α1 – коэффициент теплоотдачи от  греющего пара к стенке труб;

      α2 – коэффициент теплоотдачи от  кипящего раствора к стенкам труб.

Коэффициент теплоотдачи α1 для I корпуса при tгр.п. = 99,63 °С (табл.1.1) определяем по формуле и   он составит:

α1 = 1163(1,9 + 0,04 · 99,63) = 6844,48 Вт/(м2К)

Для определения α2, используем формулу:

где А2 – коэффициент определяемый по графику (рис. 5), или можно воспользоваться таблицей П. 5.4.  в приложении 5, небольшие расхождения, при использовании различных способов, разрешаются;

       q – удельный тепловой поток выпарного аппарата, находится по формуле:

где Wп – количество выпаренной воды в соответствующем аппарате, кг/с;

      r – теплота фазового перехода, кДж/кг, определяется по табл.1.1, для соответствующего корпуса;

     F – площадь теплообменной поверхности соответствующего выпарного аппарата, так как на данный момент она не найдена, то можно задаться любой цифрой, примем 50 м2 для любого корпуса.

     Получаем, примерное  значение теплового  потока приходящегося  на 1 м2 теплообменной поверхности аппарата :

 

 

Согласно рис. 5, при концентрации раствора xкI = 8,9 мас. % и температуре его кипения tрI = 77,9° С,  получим   A2 = 426,45. Показатель А2 также можно найти, если воспользоваться таблицей П. 5.4 приложения 5,  где при xкI = 8,9 мас. % и температуре кипения раствора tрI = 77,9 ° С  получим   A2 = 426,45, используя метод интерполяции.

Тогда:

α2 = 426,45 · (24,88)0,6 = 2933,44 Вт/(м2·К);

KI = 6844,48 · 2933,44/(6844,48 + 2933,44) = 2053,4 Вт/(м2К).

С учетом загрязнения KI = 2053,4× 0,9= 1848,06 Вт/(м2К).

X

X

Рис. 5. Зависимость коэффициента А2 от температуры кипения и концентрации  раствора

 

Для II корпуса.  При t г.п.II = t вт.п.I – D г.д.I =77,9–1= 76,9°С: 

α1 = 1163(1,9 + 0,04 · 77,9) = 5833,6 Вт/(м2·К).

 

Согласно  рис. 5, при концентрации раствора  хкII = 22,9 мас. %  и tрII = 55°С, получаем  А2 = 291,12 (или согласно таблицы П.5.4 приложения 5,  А2 =291,12).

Тогда: 

α2 = 291,12 · 13,010,6 =  1357,18 Вт/(м2К) и

КII = 5833,6 · 1357,18/(5833,6 + 1357,18) = 1101,02 Вт/(м2К).

С учетом загрязнения:

КII = 1101,02 · 0,9 = 990,92 Вт/(м2×К).

 

9. Определяем тепловые нагрузки по корпусам с учетом тепловых потерь. Так как томатная масса подается на выпарку подогретой до температуры кипения, тепловая нагрузка на I корпус будет:

QI = W1×r1· 1,05;

QI= 0,551 · 2258,2 · 103 · 1,05 = 1306,48 · 103 Вт.

Во II корпус, работающий под меньшим давлением, томатная масса поступает перегретой, и при самоиспарении из нее выделяется часть воды в виде вторичного пара. Тогда тепловая нагрузка на II корпус:

=[0,275 ·2366,7 ·103 – 0,449 ·3150 ·(80 – 57,74)]·1,05= 650,32·103 Вт,

где с = 3150 Дж/(кг×К) – теплоемкость томатной массы (определяем  теплоемкость сахарных растворов по табл.П. 5.9 приложения 5, или теплоемкость фруктового сока П. 12.1 приложения 12).

 

10. Определяем расход греющего пара поступающего только в I корпус:

 

11. Определяем удельный расход пара приходящейся на 1 кг выпаренной воды:

d1 = D1/W= 0,578 / 0,827 = 0,7 кг на 1 кг воды.

12. Определяем распределение полезной разности температур по корпусам. Распределение полезной разности температур находится из условия одинаковой поверхности нагрева по корпусам. Полезную разность температур определяем по формуле 1.7:

 

Для I корпуса:

ΔtполезнI= [(38 · 1306,48 ∙ 103/1848,06)/[(1306,48 · 103/1848,06) + +(650,32 · 103 /990,92)] = 19,7 °С.

Для II корпуса:

ΔtполезнII = [(38 · 650,32 · 103/990,92)/[( 1306,48 · 103/1848,06) + +(650,32 · 103 /990,92)]  = 18,47 °С.

Проверяем общую полезную разность температур:

ΣΔtполезн = ΔtполезнI + ΔtполезнII = 19,7 + 18,47 = 38°С.

Что указывает  на правильность ее распределения.

 

13. Определяем поверхности нагрева по корпусам выпарной установки по формуле

 

Для I корпуса:

FI = 1306,48 · 103/(1848,06 · 38) = 18,6 м2;

для II корпуса:

FII= 650,32 · 103/(990,92 ∙ 38) = 17,3 м2.

 

1.4.1. Расчет барометрического конденсатора

 

1. Определяем термодинамические параметры воды и водяного пара. Температуру воды на входе в барометрический конденсатор принимаем tвх.к=15 ºС. Температуру воды, уходящей из корпуса конденсатора, принимаем на 3 º ниже температуры насыщенного пара (табл.1.1), уходящего из конечного корпуса выпарной установки, т.е.

 

tвых,к.= tвт.п.II –3 = 54 – 3= 51 оС .

Теплоемкость  воды [св , Дж/(кг К)] при средней температуре находим из табл. П. 5.1 приложения 5, св=4,199 кДж/кг×К.

Энтальпия водяного пара (i, Дж/кг), поступающего на конденсацию определяется по табл. П. 5.16. приложения 5 при давлении конденсации Ркондвт.п..

В нашем  случае Ркондвт.п. =15 кПа:

i = 2598,9 кДж/кг.

2. Определяем расход воды. Расход воды (кг/с) на полную конденсацию насыщенного пара в однокорпусном конденсаторе рассчитываем по формуле:

 

где Wn – количество конденсирующегося пара, поступающего из последнего корпуса выпарной установки. В нашем случае Wn = W2.

 

 

3.Определяем объем пара. Объем пара, проходящего через конденсатор, находим по формуле:

 

 

где ρ – плотность пара, кг/м3 (табл. П.5.2 приложения 5).

Литература.docx

— 0 байт (Скачать файл)

Содержание.docx

— 18.42 Кб (Просмотреть файл, Скачать файл)

титульный 1.docx

— 14.22 Кб (Просмотреть файл, Скачать файл)

титульный 2.docx

— 14.16 Кб (Просмотреть файл, Скачать файл)

Выпарная установка.dwg

— 78.60 Кб (Скачать файл)

сушилка С123.dwg

— 162.96 Кб (Скачать файл)

Информация о работе Выполнить проектные расчеты 3-х установок пищевых производств