Аппараты выпаривания, перегонки и ректификации

Кафедра «Технологические системы пищевых и перерабатывающих производств»

Курсовая работа

по дисциплине

«Процессы и аппараты пищевых производств»

на тему:

«Аппараты выпаривания, перегонки и ректификации»

Содержание

Введение

1. Материальный баланс и оптимизация флегмового числа

2. Тепловой расчет установки

3. Расчет диаметра аппарата

Список использованной литературы

Введение

Перегонка - наиболее распространенный метод разделения жидких однородных смесей, состоящих из двух летучих компонентов.

Процесс перегонки основан на различной летучести компонентов смеси при одной и той же температуре. Компонент смеси, обладающий большей летучестью, называется легколетучим, а компонент, обладающий меньшей летучестью, труднолетучим. Соответственно легколетучий компонент кипит при более низкой температуре, чем труднолетучий. Поэтому их называют также низкокипящим и высококипящим компонентами.

Перегонка представляет собой процесс однократного частичного испарения жидкой смеси и конденсации образовавшихся паров.

В результате перегонки исходная смесь разделяется на дистиллят, обогащенный легколетучим компонентом, и кубовый остаток, обогащенный труднолетучим компонентом. Дистиллят получают в результате конденсации паров в конденсаторе-дефлегматоре. Кубовый остаток получают в кубе установки.

Простая перегонка с дефлегмацией проводится для увеличения степени разделения исходной смеси. В этом случае пары, уходящие из перегонного куба, поступают в дефлегматор, где частично конденсируются. При частичной конденсации образуется флегма, обогащенная труднолетучим компонентом, которая сливается обратно в куб и взаимодействует с выходящими из куба парами.

Пары, обогащенные легколетучим компонентом, поступают в конденсатор. Дистиллят собирается в сборниках. Кубовый остаток удаляют из перегонного куба после достижения заданной концентрации x_w.

1. Материальный баланс и оптимизация флегмового числа

1. Составляем и разрешаем уравнения материального баланса.

Количество получаемого дистиллята:

G_d = G_f = 12 = 4,7 т/час

Количество кубового остатка:

G_d = G_f - G_w = 12 - 4,7 = 7,3 т/час

2. Пересчитываем концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка из массового выражения в молярное.

;

,

,

,

где и - молярные массы воды и уксусной кислоты соответственно.

3. Определяем минимальное флегмовое число по формуле:

,

где - концентрация легколетучего компонента в парах, равновесная с концентрацией легколетучего компонента в исходной смеси. Данную концентрацию определяем по графику (рис. 1).

4. Оптимизируем флегмовое число.

Оптимизация флегмового числа необходима для того, чтобы режим работы аппарата был наиболее экономичным.

Для оптимизации воспользуемся таким параметром, как число единиц переноса (ЧЕП).

ЧЕП

На оси абсцисс откладываем концентрации, характеризующие составы жидкостей: x_w, x_f и x_d.

Предполагаем, что оптимальное флегмовое число находится в интервале от R_min до 5R_min. Разбиваем данный интервал на 10 равных частей. Для каждого значения R считаем величину и откладываем её на оси ординат (точка В). Восстанавливаем перпендикуляр от точки x_d на оси абсцисс до диагонали графика (точка А). Соединяем точки А и В прямой линией - получаем рабочую линию отгонной части аппарата.

Далее разбиваем на 10 равных частей интервал от x_f до x_d, восстанавливаем перпендикуляр от точки x_f до рабочей линии - получаем значение x (точка С). От точки С параллельно оси абсцисс проводим прямую до пересечения с кривой равновесия - получаем значение х_р (точка Д). Подсчитываем разность х - х_р и величину , обратную этой разности. Аналогично проводим построения и расчеты для остальных значений R; результаты заносим в таблицу 1.

Далее строим график зависимости величины от концентрации х (рис. 2), после чего по формуле площади трапеции подсчитываем площадь под графиком, которая и будет равна .

Строим график зависимости величины от флегмового числа R (рис. 3). Видим, что график имеет минимум в точке, соответствующей значению

R = 4,2. Данное значение R и является оптимальным значением флегмового числа.

Таблица 1

R	B	x	xр	x-xр
1,4	0,388	0,69	0,68	0,01	100	1,6
1,96	0,314	0,714	0,684	0,03	33,33	0,64
2,52	0,264	0,738	0,688	0,05	20	0,45
3,08	0,228	0,762	0,705	0,057	17,5	0,4
3,64	0,2	0,786	0,724	0,062	16,1	0,378
4,2	0,179	0,81	0,745	0,065	15,4	0,374
4,76	0,161	0,834	0,771	0,063	15,8	0,39
5,32	0,147	0,858	0,798	0,06	16,67	0,425
5,88	0,135	0,882	0,829	0,053	18,75	0,482
6,44	0,125	0,906	0,859	0,047	21,42	0,657
7	0,117	0,93	0,9	0,03	33,33	0,894

2. Тепловой расчет установки

1. Составим тепловой баланс установки по принципиальной схеме:

,

где D - расход греющего пара, кг/с;

i' и i'' - энтальпия соответственно водяного пара и конденсата, Дж/кг;

c_f, c_d и c_w - удельные теплоемкости соответственно исходной смеси, дистиллята и кубового остатка, Дж/(кг·К);

t_f, t_d и t_w - температуры соответственно исходной смеси, дистиллята и кубового остатка, К;

r_d - удельная теплота парообразования дистиллята, Дж/кг.

Энтальпию определяем по таблице «Свойства насыщенного водяного пара в зависимости от давления» при абсолютном давлении 0,3 МПа:

i' = 558,9·10³ Дж/кг,

i'' = 2730·10³ Дж/кг.

Температуры определяем по графику (рис. 4):

t_f = 102,2^?С, T_f = 273 + 102,2 = 375,2 К,

t_d = 100,5^?С, T_d = 273 + 100,5 = 373,5 К,

t_w = 106,6^?C, T_w= 273 + 106,6 = 379,6 К. 8

Удельные теплоемкости определяем по формуле:

с = с_ух_у + с_вх_в,

где с_у и с_в - удельные теплоемкости соответственно уксусной кислоты и воды, Дж/(кг·К). Их определяем по номограмме для определения теплоемкостей жидкостей.

При t_f = 102,2^?С с_f = 0,56·4190·0,4 + 1,05·4190·0,6 = 3578,26 Дж/кг.

При t_d = 100,5^?С с_d = 0,565·4190·0,8 + 1·4190·0,2 = 2731,88 Дж/кг.

При t_w = 106,6^?C c_w = 0,57·4190·0,14 + 1,1·4190·0,86 = 4298,102 Дж/кг.

Удельную теплоту парообразования дистиллята определяем по формуле:

r_d = r_уx_y + r_вx_в,

где r_y и r_в - удельные теплоты парообразования соответственно уксусной кислоты и воды, Дж/кг. Их определяем по таблице «Удельная теплота парообразования некоторых веществ».

При t_d = 100,5^?C r_d = 406,4·10³·0,8 + 2258,4·10³·0,2 = 776,8·10³ Дж/кг

Принимаем тепловые потери Q_п в размере 3% от полезно затрачиваемой теплоты. Получим:

D = 0,074 кг/с или D = 3600·0,074 = 266,4 кг/ч.

2. Определяем расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе.

Q_d = G_d(R+1)r_d ,

Вт.

3. Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Q = 1,05G_fc_f(t_f - t_нач)

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси с_f = 0,52·4190·0,4 + 1,05·4190·0,6 = 3511,22 Дж/(кг·К) взята при средней температуре ^?С.

Вт

4. Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q = G_wc_w(t_w - tк_он)

Здесь удельная теплоемкость кубового остатка с_w = 0,525·4190·0,14 + +1,05·4190·0,86 = 4091,535 Дж/(кг·К) взята при средней температуре

^?С.

Вт.

5. Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q = G_dc_d(t_d - t_кон)

Здесь удельная теплоемкость дистиллята с_d = 0,525·4190·0,8 + 1,03·4190·0,2 = = 2622,94 Дж/(кг·К) взята при средней температуре ^?С.

Вт.

6. Расход греющего пара, имеющего давление р_абс = 3 МПа и влажность 5% в подогревателе исходной смеси:

кг/c

Суммарный расход греющего пара в кубе-испарителе и подогревателе исходной смеси: 0,074 + 0,5 = 0,574 кг/c или 2,0664 т/ч.

7. Расход охлаждающей воды при нагреве её на 20^?С:

а) в дефлегматоре

м³/с

б) в водяном холодильнике дистиллята

м³/с

в) в водяном холодильнике кубового остатка

 м³/с 10

3. Расчет диаметра аппарата

Для определения диаметра аппарата воспользуемся формулой:

,

где V - объемный расход проходящего через аппарат пара при средней температуре, м³/с;

щ - скорость пара в аппарате, м/c. Принимаем щ = 4 м/с.

,

где T_ср - средняя температура в аппарате, К;

p_абс - абсолютное давление при средней температуре, кгс/см²;

М_d - мольная масса дистиллята, кг/моль.

Для расчета средней температуры определим средние концентрации жидкости:

.

Затем по графику (рис. 4) определяем соответствующие им концентрации пара ,

и температуры ^?С, ^?С.

Среднюю температуру определяем как

^?С,

Т_ср = 102,65 + 273 = 375,65 К.

Определяем мольную массу дистиллята:

М_d = 0,93·18 + 0,07·60 = 20,94 кг/моль.

Абсолютное давление определяем по таблице «Свойства насыщенного водяного пара в зависимости от температуры» при средней температуре 102,65^?С:

р_абс = 1,138 кгс/см².

м³/с.

Определяем диаметр аппарата:

м.

Рассчитав диаметр аппарата, выполним его чертеж.

Список использованной литературы

1. Айнштейн В.Г. «Общий курс процессов и аппаратов химической технологии: Учебник». В 2 т. / Айнштейн В.Г., Захаров М.К., Носов Г.А. - М.: Химия, 2000. - 1758с.

2. Антипов С.Т. «Машины и аппараты пищевых производств: Учебник для вузов». / Антипов С.Т., Кретов И.Т., Остриков А.Н. - М.: Высш. шк., 2001. - 680с.

3. Дытнерский Ю.И. «Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию». / Дытнерский Ю.И. - М.: Химия, 1983. - 272с.

4. Дытнерский Ю.И. «Процессы и аппараты химической технологии: Учебник для вузов». / Дытнерский Ю.И. - М.: Химия, 1995. - 368с.

5. Кавецкий Г.Д. «Процессы и аппараты пищевой технологии: Учебник для вузов». / Кавецкий Г.Д., Васильев Б.В. - М.: Колос, 1999. - 551с.

6. Лунин О.Г. «Теплообменные аппараты пищевых производств». / Лунин О.Г., Вельтищев В.Н. - М.: Агропромиздат, 1987. - 239с.

7. Мороз В.К. «Курсовое и дипломное проектирование по курсу «Эксплуатация оборудования предприятий пищевой промышленности». / Мороз В.К. - М.: Лёгкая и пищевая промышленность, 1984. - 200с.

8. Павлов К.Ф. «Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов»./ Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. - М.: ООО ТИД «Альянс», 2005. - 576с.