PROIECT DIMENSIONAREA SI CALCULUI UNEI INSTALATII DE SEPARARE PRIN DISTILARE A AMESTECULUI BINAR ETANOL-APA
TEMA PROIECTULUI Să se efectueze calculul şi dimensionarea unei instalatii de separare prin distilare a amestecului binar etanol-apă, având o capacitate de producţie de 45 l/h, cu o concentraţie iniţială de 6 % etanol în amestec, până la o concentraţie finală de 90 % etanol.
2
TEMA PROIECTULUI Să se efectueze calculul şi dimensionarea unei instalatii de separare prin distilare a amestecului binar etanol-apă, având o capacitate de producţie de 45 l/h, cu o concentraţie iniţială de 6 % etanol în amestec, până la o concentraţie finală de 90 % etanol.
2
CUPRINS
Memoriu justificativ ...............................................................................................pag. 4 I.1. Distilarea. Rectificarea ......................................................................................pag. 5 I.2. Echilibrul lichid- vapori .....................................................................................pag. 5 I.3. Metoda McCabe Thiele .....................................................................................pag. 8 I.4. Eficienţa talerelor- numǎrul de talere reale .......................................................pag. 8 I.5. Refluxul coloanei de distilare ................................................ ...........................................................................pag. ...........................pag. 9 I.6. Distilarea plǎmezilor fermentate .......................................................................pag. 9 I.7. Condensarea ......................................................................................................pag. 11 II.1. Tehnologia fabricarii alcoolului .......................................................................pag. 13 II.2. Schema tehnologica de obţinere a alcoolului...................................................pag. 14 II.3. Descrierea instalatiei.........................................................................................pag. 16 III.1.Date initiale de proiectare………………………… proiectare………………………………………………….....pag. ……………………….....pag. 17 III.2. Bilanţul de materiale pentru fermentator.........................................................pag 18 III.3. Coloana de distilare..........................................................................................pag.21 III.3.1. Bilanţul masic al colanei de distilare……………………………………….pag.25 distilare……………………………………….pag.25 III.3.2. Bilanţul termic al coloanei de distilare……………………………………...pag.25 III.3.3. Aflarea numarului de talere ...........................................................................pag. 29 III.4. Calculul de dimensionare al coloanei coloanei de distilare distilare ...........................................pag. 29 IV. Dimensionarea condensatorului………………………… condensatorului………………………………………………pag. ……………………pag. 34 IV.1. Calculul coeficientului total de transfer de căldură……………………….….pag. 35 V. Diagrama Sankey…………………………… Sankey………………………………………………………… …………………………………..pag. ……..pag. 41 VI.Bibliografie………………………………….……………..…… VI.Bibliografie……………………… ………….……………..…………………....pag. ……………....pag. 54
3
MEMORIU JUSTIFICATIV Acest proiect are drept scop rectificarea unui amestec binar de etanol-apă plecând de la o concentraţie de 6 % alcool în tescovină şi ajungând la concentraţia de 90 % în alcoolul brut. Pentru realizarea operaţiei de distilare în vederea obţinerii concentraţiei de 90 % alcool, am ales următoarele etape şi instalaţii de separare: •
de la 6% alcool în plămada fermentată până la 30% în instalaţia de distilare continuă tip INDIS 400;
•
de la concentraţia de 30 % la 90 %, separarea are loc într-o coloană de concentrare. Tescovina fermentată este introdusă pe la partea superioara a coloanei INDIS şi
este preîncălzită. Aburul se introduce pe la baza coloanei de distilare. Coloana de distilare este prevăzută cu talere, iar tescovina se scurge prin aceasta cu o viteză constantă, în contracurent cu aburul folosit în procesul de încălzire. Între coloana INDIS şi coloana de concentrare, avem un condensator pentru a transforma vaporii în lichid, fără ca acesta să fie subrăcit. Distilatul astfel obţinut va intra in coloana de concentrare la temperatura optimă, fără ca acesta să mai fie preîncălzit. Deoarece avem nevoie de a îmbogăţi compusul uşor volatil, o parte se refluxează în coloană pentru a ajunge la concentraţia dorită de alcool etilic. Pornind de la datele iniţiale de proiectare şi folosind formule găsite în literatura de specialitate, am dimensionat blaza, coloana şi condensatorul.
4
NOŢIUNI TEORETICE
I.1. Distilarea. Rectificarea Distilarea – operatia de separare a componentilor unui amestec omogen de lichide, pe baza diferentei de volatilitate a componentilor. Operatia de distilare este o operatie dubla, compusa din: 1.
Fier Fierbe bere reaa part partia iala la a ames ameste tecu culu lui; i;
2.
Conden densarea vapor porilor.
In rectificare, perechea de operatii ( fierbere – condensare ) se repeta de mai multe ori.
Rectificarea = distilarea repetata Separarea prin distilare este cu atat mai usoara si mai completa, cu cat diferenta dintre volatilitatile componentilor este mai mare ( cu cat raportul volatilitatilor este mai departat de unitate ). Separarea si conditiile separarii depind de relatiile dintre proprietatile fazei lichide si a fazei de vapori ale sistemului ( echilibrul lichid-vapori ).Alcoolul de tesc tescovi ovină nă este este o băut băutură ură alco alcool olic icăă obţi obţinu nută tă prin prin dist distil ilare areaa tesc tescov ovin inei ei după după faza faza de fermentaţie.
I.2. Echilibrul lichid - vapori Un lichid pur ( format dintr-o singură substanţă substanţă ) fierbe fierbe la temperatura temperatura la care presiunea de vapori a substanţei este egală cu presiunea sub care se face fierberea. Tempera Temperatur turaa rămâne rămâne neschi neschimba mbată tă în tim timpul pul fierbe fierberii rii dacă presiu presiunea nea este este menti mentinută nută constantă; compoziţia lichidului şi compoziţia vaporilor sunt identice şi nu variază în timpul fierberii. Într-un lichid format din mai multe substanţe ( mai mulţi componnţi ), fierberea începe când suma presiunilor parţiale ale componenţilor este egală cu presiunea sub care se face fierberea. Temperatura se schimbă ( creşte ) în timpul fierberii ( sub presiune
5
constantă ). Compoziţia lichidului este diferită cu excepţia compoziţiilor azeotrope de compoziţia vaporilor, aceştia fiind mai bogaţi în componentul sau componenţii mai volatili. Compoziţia lichidului şi compoziţia vaporilor variază în timp, îmbogăţindu-se în componentul sau componenţii mai greu volatili. Dimensionarea coloanelor cu talere, în sensul determinării numărului de talere reale necesare, se realizează prin două metode: - dimensionarea la echilibru, adică determinarea numărului de
echilibre, de talere teoretice, necesare realizării separării cerute. Numărul de talere reale se determină considerând abaterea exprimată ca eficientă a talerului sau eficienţa globală a coloanei; - dimensionarea pe baza cineticii transferului de masă, metodă care determină concentraţiile şi temperaturile de fierbere pe fiecare taler şi nemijlocit, numărul de talere reale N. Variante ale operatiei de distilare: o
Distilarea simpla;
o
Distilarea fractionata;
o
Antrenarea cu vapori;
o
Rectificarea;
o
Distilarea azeotropa;
o
Distilarea extractiva;
o
Distilarea adsorbtiva;
o
Distilarea moleculara.
Prin fierbere, un amestec lichid, omogen, multicomponent, degaja vapori. Datorita presiunilor de vapori diferite ale componentilor, compozitia fazei de vapori este diferita de compozitia fazei lichide din care provine. In timpul fierberii vaporii degajati sunt, in general, mai bogati in componenti usor volatili, faza lichida imbogatindu-se in componenti greu volatili.
6
In cazul unui amestec binar: in faza de vapori trece preponderent componentul cu temperatura de fierbere (TF) mai mica = componentul usor volatil Componentul cu TF mai mare = componentul greu volatil, se concentreaza preponderent in faza lichida. Vaporii scosi in afara spatiului de degajare si condensati intr-un condensator de suprafata = distilat. Lichidul nevaporizat din aparatul de fierbere = reziduu. Functie de gradul de separare a componentilor amestecului initial, de debitele de operare, de destinatia fractiilor separate: •
Distilare simpla (diferentiala);
•
Distilare extractiva;
•
Antrenare cu vapori;
•
Distilare moleculara;
•
Rectificare.
Rectificarea = distilare simpla repetata Se utilizeaza pentru separarea majoritatii amestecurilor total miscibile cu comportare ideala. Amestecurile azeotrope – pana la punctul de azeotropie – se supun si ele rectificarii Scopul rectificarii:
Obtinerea unor produse cat mai pure;
Obtinerea unor produse cat mai concentrate:
Separarea este cu atat mai completa cu cat numarul distilarilor si condensarilor este mai mare.
7
I.3. Metoda McCabe-Thiele Metoda grafică McCabe – Thiele (metoda simplificată de determinare a numărului de talere teoretice, din grupa tehnicilor de dimensionare de echilibru) pentru determinarea numărului de talere teoretice, necesare realizării unui anumit grad de separare într-o coloană de rectificare, utilizează diagrama de echilibru şi ecuaţiile dreptelor de operaţii. 1.
Se traseaza, la scara, curba de echilibru a amestecului binar care
trebuie separat; 2.
Se fixeaza pe abscisa punctele xW, xF si xD;
3.
Se traseaza linia de operare a zonei de concentrare, stiind ca
aceasta intersecteaza diagonala in punctul D de abscisa x = xD si are ordonata la origine y0 = xD/(R + 1); 4.
Se traseaza linia de operare a zonei de epuizare stiind ca aceasta
intersecteaza diagonala in punctul W de abscisa x = xW si ca cele doua drepte se intersecteaza intr-un punct de abscisa x = xF; 5.
Pornind din D se duce o paralela la axa x care intersecteaza curba
de echilibru in punctul (1), a carui abscisa, x1, da compozitia pe primul taler. 6.
Din (1) se coboara o verticala pana la linia de operare, fixand
punctul de coordonate (x1, y2) care da compozitia fazelor intre talerul (1) si talerul (2). 7.
Se continua constructia in trepte pana la depasirea punctului de
abscisa x = xW. 8.
Numarul punctelor de intersectie dintre liniile orizontale si curba
de echilibru = numarul talerelor teoretice ale coloanei pt. realizarea separarii impuse.
I.4.
Eficienţa talerelor - numărul talerelor reale
8
Se deosebesc trei noţiuni de eficienţă, care sunt următoarele: -
eficienţa globală care este egală cu raportul dintre numărul
talerelor ideale şi numărul talerelor reale u care se realizează separarea. Valoarea eficienţei globale variază între 60-90%; -
eficienţa talerului, exprimă raportul dintre îmbogăţirea vaporilor pe
talerul real şi îmbogăţirea vaporilor pe talerul ideal; -
eficienţa locală se referă la un punct oarecare de pe taler; se deduce
din considerarea transferului de masă.
I.5. Refluxul coloanei de rectificare Refluxul optim se găseşte între refluxul minim şi refluxul total. Este refluxul cel mai convenabil din punct de vedere economic, concretizat prin costul unei tone de produs, ca sumă a elementelor preţului de cost. În literatura de specialitate se prezintă calculul refluxului optim din punct de vedere economic.
I.6. Distilarea plămezilor fermentate Plămada fermentată este un amestec apos de diferite substanţe aflate în soluţie sau în suspensie, unele dintre ele fiind substanţe nefermentescibile provenite din materiile prime şi auxiliare, iar altele produse ale fermentaţiei alcoolice. Din materiile prime rămân în soluţie în plămada fermentată cantităţi mici de zahăr rezidual, dextrine nezaharificate, acizi organici, grăsimi, substanţe azotoase neasimilate de drojdie, săruri minerale, iar în suspensii coji şi proteine coagulate. În timpul fermentaţiei alcoolice se formează ca produse principale alcoolul etilic, şi dioxidul de carbon, iar ca produse secundare: aldehide, esteri, alcooli superiori, alcool metilic, glicerina ş.a. De asemenea, plămada fermentată mai conţine drojdii şi eventual microorganisme de contaminare.
9
Distilarea se realizează prin încălzirea până la fierbere şi fierberea plămezilor fermentate în instalaţii speciale, prin care alcoolul etilic şi alţi componenţi volatili trec în faza de vapori şi sunt apoi condensaţi prin răcire cu apa. Pentru a înţelege mai bine procesul de separare a alcoolului din plămadă prin distilare, se poate asimila plămada fermentată cu un amestec binar miscibil format din alcool etilic şi apă, având o concentraţie alcoolică egală cu a plămezii fermentat. Separarea alcoolului etilic din acest amestec se bazează pe diferenţa de volatilitate dintre acesta şi apă. Astfel, alcoolul etilic este mai volatil decât apa, având o temperatură de fierbere de 78,39°C, în timp ce temperatura de fierbere a apei este de 100°C la presiune atmosferică. Întrucât separarea componentelor din amestec prin distilare se face în ordinea volatilităţii lor, distilând mai întâi cei cu volatilitate mai ridicată, deci cu temperatura de fierbere mai scăzută, înseamnă că vaporii rezultaţi prin fierberea amestecului de alcool şi apă vor fi mai bogaţi în alcool etilic, iar amestecul supus distilării se va epuiza treptat în alcool. Pentru a obţine un produs cu un conţinut ridicat în alcool sunt necesare distilări repetate şi odată cu creşterea conţinutului în alcool al lichidului supus distilării se relaizează o concentrare din ce în ce mai redusă până în momentul în care se ajunge la aşa numitul punct azeotropic, din care nu se mai poate realiza în continuare o concentrare prin distilare. Pentru amestecul de alcool etilic şi apă, acest punct azeotropic corespunde unei concentraţii alcoolice de 97,17% vol. Din acest motiv, pe calea distilării repetate se poate obţine un alcool cu concentraţie maximă în alcool de 97,2% vol. În afară de alcool şi apă prin distilarea plămezii fermentate trec în distilat şi alte substanţe volatile conţinute, cum ar fi aldehide, esteri, alcooli superiori, acizi volatili, alcool metilic, ş.a. care îi conferă un gust şi un miros neplăcut, astfel încât se obţine aşa
10
numitul alcool brut, care trebuie purificat în continuare prin operaţia de rafinare. Reziduul fără alcool rezultat de la distilare este numit borhot.
I.7. Condensarea Ca operaţie, condensarea are un sens mai larg decât trecerea fazei vapori în fază lichidă, în condiţii izobar – izoterme. Condensarea industrială nu se limitează numai la schimbarea de fază, iar în cazul amestecurilor de vapori nu se menţine temperatura constantă în timpul schimbării de fază. Scopul operaţiei de condensare este trecerea fazei vapori în faza lichidă pentru îndepărtarea fazei de vapori din sistem. Cu faza vapori din sistem se elimină şi gazele necondensabile, ceea ce are importanţă în cazul operaţiilor efectuate sub depresiune. Transformarea vaporilor în lichid are drept scop recuperarea unor substanţe volatile, recuperarea vaporilor secundari, eliminarea vaporilor din anumite spaţii. Ţinându-se seama de schimbul de căldură care se stabileşte între vaporii ce condensează şi agentul de răcire folosit, condensarea poate fi realizată prin mai multe metode: -
condensare cu schimb direct de căldură – operaţia de condensare se
realizează prin barbotarea vaporilor în apa rece utilizată ca agent de răcire; -
condensare cu schimb indirect de căldură – operaţia de condensare
se realizează ca urmare a cedării căldurii de condensare a vaporilor printr-o suprafaţă, agentul de răcire. Aparatele în care se realizează condensarea se numesc condensatoare. Acestea se împart în două grupe după felul cum decurge condensarea şi răcirea vaporilor şi anume: - condensatoare de suprafaţă sau indirecte; - condensatoare de amestec sau directe.
11
În condensatoarele de suprafaţă transferul de căldură se realizează prin intermediul unei suprafeţe de schimb de căldură, într-un aparat de construcţia schimbătoarelor de căldură. În condensatoarele de amestec vaporii care trebuie condensaţi ajung în contact direct cu agentul care trebuie să preia căldura. Condensatoarele de amestec se utilizează în cazurile în care vaporii care trebuie să fie condensaţi nu au valoare industrială sau lichidul rezultat prin condensare nu este miscibil cu apa utilizată ca agent pentru preluarea căldurii şi se pot separa după condensare prin decantare lichid – lichid. Condensatoarele de suprafaţă sunt întrebuinţate în special în cazul în care se urmăreşte recuperarea lichidului obţinut prin condensare. Dacă vaporii care trebuie să fie condensaţi sunt formaţi din doi sau mai mulţi componenţi ( ex. alcool etilic – apă ) condensarea amestecului la presiune constantă nu se poate realiza la o temperatură unică, deoarece vor începe să acţioneze legile echilibrului lichid – vapori pentru amestecul respectiv. La început va condensa amestecul mai sărac în component volatil decât vaporii şi vaporii se vor îmbogăţi în component volatil. Avem o condensare parţială prin care se obţine condensat de altă compoziţie decât a vaporilor din care provin. Dacă se continuă condensarea pană se condensează toţi vaporii, se realizează o condensare totală şi dacă condensatul se colectează împreună, el are aceeaşi compoziţie cu vaporii din care a provenit. Condensarea parţială se aplică industrial la aparatele de distilare şi rectificare în industria spirtului şi a băuturilor, unde se urmăreşte obţinerea unui condensat mai sărac în component volatil care se întrebuinţează cu reflux extern în coloanele de rectificare.
12
II. Tehnologia fabricării alcoolului din tescovină Distilarea şi rectificarea îşi găsesc aplicaţii în industria fermentativă pentru obţinerea de băuturi alcoolice naturale tari şi a spirtului. În realizarea acestui proiect, am pornit de la tehnologia fabricării alcoolului din tescovină. Alcoolul de tescovină este o băutură alcoolică obţinută prin distilarea tescovinei după faza de fermentaţie.
Tescovina reprezintă subprodusul cu ponderea cantitativă dominantă existentă în industria vinicolă. Aceasta este constituită din resturile solide separate din: mustuiala nefermentată sau din vin, mustuiala fermentată, respectiv pieliţe, seminţe, resturi de ciorchini şi must. Tescovina rezultată de la prelucrarea strugurilor poate fi: tescovină dulce şi tescovină fermentată. Prima rezultă de la prelucrarea strugurilor albi, iar a doua de la vinificaţia în roşu. Din prelucrarea completă a tescovinei dulci se pot obţine: alcool din tescovină, seminţe(din care se pot extrage ulei şi tanin), tescovina epuizată şi tartrat de calciu(folosit la obţinerea acidului tartric). Tescovina dulce, rezultată de la prelucrarea strugurilor albi, este constituită din particule solide separate de mustuială prin presare, fiind alcătuită din pieliţe, seminţe, fracţiuni şi resturi ale ţesuturilor miezului. În principiu, tescovina conţine aceleaşi substanţe chimice ca şi strugurii, însă în proporţii diferite. Tescovina dulce conţine pe lângă pieliţe şi seminţe, şi o anumită cantitate de must, iar tescovina fermentată o cantitate relativ redusă de vin explicat prin procesul aplicat şi precipitatelor formate din tartraţi polifenoli, proteine, săruri minerale, substanţe pectice etc.
13
APĂ
TESCOVINĂ
DROJDIE RECEPŢIE
SPĂLARE SOLUŢIE DE DIFUZIE
PRESARE
FILTRARE SEMINŢE +PIELIŢE
SOLUŢIE ZAHARATĂ
FERMENTARE DISTILARE CO2 ALCOOL BRUT
II.1. Fig.1. Schemă tehnologică de fabricare a alcoolului din tescovină
14
II.2. Alegerea şi descrierea instalaţiei tehnologice de distilare
Pentru realizarea operaţiei de distilare în vederea obţinerii concentraţiei d e 95% etanol, plecând de la datele iniţiale de proiectare am ales următoarele etape şi instalaţii de separare: De la 6 % alcool în plamada fermentată până la 30 % - separarea are loc în instalaţia de distilare continuă tip INDIS 400(fig.4).; De la concentraţia de 30 % la 90 % - separarea are CC loc într-o coloană de concentrare;
O O
Ac 23oC D1=Ri+D2
C
Pf (6%) Pp 91,9oC 93,75 Ab C oC 125
O
I
L
N
O
D
A
I
N
S
o
Ar 18 C
Ri
O D C
D3=R+AB
A E E
D2(30%) 84,7oC
Ab125oC R
Abuzat 125oC
W2(1% )A 99,9oC R
E
15
R
Ac 23oC Ar 18oC
N N Ă T
o
Ă W1(1% ) 99,9oC
L N
AB(93%)78,27 o c Abuzat 125oC
Fig.3. Schema instalaţiei de distilare alese Plămada fermentată este introdusă pe la partea superioara a coloanei INDIS şi este preîncălzită. Aburul se introduce pe la baza coloanei de distilare. Coloana de distilare este prevăzută cu talere, iar plămada se scurge prin aceasta cu o viteză constantă, în contracurent cu aburul folosit în procesul de încălzire. Pe măsură ce coboară în coloană, plămada se epuizează în alcool, la baza acesteia se obţine epuizatul fără alcool numit borhot. În acelaşi timp, vaporii din coloana se concentrează treptat în alcool şi prin condensare cu componenţi mai puţin volatili, rezultă alcoolul brut care se captează în vârful coloanei de distilare sau plămadă. Acest alcool are o concentraţie de 30% masic.
Fig.4. Instalaţia INDIS 400
16
1-Coloană, 2-electromotor, 3-conducte de legătură, 4-blază, 5-deflegmator cu filtru, 6condensatoare, 7-pompă pentru materia primă, 8-racord alimentare abur, A-materia primă, B- apă, C- alcool, D-borhot epuizat.
Particularităţi constructive ale instalaţiei Coloana de distilare: - 18 talere conice şi clopot; - sistem de curăţire a talerelor- raclor metalic acţionat de axul central care se roteşte cu turaţie constantă de 1,57 rot/min Pompă de alimentare cu materie primă - cu piston cu debit variabil. Filtru cu inele ceramice (Rasching). Grup de condensatoare – schimbătoare de c ăldură tubulare
Caracteristici tehnice: Productivitate - 350-450 hl/24h; Tărie produs finit, alcool 25-30 %; Consum abur (1,2-2 bar) 800 kg/h; Consum apă ( 15o C) 6 m3/h; Putere instalată 1,87 kW; Motoreductor principal: tip M l12/RB 2357 10, clasa 3; - putere motor 0,33 CP; - raport transmisie 1,872 (i); Turaţia axului central 1,57 rot/min; Pompa de terci: tip DOFIN 125x60-1/100 F; - putere motor 1,5 kW; - debit la 30 Mca 0,1-4,32; Masa netă: 2765 kg; Dimensiuni de gabarit: - lungime 5500 mm; - lăţime 2600 mm; - înălţime 13400 mm.
Racorduri: - intrare abur Dn 1 5 mm; - intrare terci Dn 5 0 mm; - intrare apă în coloană Dn 15 mm; - intrare apă în condensator Dn 50 mm; - ieşire apă de la condensator Dn 65 mm; - intrare apă la filtru Dn 25 mm; - intrare apă la sifon Dn 25 mm; - orificii de descărcare Dn 100 mm; - ieşire produs finit Dn 50 mm. 17
III. Date iniţiale de proiectare 1. 2. 3.
Concentraţia iniţială a amestecului etanol-apă: c i = 6 % Concentraţia finală a etanolului:c f = 90 % Debitul de etanol obţinut în urma operaţiei de separare: G
v
= 450 hl/24h
III.1. Bilanţul de materiale pentru fermentător
Ac 23oC
V1=R 1+D1 R 1
Ar 18oC
F1 D1(30%) 84,7oC
o
6%;93,75 C
Abur uzat
Abur W(0.01) 97,65oC
Date iniţiale: 3
V D1 = 450 hl/24h = 0.00052 m /s =
45 000 * 10
-3
24 * 3 600
ρD1 = 818 kg/m3
18
3
= 0.00052 m /s
mD1 = ρD1 * VD1 = 0.00052 m3/s * 818 kg/m3 mD1=0,4253 kg/s xF1 = 6 % masic xD1 = 30 % masic xW1 = 0.01 % masic Determinarea concentraţiei componentului mai volatil exprimatǎ în fracţii molare în amestecul iniţial, distilat şi reziduu.
X F1
X F1 Met = XF1 Met
XD1
0.06
(1-X M
+
)
0.06
apa
46
X D1 D1 (1-X ) Met + M apa
=
46
=
X D1 M et
=
X W1
F1
=
X W1 M et
( 1 - 0.06 ) 18
+
0.20 46 0.3 46
0.0001 46 = = 0.00004 ( 1 - 0.0001 ) 0.0001 46 + 18
X W1 W (1- X 1 ) M et + M apa
mF1 = mD1 + mW1 = m D ⋅ x D1 + mW ⋅ x W 1 1
= 0.1434
( 1 - 0.3 ) + 18
Bilanţ de masă
m F 1 ⋅ x F 1
= 0.0242
1
mF1 . 0,06 = 0,4253 . 0,30 + mW1 . 0,0001 (mD1 + mW1) . 0,06 = 0,1275 + mW1 . 0,0001 19
(0,4253 . 0,06 ) + ( 0,06 . mW1)= 0,1275 + mW1 . 0,0001 0,0255 + 0,06m W1 = 0,1275 + 0,0001mW1 mW1 ( 0,06 – 0,0001 ) = 0,1275 – 0,0255 mW1 = 1,7028 kg/s mF1 = mD1 + mW1 = 0,4253 + 1,7028 = 2,1281 kg/s
a)Calculăm Q Q
= k × A × ∆t med
Q
=> A = k × ∆t
med
debitul de abur - 0,2083 kg/s=m Ab h”=2718 kj/kg pt 125°C (anexa 9) h’=525 kj/kg (anexa 9) Q = m Ab × (h”-h’) = 0,2083 × (2718-525)= 456,80 kW/s ∆T M = 125 − 99 ,9 = 25 ,1
b)Calculam α (pentru aburul ce circulă prin serpentină) 1
dint = 25 mm = 0,025 dext = 29 mm = 0,029 m δ = 0,004 m
Dint = 0,6m h = 0,025 m
125 C
⇒ pasul
= 939 kg/m
spirei (anexa 8)
ρ
abur
µ abur
=0,222·10 − Pa·s (anexa 8)
3
3
20
λ abur = 68,6·10 2 W/ (m·K) (anexa 8)
Gvabur =
v=
Re
mabur
2
π ⋅ d
=
=
939
ρ abur
4 ⋅ Gvabur
1
0,2083
=
0,00022 m 3 / s
4 ⋅ 0,00022
=
3,14 ⋅ (0,025)
int
ρ ⋅ v ⋅ d int µ
=
2
=
0,00088 0,00196
939 ⋅ 0,448 ⋅ 0,025 0,222 ⋅ 10 −3
=
=
0,448m / s
47372,97 - regim turbulent
g ⋅ r ⋅ ρ 2 ⋅ λ 3 α 1 = 0,943 4 µ ⋅ H (t − t p )
g = 0,142 m/s t p = 125-99,9 = 25,1oC r = 4230J/kgK H
⇒
lungimea spirei = 10m
α 1
= 0,943 ⋅ 4
α 1
= 0,943 ⋅ 4 = 93,67
α 1
0,142 ⋅ 4230 ⋅ 939 2 ⋅ 0,686 3 0, 222 ⋅10 −3 ⋅10 (125 − 25,1) 76997297
c)Calculam α (pentru distilatul ce circulă prin vas) 2
ρ amestec
µ amestec
30%
= 953 ,82, kg / m 3 (anexa 3)
= 0,677 ⋅10 3 Pa ⋅ s (anexa 6)
21
λ
=0,532 W/m·K (anexa 7)
amestec
c p (amestec 30%)=4170+2,9*t=4457,1 kj/kg·k (anexa 3) Gvamestec =
π ⋅ d 2 int =
=
ρ amestec
4 ⋅ Gvamestec
v=
α 2
m amestec
=
0,193 953 ,82
= 0,00020 m 3 / s
4 ⋅ 0,00020 3,14 ⋅ (0,025) 2
=
0,0008 0,00196
=
0,408m / s
Nu2 × λ 2 d ech
d ech
π ( Di 2 = π ( Di
Re 2
=
ρ
− de
2
)
+ de )
× v × d ech
µ amestec
=
=
3,14 (0,6 2
− 0,029
2
3,14 (0,6 + 0,029 )
)
=0,571 m
953,82 × 0,408 × 0,571 0,677 ×10 −3
= 32822 ,67 - regim turbulent
Nu pentru regim turbulent se calculeaza conform relaţiei: Nu 2
=
0,023 × Re 2
0,8
× Pr 2
n
unde n=0,4 pentru încălzire Pr = 2
c p
× µ
λ
=
4457 ,1×0,677 ×10
−3
0,532
=5,671
Nu 2 = 0,023 × 328226 ,79 0,8 × 5,671 0, 4 Nu =1191,54 2
α 2 =
1191 ,54 ×0,532 0,571
=1110,156
d)Calculam k
22
k =
1 93,67
+
1 0,004 17 ,5
+
1
=
1 0,0106
+ 0,00022 + 0,00090
1110 ,156
W/m2·K
e)Calculam aria A =
A
=
Q k × ∆t med 456 ,80 85 ,32 ×25 ,1
=
0,213 m 2
Lungimea unei spire l = π ⋅ d ech
= 3,14 ⋅ 0,5 = 1,57 m
III.2. Coloana de distilare
23
=
1 0,01172
=85,32
Ac 23oC V2=R 2+D2 R 2
Ar 18oC
F2 (30%) 84,7oC
D2(90%);78,27oC Abur uzat 120oC
Abur 120oC
W2(0.01%) 96,65oC
În aceastǎ coloanǎ de distilare se va separa amestecul etanol-apǎ care are următoarele caracteristici:
mF2 = mD1 = 0,4253 kg/s Ci2 = 30% masic Cf2 = 90 % masic Cw2 = 0,01 % masic Determinarea concentraţiei componentului mai volatil exprimatǎ în fracţii molare în amestecul iniţial, distilat şi reziduu.
24
xF2 xF = 2
x
Met F2
Met
XD2
0.3
46 = = ( F2) +1-x 0.3 ( 1 - 0.3 ) + M apa 46 18
XF2 Met
0.90 + ( 1 - 0.90 ) 46 18
Xw M et
=
2
2
+
( 1 - XW )
0.0001
2
46
M apa
Met
0.020 2 0.024
=
( 1 - 0.0001 ) +
= 0.1434
= 0.8416
0.0001 46
2
XW
0.0043 + 0.0444
0.90 46
= X D2 = D ( 1 - X 2) + Met Mapa
XW =
0.0065
=
0.0000022 0.05552
18
unde: Met – masa molecularǎ a etanolului; Mapǎ – masa molecularǎ a apei; x
- concentraţia în alcool etilic exprimata în fracţie de masǎ;
x F 2 - fracţia masicǎ a amestecului iniţial;
x D 2 – fracţia masică a distilatului; xW 2 – fracţia masică a rezidiului.
III.2.1. Bilanţul masic
mF2 = mD2 +mW2 m F 2 ⋅ x F 2
⇒
mD2 = mF2 - mW2
= m D ⋅ x D2 + mW ⋅ x W 2 2
2
0,4253 * 0,30 = ( mF2 – mW2 ) * 0,90 + mW2 * 0.0001 0,1275 = 0,3955 – mW2 * 0,90 + mW2 * 0,0001 25
= 0.00004
0,1275 – 0,3955 = - mW2 * 0,90 + mW2 * 0,0001 / ( -1 ) 0,3955 – 0,1275 = mW2 * 0,90 – mW2 * 0,0001 0,268 = mW2 ( 0,90 – 0,0001 ) 0,268 = mW2 * 0,9299 mw 2
=
0.268 0.9299
= 0.2882
mD2 = mF2 - mW2 = 0,4253 – 0,2882 = 0,1371 kg /s mD2 = 0,1371 kg/s
III.2.2. Bilanţul termic pentru coloana a II a Ah’’A + F2HF2 = HD + WHW +qR + Ah’A
A) Debitul de vapori în coloană mV = mD + mL mL = R . mD 93%
mD2 ( 0,1371) kg/s
100%
x
100 * 0.1371 X=
90
x = 0,1474 kg/s
B) Reflux: R = a . R min R min =
x D2 − y F 2 y F 2 − x F 2
26
Rmin = 0.8416 - 0.493 0.493 - 0.1434
=
0.3486 0.3496
= 0.9971
yF2 = 0,493 ( anexa V ) Se alege: a = 2 ⇒ R = 2 . 0,9971 = 1,9942 ≈ 2 kmol/kmol Gmapă = x – mD2 Gmapă = 0,1474 – 0,1371 = 0,0103 kg/s
mV = mD + mR mR = R . mD mD = 0.1474= 0.0032 kmol 46 2
n R 2 = a * nD2 n R 2 = 2 . 0,0032 = 0,0064 kmol MR2 = 0.90 * 46 + 0.06 *18 M
R2
= 42,78 + 1,08 = 43,86
mR2 = nR2 * MR2 = 0.0064 + 43,86 = 0,2807 mV = x + mR2 = 0,1474 + 0,2807 = 0,4281 kg/s
Căldura evacuată de apa de răcire q R
r D
= ( m D + m R )r D = mV ⋅ r D =
h
''
D
−
'
h D
h`D = 222 + 3,6 * 2 = 229,2 kj/kg h``D = 1147 + 17,6 * 2 = 1182,2 kj/kg r D = h’’D – h’D = 118,2 – 229,2 = 953 kj/kg qR = mV * r D = 0,4281 kg/s * 953 kJ/kg = 407,979kJ/s
27
Cantitatea apei de rǎcire a = (mD + mR ) a=
mv ⋅
r D c m (t 1
− t 2 )
r D C m (t 1 − t 2 )
mv = 0,4281 kg/s r D = 407,979 kJ/kg cm = 4182 . 10-3 kj/kg . K
t1 – t2 = 23 – 18 = 5 + 273 = 278 K a = 0.4281 kg/s * 4182 *407,979 10 -3 * 278 Kj/kg 407 1162.596 kj/kg
a = 0.4281 kg/s *
a = 0.1502 kg/s
Ecuaţia dreptei de concentrare y
=
R R + 1
⋅ x +
2 y= 2+1
1 R + 1
x+
⋅ x D
1 2+1
2
0.8416
y = 0.66x + 0.2805 y0 = 0,2805
Ecuaţia dreptei de epuizare y '
=
R + F ' R +1
⋅ x +
1 − F R +1
⋅ xW
În care F’ este numǎrul de kmol de lichid de alimentare pentru 1 kmol de distilat. Se calculeazǎ din ecuaţia de bilanţ de materiale. 28
XD2 XW2 F` = XF2 - - X W2
- 0.00004 = 0.8416 0.1434 - 0.00004
= 0,6982
Ecuaţia dreptei devine: 0,6982 x+ 1- 3
y` = 2 + 0,6982 3
* 0.00004
y` = 0,8994x – 0.000004
III.3.3. Numărul talerelor reale 8 Nr n t = 32 = Eg = 0.25
Alegem: Eg = 0.25
III.4. Calculul de dimensionare al coloanei a II a
Diametrul coloanei Debitul de vapori în colană: Gvvap =
mV ρ vap
Zona de concentrare: X`med
=
X F2 D2 2+ X = 0.1434 + 20.8416
y’med = R / R+1 * xmed + y0’ y`med = 0.66 * x`med + 0.2715 y`med = 0.66 * 0.479 + 0.2715 y`med = 0.58514 29
= 0.492
Zona de epuizare: x``med =
xF2 + xw 2 2
0.00004 = 0.1434 + 2
x`` med = 0.0719 y``med = 3.7958 * x``med – 0.000625 y``med = 3.7958 * 0,0719 – 0.000625 y``med = 0.2722
Temperaturi medii ale vaporilor: Pentru: y '' med = 0,58514 ⇒ T ' med =
78,27 + 84,7 2
= 81,48 + 273
T`med = 354,48 K y’’med = 0,2722
⇒
T’’med =
120
+
2
T’’med = 375,35 K
Masa molară medie a vaporilor M`med = y`med . 46 + ( 1 – y`med ) M`med = 0.58514 * 46 + ( 1 – 0.58514 ) M`med = 26,916 + 0.41486 M`med = 27,33 kg/kmol ρ`med = M`med * T0 / 22.4 * T`med ρ`med = 27,33 * 273 / 22.4 * 354,48 ρ`med = 0.9396 kg /m3 M``med = y``med * 46 + ( 1 – y``med ) M``med = 0.2722 * 46 + ( 1 – 0.2722 )
30
84 ,7
= 102,35 + 273
M``med = 12,5212 + 0.7278 M``med = 13,249 ρ``med = M``med * T0 / 22,4 * 375,35 ρ``med = 13,249 * 273 / 22.4 * 375.35 ρ``med = 0.4301 kg/m3
Densitatea medie a vaporilor în coloană: pvad
m
m
ed + p` ed = p`` 2
= 0.4301 +20.9423
= 0.6862kg/m
Temperatura la vârful coloanei la: xD2= 0.8607 Temperatura in blaza la: xW = 0,00004 Densitatea apei: ρ apa 120
o
C
ρ et 78, 27
= 942 ,9kg / m
= 774 ,5kg /
ρ lichid
=
ρ lichid
=
ρ apa
3
( anexa 8)
m 3 (anexa 5)
+ ρ et
2 942 ,9 + 774 ,5 2
= 858 ,7 kg /
m3
Viteza vaporilor în coloană
wo
=
C ⋅
ρ l ρ v
C = 0,032 în cazul talerelor cu sită
31
⇒
⇒
3
T1 = 78,27˚C ( anexa 4 )
T2 = 120ºC ( anexa 4 )
wo
= 0,032
Gv
=
Gv
=
D
=2
858 ,7 kg / m 3 0,6862 kg / m 3
= 0,032 ⋅ 35 ,37 = 1,1319
mv
ρ v 0,4281 kg / s 0,6862 kg / m
S o
π
=2
3
= 0,6238
0,552 3,14
m 3 / s
= 0,8366
m
= 836 ,6mm
Rezultǎ cǎ blaza este rezistenţǎ termicǎ. S o =
3 Gv m / s
wo m / s
=
0,6238 1,13
=
0,552m 2
Înălţimea coloanei Numărul real de talere este n = 8, din care avem : -
5 talere în zona de concentrare; 3 talere în zona de epuizare.
Ht = (n-1) . H’ nt n = Eg = 8 = 32 0.25
unde, eficienţa eg = 0,25 – 0,8; am ales eg=0,25.
Ht = ( 32 – 1 ) . 0,2 = 6,2 m unde: Ht = distanţa dintre talerul superior şi inferior; n – numărul de talere în coloană; H’ – distanţa dintre talere; nt – numărul de talere teoretice; Eg – eficienţa globală = 0,5. Se alege distanţa dintre talere H’ = 200mm
Calculul hidraulic al talerului sită
32
m / s
Se calculează rezistenţa hidraulică a talerului în partea superioară şi inferioară a coloanei cu ecuaţia :
∆ P = ∆ Pu + ∆ P σ + ∆ Pl
a) Partea superioară a coloanei Rezistenţa hidraulică a talerului uscat: ∆ Pu =
ξ ⋅
ξ =1,82
ϖ 1
=
2
- coeficient de rezistenţă a talerelor cu sită uscată
ϖ o ϕ
Sr
ϕ =
ϖ 21 ⋅ ρ vap
S
=
1,13 8
⋅100 =
= 0,14 m / s
0,08 S
⋅100 = 8
S
Sr = 0,08S w0 = 1.1319 m/s w1 - viteza vaporilor în orificiul talerului w1
= 0.1414 m/s
= 1.1319 8
∆ Pu = ξ ⋅
ϖ 21
''
⋅ ρ vap = 1,82 ⋅
2 ∆ Pu = 0,0122 Pa
(0,14) 2 2
⋅ 0,6862 kg / m
3
ΔPu = 0,0122 Pa Rezistenţa hidraulică datorită tensiunii superficiale ∆ P σ =
4σ d o
18 ,8 ⋅10
σ =
3
−
N / m
- tensiunea superficială a coloanei la temperatură medie
do = diametrul orificiilor talerelor do = 4 mm = 4 . 10-3m ∆ P σ =
4 ⋅ 18,8 ⋅ 10 −3 N / m −3
4 ⋅ 10 m
= 18,8 N / m
2
33
Rezistenţa stratului de lichid pe taler ∆ Pl = 1,3 ⋅ ρ l ⋅ g ⋅ ( K ⋅ h z +
h D
⋅
3
K )
hz = înălţimea plăcii deversoare hz = 30 . 10-3m hd = grosimea stratului de lichid asupra plăcii deversoare hd = 50 . 10-3 m 3
∆ Pl = 1,3 ⋅ 858 ,7 kg / m ⋅ 9,81 m / s
K =
ρ s ρ l
=
0,4kg / m 3 858 ,7 kg / m 3
⋅ (0,00046 ⋅ 30 ⋅10
−3
m + 50 ⋅10 −3 ⋅ 3 0,00046 m)
= 0,00046
3
ρ s = 0,4kg / m − densitatea
spumei
3
2
⋅ (0,0000138
3
2
⋅ 0,00387
∆ Pl = 1,3 ⋅ 858 ,7 kg / m ⋅ 9,81 m / s ∆ Pl = 1,3 ⋅ 858 ,7 kg / m ⋅ 9,81 m / s ∆ Pl = 42 ,38 kg / m ⋅ s
2
m
+ 0,0038
)
= 42 ,38 kg / m ⋅ s
2
2
∆ Pt = 0,0169 +18 ,8 + 42 ,38 = 61,19 Pa
b) Partea inferioară a coloanei: ∆ Pu =
ξ ⋅
ϖ 21 ⋅ ρ '' vap 2
= 1,82 ⋅
(0,14) 2 ⋅ 0,6862 2
ΔPu = 0.0122 Pa
∆ P σ =
4 ⋅120 ,5 ⋅10 −3 4 ⋅10 −3
120 ,5 ⋅10
σ =
3
−
= 120 ,5 Pa
N / m
∆ Pl = 1,3 ⋅ 858 ,7 kg /
m 3 ⋅ 9,81m / s 2 ⋅ (0,00046
⋅ 30 ⋅10
−3
+ 50 ⋅10
ΔPl = 42.38 Pa ΔPt =0.0122 + 42.38 + 120.5 = 162.8922 Pa
IV. Dimensionarea condensatorului
34
−3
3
0,00046
)
(B.M.): mv + mAr = mAruz + (mD + mR ) (B.T.): Qv + QAr = QAruz + (QD + QR ) mvh’’v + mAr C pAr TAr = mAruzCpAruzTAruz + (mD + mL)h’v mAr C pAr (Tf – Ti) = mv(h’’v – h’v) r D = h’’v – h’v = 1182,2 – 229,2 = 953 kJ/kg mv = 0,4281 kg/s C pAr = 4182 J/kg * K = 4182 * 10-3 kJ/kg. K ( tabelul 8 ) mAr = 1,63 kg/s mAr C pAr (Tf – Ti) = 1,63 * 4182 * 5 mAr C pAr (Tf – Ti) = 34107,75 J/s mAr C pAr Tf - mAr C pAr Ti = 33395,28 J/s 1,63 * 4182 * 23 – 1,63 * 4182 * 18 = 33995,28
IV.1. Calculul coeficientului total de transfer de căldură
∆T 1 = 78,27 −18 = 60,27 o C ∆T 2 = 78,27 − 23 = 55,27 o C
∆T 1 = 1,09 < 2 ∆T 2 ∆T = ∆T =
∆T 1 + ∆T 2 2 60 ,27
+ 55 ,27
2
= 57 ,77
o
C - temperatura medie a amestecului
a)Calculăm α vapori 1
dext = 0,05 m
35
δ = 0,002 m
dint = 0,05 – 0,004 = 0,046 m Dint = 0,4m h = 0,025 m
⇒
ρ amestec 93%, 78, 27 µ amestec
Gvvap =
mv
=
ρ vap
2
π ⋅ d
Re =
C
= 755 kg / cm
3
( anexa 5 )
= 0,648 ⋅10 −3 Pa ⋅ s (anexa 6 )
4 ⋅ Gv vap
v=
o
pasul spirei
0,4281 0,6862
= 0,6238 m 3 / s
4 ⋅ 0,6238
=
3,14 ⋅ (0,046)
int
ρ ⋅ v ⋅ d int
=
=
2
2,4952 0,0066
0,6862 ⋅ 378,06 ⋅ 0,046
µ
0,648 ⋅ 10 −3
=
378,06 m 3 / s
= 1841,595 ⇒ regim
laminar
Pentru condensarea în film pe ţevi verticale în regim laminar se utilizează forma lui Nu pentru regim laminar. α = 0,943 4
g ⋅ r ⋅ ρ 2 ⋅ λ 3 µ ⋅ H (t − t p )
g = 9,81 m/s t = 78,27 – 20 = 50,27oC r = 925280J/kgK ρ condensat 93%
= 760 kg / m 3
µ condensat 93%
= 0,648 ⋅10 −3 Pa ⋅ s
λ condensat
= 0,296 W /
H
⇒
93%
mK (
anexa 7 )
lungimea spirei = 10m
36
9,81 ⋅ 760 2 ⋅ 0,290 3 ⋅ 925280
α 1
= 0,943
α 1
= 0,943 ⋅ 289 ,73
α 1
= 273 ,22
⋅4
3
0,698 ⋅10 −
⋅10 (78 , 27 − 50 ,27 )
b) Calculul coeficientului parţial de transfer termic α al lichidului ce circulă prin vas 2
dech =
∆int − d int = 0,4 − 0,05 = 0,35 m
Gvapă =
v=
mapa ρ apa
4 ⋅ Gapa 2
π ⋅ d
Re =
=
0,0062 998
= 0,0000062 m 3 / s
4 ⋅ 0,0000062
=
3,14 ⋅ 0,1225
ech
ρ ⋅ v ⋅ d ech µ
=
=
0,000064m 3 / s
998 ⋅ 0,000064 ⋅ 0,35 1 ⋅ 10 −3
=
223,55
Cp ⋅ µ = 4190 ⋅1 ⋅10 −3 = 6,94 Pr = λ 0,603 apa
Nu = 0,008 . Re0,9 . Pr 0,43 Nu = 0,008 . (223,55)0,9 . (6,94)0,43 Nu = 0,008 . (49974,60)0,9 . 2,30 Nu = 0,008 . 16938,47 . 2,30 Nu = 311,66 α 2
=
Nu ⋅ λ apa d ech
⇒ α 2 =
311,66 ⋅ 0,603 0,35
=
536,95
Calculǎm coeficientul total de transfer termic : 1
K= 1 α 1
+
δ 1 + λ α 2
37
unde, - α 1 = coeficientul parţial de transfer termic prin convecţie de la fluidul cald la perete, (W/m2 × K); - α 2 = coeficientul parţial de transfer termic prin convecţie de la perete la fluidul rece, (W/ m2 × K); - δ = grosimea peretelui ţevii, (m); - λ = conductivitatea termica a materialului din care sunt construite ţevile (W/ m × K);
- λ = 46.5 W/m × K (conform anexei pentru oţel); - δ = 0.002 m (conform anexei pentru oţel);
k= 1 273 ,22
+
1 0,002
+
46 ,55
A =
1
=
1 0,0036
+ 0,000042 + 0,0018
536 ,95
Q k ⋅ ∆T M
=
129 ,73 181,81 ⋅ 57 ,77
= 0,0123 m
Lungimea unei spire l = π ⋅ d s = 3,14 ⋅ 0,3 = 0,94 m A
n = π ⋅ d
med
⋅ l
d med =(d +d )/2 i
e
d med =(0,05+0,048)/2 d med =0,049 n=1,338/(3,14·0,049·2) n=4 nr. de ţevi
38
2
=
1 0,0055
= 181 ,81
Prescurtări şi simboluri utilizate în calcule Notaţie
Material
Tescovină
T
Masa distilat
m D1
Densitarea distilatului
ρD1
Fracţia masicǎ a amestecului iniţial
X F1
Fracţia masică a distilatului
X D1
Fracţia masică a rezidiului
X W1
Coeficient total de transfer de cǎldurǎ, (W/ m2 × K);
K
Suprafaţa de transfer termic, (m 2) ;
A
Diferenţa medie de temperaturǎ, (˚C);
∆ T
Reziduu
W1
Coeficientul parţial de transfer termic prin convecţie de la fluidul cald la perete, (W/m 2 × K); α 1
Coeficientul parţial de transfer termic prin convecţie de la perete la fluidul rece, (W/ m 2 × K);
α 2
Grosimea peretelui ţevii, (m);
δ
Conductivitatea termica a materialului din care sunt
λ
39
construite ţevile (W/ m × K); Reynolds
Re
Nusselt
Nu
Prandtl
Pr
Distilat 25% alcool (vapori)
D1
Distilat 25% alcool (lichid)
D2
Reziduu (coloana de concentrare)
W2
Distilat 85% alcool (vapori)
D3
Alcool brut (85% alcool)
AB
Debitul volumic
GV
Inaltimea placii deversoare
hz
Coeficient de rezistenta
ξ
Aria libera a talerului
Sr
Tensiunea superficială
σ
Diametrul orificiilor talerelor
do
Inălţimea plăcii deversoare
hz
Inaltimea talerullui
H
Nr. de ţevi
n
Lungimea ţevii
l
Densitatea spumei
ρs
Caderea de presiune in spaiu neudat
ΔP
Aria libera a talerului Sr
Viteza vaporilor in orificiile talerului
W1
40
DIAGRAMA SANKEY PENTRU BILANT MASIC ALIMENTARE ABUR AMESTEC ET- APA DISTILARE
ETANOL
APA
ABUR
CONDENSARE
ETANOL
APA
RACIRE ETANOL
APA
REZERVOR
Anexa1 41
APA
42
Anexa 2
43
Anexa 3
Anexa 3
44
Anexa 4
Anexa 4
45
46
Anexa 4 (continuare)
47
Anexa 5
Densitatea soluţiilor alcool etilic – apă funcţie de concentraţie şi temperatură
Concentraţia Densitatea ρ, kg/m3, la temperatura t, ºC în alcool, % 0 10 20 30 40 masă
50
60
70
80
0
1000
999
998
996
994
988
983
978
972
10
985
984
982
979
975
971
964
957
951
20
976
973
969
964
959
953
947
939
932
30
965
960
954
948
941
935
927
918
910
40
949
942
935
928
920
912
903
894
885
50
929
922
914
906
898
889
880
871
862
60
907
899
891
883
874
865
856
846
837
70
884
876
868
859
850
841
831
822
812
80
860
852
844
836
826
817
807
797
787
90
835
827
818
809
800
791
781
772
762
95
822
813
804
796
786
777
767
760
748
100
806
798
789
781
772
763
754
744
735
48
Anexa 6
Vâscozitatea dinamică a soluţiilor alcool etilic – apă funcţie de concentraţie şi temperatură
Concentraţia Vâscozitatea dinamică η·103, Pa·s, la diferite temperaturi t, ºC în alcool, % 0 10 20 25 30 40 50 60 masic
70
10
3,215
2,162
1,548
1,328
1,153
0,896
0,725
0,602
0,509
20
5,275
3,235
2,168
1,808
1,539
1,144
0,896
0,728
0,606
30
6,900
4,095
2,670
2,203
1,849
1,353
1,038
0,826
0,677
40
7,150
4,355
2,867
2,374
1,941
1,455
1,116
0,887
0,724
45
7,010
4,310
2,867
2,387
2,007
1,478
1,138
0,902
0,736
50
6,625
4,174
2,832
2,368
2,001
1,475
1,136
0,904
0,739
60
5,715
3,787
2,642
2,232
1,906
1,426
1,109
0,887
0,727
70
4,720
3,268
2,369
2,025
1,744
1,328
1,044
0,841
0,696
80
3,648
2,663
1,998
1,738
1,519
1,181
0,950
0,778
0,648
90
2,691
2,048
1,601
1,422
1,270
1,022
0,835
0,695
0,589
100
1,776
1,480
1,221
1,101
0,997
0,824
0,695
0,590
0,506
49
Anexa 7
Conductivitatea termică a soluţiilor alcool etilic – apă funcţie de concentraţie şi temperatură
Concentraţia Conductivitatea termică λ, W/(m·k), la diferite temperaturi t, ºC în alcool, % 0 10 20 30 40 50 60 masic
80
5
–
0,502
0,565
0,582
0,594
0,607
0,623
–
10
0,504
0,523
0,536
0,553
0,565
0,578
0,590
0,636
20
0,447
0,473
0,483
0,497
0,507
0,515
0,528
0,579
30
0,401
0,426
0,434
0,444
0,447
0,457
0,460
0,532
40
0,348
0,384
0,389
0,389
0,394
0,397
0,402
0,482
50
0,293
0,343
0,343
0,347
0,347
0,347
0,347
0,423
60
0,251
0,305
0,305
0,301
0,301
0,301
0,297
0,381
70
0,215
0,272
0,267
0,264
0,259
0,255
0,251
0,346
80
0,190
0,243
0,238
0,230
0,226
0,217
0,213
0,319
90
0,196
0,217
0,209
0,201
0,191
0,184
0,175
0,290
100
0,159
0,191
0,180
0,172
0,159
0,151
0,138
0,174
50
Anexa 8
51
Anexa nr. 9
52
Concentraţia în alcool, % masă
Capacitatea termică masică cm (J/kgK), la diferite temperaturi t, ºC 0
20
30
40
50
60
70
80
5
4310
4230
4230
4230
4270
4270
4270
4270
10
4400
4270
4270
4270
4270
4310
4310
4310
20
4350
4310
4310
4310
4310
4310
4310
4310
Concentraţia în alcool, % masă
Capacitatea termică masică cm (J/kgK), la diferite temperaturi t, ºC 0
20
30
40
50
60
70
80
5
4310
4230
4230
4230
4270
4270
4270
4270
10
4400
4270
4270
4270
4270
4310
4310
4310
20
4350
4310
4310
4310
4310
4310
4310
4310
30
4170
4270
4270
4270
4400
4440
4480
4520
40
3940
4100
4100
4100
4190
4270
4350
4400
50
9640
3850
3850
3890
4020
4100
4230
4310
60
3350
3600
3600
3640
3850
3940
4100
4230
70
3140
3350
3350
3350
3680
3770
3940
4100
80
2810
3050
3100
3140
3220
3430
3640
3850
90
2550
2760
2810
2850
2930
3140
3350
3560
100
2260
2430
2510
2600
2720
2850
2970
3100
BIBLIOGRAFIE 53
