6.3. bilantul de materiale

7/31/2019 6.3. Bilantul de Materiale

1/41

Fig.19.Schema tehnologica a procesului de productie a bioetanoluluidin biomasa lignocelulozic [17]

55


2/41

6.3. Bilanul de materiale

Legend:Tabel 6.3.1. Semnificaia notaiilor ntlnite n schema tehnologic

Utilizm ca materie prim resturi din lemn de esen tare, avnd un debit de

alimentare de : 80 t/h

Compoziia materiei prime: - 23.8 % celuloz;

-12.1% hemiceluloz;

-14.5% lignin;

-0.7 % manan;

-0.4% araban;

-48.5 % umiditate;

Hidroliza se realizeaz utiliznd 42 SOH de concentraie 0.5 %, la o temperatur

de 190C i o presiune de 12.2 atm.

Purificarea se realieaza prin trecerea print-o coloan schimbatoare de ioni,

utiliznd ca efluent 3NH .

Neutralizarea se realizeaz utiliznd ca agent de neutralizare 2)(OHCa

Etapa SSCF are loc la o temperatura de 33C, presiune :1 atm , n prezena

celulazelor generate de enzima Zymomonas mobilis.

Celulazele transform 92% din hexoze i 85% din pentoze n alcool.

Notaie Semnificaie Notaie SemnificaieM1 Vas de amestecare SC3 Separator solid/lichidM2 Vas de amestecare M10 Vas de amestecareM3 Vas de amestecare SP1 Separator R1 Reactor de hidroliz E1 Schimbator de cldurF1 Dispozitiv de rcire instantanee M11 Vas de amestecareM4 Vas de amestecare M12 Vas de amestecareSC1 Separator solid/lichid SP2 Separator M5 Vas de amestecare a fractiei

lichide cu ap i amoniacR3 Reactor de fermentare a

zaharurilorR2 Coloan schimbatoare de ioni R4 Reactor de fermentare a materiei

nereacionateSC2 Separator solid/lichid M13 Vas de amestecareM6 Vas de amestecare SC4 Separator solid /lichidM7 Vas de amestecare E2 Schimbator de cldurM8 Vas de amestecare T1 Coloan de distilareR3 Reactor de neutralizare T2 Coloan de distilareM9 Vas de amestecare SC5 Separator solid /lichidR9 Reactor de preparare a gipsului

56


3/41


4/41

intermediari ieiteComponente M S8 S8 S9 S9 S13 S13 S12 S12

kg/kmol kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/hTotal efluent 5491.69 135495 5441.43 135495 3885.13 106924.33 1556.29 28571

Celuloza 162 117.53 19040 109.07 17669.12 109.07 17669.12 0 0

Hemiceluloz 132 73.33 9680 11 1452 11 1452 0 0Manan 162 3.46 560 0 0 0 0 0 0

Araban 132 2.42 320 0 0 0 0 0 0Lignina 150 77.33 11600 77.33 11600 77.33 11600 0 0

Glucoz 180 0 0 7.64 1375.11 7.64 1375.11 0 0Manoz 180 0 0 2.59 466.67 2.59 466.67 0 0

Arabinos 150 0 0 1.82 272.73 1.82 272.73 0 0

Xiloz 150 0 0 55 8250 55 8250 0 0Ap 18 5211.11 93800 5161.26 92902.62 3612.88 65031.83 1548.38 27871

acid sulfuric 98 2.76 270 2.76 270 2.48 243 0.28 27acid acetic 60 3.75 225 3.75 225 2.06 123.75 1.69 101

Furfural 96 0 0 7.94 762.18 1.98 190.55 5.95 572HMF 126 0 0 0.86 108.89 0.86 108.89 0 0

Celobioz 342 0 0 0.41 140.68 0.41 140.68 0 0

Total(In/Ie)

kg/h

135495

58


5/41

n etapa de pretratament celuloza i hemiceluloza sunt descompuse sub aciunea acidului sulfuric diluat , conform reaciilor prezentate ntabelul 6.2.1., rezultnd glucoz, celobioz i xiloz , alturi de ali produi de reacie (manoz, arabinoz, furfural, HMF). Acidul sulfuric ajut lasepararea ligninei i reduce cristalinitatea celulozei.

2. Etapa de detoxifiere

Tabel.6.3.3. Bilanul de materiale pentru etapa de detoxifiere

59


6/41

intrate

Componente M S13 S13 S18 S18 S17 S17 S14 S14kg/kmol kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h

Total efluent 3885.13 106924 7.02 119 1011.11 18200 3160.83 56895

Celuloz 162 109.07 17669 0 0 0 0 0 0Hemiceluloz 132 11 1452 0 0 0 0 0 0

Manan 162 0 0 0 0 0 0 0 0Araban 132 0 0 0 0 0 0 0 0

Lignina 150 77.33 11600 0 0 0 0 0 0Glucoz 180 7.64 1375 0 0 0 0 0 0Manos 180 2.59 467 0 0 0 0 0 0

Arabinos 150 1.82 273 0 0 0 0 0 0Xiloz 150 55 8250 0 0 0 0 0 0

Ap 18 3612.88 65032 0 0 1011.11 18200 3160.83 56895acid sulfuric 98 2.48 243 0 0 0 0 0 0

acid acetic 60 2.06 124 0 0 0 0 0 0

Furfural 96 1.98 191 0 0 0 0 0 0HMF 126 0.86 109 0 0 0 0 0 0

Celobioz 342 0.41 141 0 0 0 0 0 0amoniac 17 0 0 7.02 119 0 0 0 0

Total (In/Ie)kg/h

182139

intermediari ieiteComponente M S19 S19 S16 S16 S21 S21 S22 S22

kg/kmol kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h

Total efluent 7866.70 151418 197.40 30721 2347.01 42524 5519.69 108893Celuloz 162 0 0 109.07 17669 0 0 0 0

Hemiceluloz 132 0 0 11 1452 0 0 0 0Manan 162 0 0 0 0 0 0 0 0

Araban 132 0 0 0 0 0 0 0 0

Lignin 150 0 0 77.33 11600 0 0 0 0

Glucoz 180 7.64 1375 0 0 0 0 7.64 1375Manos 180 2.59 467 0 0 0 0 2.59 467

Arabinos 150 1.82 273 0 0 0 0 1.82 273

Xiloz 150 55 8250 0 0 0 0 55 8250

Ap 18 7784.82 140127 0 0 2335.45 42038 5449.38 98089acid sulfuric 98 2.48 243 0 0 2.48 243 0 0

acid acetic 60 2.06 124 0 0 2.06 124 0 0Furfural 96 1.98 191 0 0 0 0 1.98 191

HMF 126 0.86 109 0 0 0 0 0.86 109

Celobioz 342 0.41 141 0 0 0 0 0.41 141amoniac 17 7.02 119 0 0 7.02 119 0 0

Total (In/Ie)kg/h

182139

60


7/41

n aceast etap de detoxifiere, acidul sulfuric i acidul acetic sunt eliminate prin trecerea printr-un schimbtor de ioni, care la rndullui este curat utiliznd un flux de amoniac. Conform reciilor din tabelul 6.2.2 acizii sunt transformai n srurile corespunztoare. Acizii sunteliminai din sruri fiind separai din amestec mpreun cu apele reziduale.

3.Etapa adugrii de var i eliminarea gips-uluiTabelul.6.3.4. Bilanul de materiale pentru etapa de adugare de var i eliminare de gips

61


8/41

intrate

Componente M S22 S22 S23 S23 S25 S25 S27 S27 S30 S30

aburJP

aburJP

kg/kmol kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/hTotal efluent 5519.69 108893 0.87 85 1.84 136 38.89 700 0.97 95

Glucoza 180 7.64 1375 0 0 0 0 0 0 0 0

Manosa 180 2.59 467 0 0 0 0 0 0 0 0Arabinosa 150 1.82 273 0 0 0 0 0 0 0 0

Xiloza 150 55 8250 0 0 0 0 0 0 0 0Apa 18 5449.38 98089 0 0 0 0 38.89 700 0 0

acid sulfuric 98 0 0 0.867347 85 0 0 0 0 0.97 95

Furfural 96 1.98 191 0 0 0 0 0 0 0 0HMF 126 0.86 109 0 0 0 0 0 0 0 0

Celobioza 342 0.41 141 0 0 0 0 0 0 0 0var 74 0 0 0 0 1.84 136 0 0 0 0

gips 172 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

Total(In/Ie)

kg/h

109909

62


9/41

intermediariiesite

Componente M S31 S31 S32 S32 S34 S34 S33 S33

kg/kmol kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h

Total efluent 5562.25 109909 5560.41 109909 5558.58 109593 1.84 316Glucoza 180 7.64 1375 7.64 1375 7.64 1375 0 0

Manosa 180 2.59 467 2.59 467 2.59 467 0 0Arabinosa 150 1.82 273 1.82 273 1.82 273 0 0

Xiloza 150 55 8250 55 8250 55 8250 0 0

Apa 18 5488.27 98789 5488.27 98789 5488.27 98789 0 0acid sulfuric 98 1.84 180 0 0 0 0 0 0

Furfural 96 1.98 191 1.98 191 1.98 191 0 0

HMF 126 0.86 109 0.86 109 0.86 109 0 0Celobioza 342 0.41 141 0.41 141 0.41 141 0 0

var 74 1.84 136 0 0 0 0 0 0gips 172 0 0 1.84 316 0 0 1.84 316

Total(In/Ie)kg/h

10990963


10/41

n aceast etap amestecul lichid este reacidifiat prin adugarea treptat de acid sulfuric. Acidul sulfuric este necesar pentru hidroliza isolubilizarea componenilor, ns este toxic mai departe n etapa SSCF, de aceea trebuie eliminat. Eliminarea acidului se face conform reaciei dintabelul 6.2.3, prin adugarea de var transformnd astfel acidul n gips , acesta putnd fi eliminat mai uor.

4.Etapa SSCFTabel 6.3.5. Bilanul de materiale pentru etapa SSCF

64


11/41

intrateIntermediari

componente M S34 S34 S16 S16 S39 S39 S41 S41 S42 S42

kg/kmol kmol/h kg/h kmol/kg kg/h kmol/kg kg/h kmol/kg kg/h kmol/h kg/htotal efluent 5558.58 109593 197.40 30721 170.59 2900 - 38 141771

Celuloza 162 0 0 109.07 17669 0 0 0 0 109.07 17669Hemiceluloza 132 0 0 11 1452 0 0 0 0 11 1452

Lignina 150 0 0 77.33 11600 0 0 0 0 77.33 11600

Glucoza 180 7.64 1375 0 0 0 0 0 0 7.64 1375Manosa 180 2.59 467 0 0 0 0 0 0 2.59 467

Arabinosa 150 1.82 273 0 0 0 0 0 0 1.82 273Xiloza 150 55 8250 0 0 0 0 0 0 55 8250

Apa 18 5488.27 98789 0 0 0 0 0 0 5405.94 97307

acid acetic 60 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0Furfural 96 1.98 191 0 0 0 0 0 0 1.98 191

HMF 126 0.86 109 0 0 0 0 0 0 0.86 109Celobioza 342 0.41 141 0 0 0 0 0 0 0.41 141

amoniac 17 0 0 0 0 170.59 2900 0 0 170.59 2900

etanol 46 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0dioxid decarbon 44 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

produsisecundari - 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0Z.mobilis - 0 0 0 0 0 0 - 0.2 - 0

celulaze 60500 0 0 0 0 0 0 0.0006 38 0.0006 38Total( In/Ie)/

kg/h

143253

65


12/41

66


13/41

intermediari ieitecomponente M S47 S47 S36 S36 S48 S48 S50 S50

kg/kmol kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/htotal efluent 141771 82.32 1482 453.78 14827 126944

Celuloza 162 20.50 3322 0 0 0 0 20.50 3322

Hemiceluloza 132 11 1452 0 0 0 0 11 1452Lignina 150 77.33 11600 0 0 0 0 77.33 11600

Glucoza 180 0 0 0 0 0 0 0 0

Manosa 180 0 0 0 0 0 0 0 0Arabinosa 150 0 0 0 0 0 0 0 0

Xiloza 150 0 0 0 0 0 0 0 0Apa 18 5326.54 95878 82.32 1482 53.27 959 5273.27 94919

acid acetic 60 9.70 582 0 0 2.91 175 6.79 408Furfural 96 1.98 191 0 0 0 0 1.98 191

HMF 126 0.86 109 0 0 0 0 0.86 109

Celobioza 342 0 0 0 0 0 0 0 0amoniac 17 165.85 2819 0 0 140.97 2397 24.88 423

etanol 46 256.44 11796 0 0 2.56 118 253.88 11678dioxid decarbon 44 254.07 11179 0 0 254.07 11179 0 0

produsisecundari - 49.23 2805 0 0 0 0 49.23 2805Z.mobilis - - 0 0 0 0 0 - 0

celulaze 60500 0.0006 38 0 0 0 0 0.0006 38Total( In/Ie)

kg/h

143253

67


14/41

n aceast etap restul celulozic i celobioza sunt transformate n glucoz, care la rndul ei este transformat impreun cu xiloza, subaciunea celulazelor n etanol, dioxid de cabon, dup cum arat reaciile prezentate n tabelele 6.2.4., 6.2.5 i 6.2.6.5.Etapa de distilare

Tabel 6.3.6..Bilanul de materiale pentru etapa de distilare

intrate Intermediar ieite

componente M S50 S50 S52 S52 S51 S51 S53 S53 S54 S54kg/kmol kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h

total efluent 126930 59532 67398 2536.02 46025 374 13507Celuloza 162 20.50 3322 0 0 20.50 3322 0 0 0 0

Hemiceluloza 132 11.00 1452 0 0 11 1452 0 0 0 0

Lignina 150 77.33 11600 0 0 77.33 11600 0 0 0 0Apa 18 5272 94905 2636 47452 2636 47452 2504.43 45080 131.81 2373

acid acetic 60 6.79 408 2.38 143 4.42 265 2.38 143 0.00 0Furfural 96 1.98 191 0 0 1.98 191 0 0 0 0

HMF 126 0.86 109 0 0 0.86 109 0 0 0 0

amoniac 17 24.88 423 19 317 6.22 10618.6

6 317 0 0

etanol 46 253.88 11678 252.61 11620 1.27 5810.5

6 486242.

05 11134

produsisecundari - 49.23 2805 0 0 49.23 2805 0 0 0 0Z.mobilis - - 0.2165 - 0 - 0.2165 0 0 0 0

celuloza 60500 0.0006 38 0 0 0.0006 38 0 0 0 0

total (In/Ie)kg/h 126930 126930

68


15/41

n aceast etap emestecul obinut n etapa SSCF este trecut prin dou coloane de distilare. Din prima coloana se obine un amestec binaretanol-ap ce conine 19% etanol i 80% ap cu mici urme de amoniac i acid acetic. Acest amestec este introdus intr-o a doua coloana de distilareobnndu-se n final un amestec etanol-ap (82% etanol i 18% ap).

6.3.2. Bilanul total de materiale

1.Bilanul total al materialelor intrate n procesTabel 6.3.7.Bilanul total de materiale intrate

componente M S1 S2 S4 S5 S7 S18 S17 S14 S23 S25 S27 S30 S39 S41

aburJP

aburIP

aburJP

kg/kmol kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h

total efluent 80000 9000 270 24225 22000 119 18200 56895 85 135.9 700 95 2900 38.217celuloz 162 19040

hemiceluloz 132 9680manan 162 560

araban 132 320

lignin 150 11600ap 18 38800 9000 24000 22000 18200 56895 700

acid sulfuric 98 270 85 95

acid acetic 60 225Zymomonas m. - 0.217

celulaze 60500 38amoniac 17 119.4 2900

var 74 136Total intrat 214664

69


16/41

3. Bilanul total al materialelor ieite din proces

Tabel 6.3.7. Bilanul total al materialelor ieite

Componente M S12 S21 S33 S36 S48 S51 S53 S54kg/kmol kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h

Total efluent 28571 42524 316 1482 14841 67398 46025 13507

celuloza 162 3322hemiceluloza 132 1452

lignina 150 11600apa 18 27871 42038 1482 959 47452 45080 2373

acid sulfuric 98 27 243 0

acid acetic 60 101 124 175 265 143furfural 96 572 191

HMF 126 109dioxid de carbon 44 11179 0

etanol 46 131 58 486 11134

Zymomonas - 0.2165celulaze 60500 38

amoniac 17 119 2397 106 317gips 172 316 0

produsi secundari - 2805Total iesite 214664

70


17/41

6.3.Consumuri specifice.Costuri specifice

n urma efecturii bilanului total de materiale, am obinut un flux de etanol, FEt=13507 kg/h. Opernd 8000 de ore ntr-un an vom obine o producie anual de : 108056tone/an.

Tabel:6.3.1. Consumuri specifice i costuri specifice pentru producia bioetanolului din materiilignocelulozice

Tabel 6.3.2. Producii specifice pentru producia bioetanolului din materii lignocelulozice

Instalaia propus produce n medie 133.73 milioane l etanol/an, funcionnd

8000 ore pe an. Fluxul de materie prim introdus n instalaie este de 80 t/an. n urma

calculului economic s-a obinut un cost total de 0.56 /l etanol, lund n considerare

costul echipamentelor, costul materiei prime, costul substanelor chimice folosite si al

celulazelor, precum i al altor cheltuieli diverse. Costul echipamentelor include costul

aburului i al apei de rcire, iar cheltuielile diverse includ costul electricitii, cheltuieli

generale i administative pecum i salariile angajailor.[17]

n tabelul 6.3.3.sunt estimate preurile pentru fiecare component intrat n

costul de producie:

6.3.3.Preul componentelor intrate n producie

n Anexa 5 prezint mprirea costului total de fabricaie a bioetanolului pefiecare etap a procesului tehnologic.

71


18/41

6.5.Dimensionare utilaje

6.5.1.Predimensionare fermentator

n urma efecturii bilanului matematic obinem o valoare de 11796 kg/h pentru

debitul de etanol care iese din fermentator. Avem o productivitate a instalaiei de 8 kg

etanol/m3*h.

Volumul necesar fermentatorului este de : V fermentator= 1475 m3.

Deoarece avem nevoie de un fermentator cu volumul foarte mare, ne propunem

utilizarea a 4 fermentatoare care vor funciona n paralele pentru care propunem un grad

de umplere de 85%. Fiecare fermentator utilizat are 452 m3, sunt cilindrice i au

urmtoarele caracteristici dimensionale:

Diametrul : 6 m;

nlimea : 16 m;

Aria: 28.3 m;

Volumul: 452 m3.

n fiecare din cele 4 fermentatoare temperature masei de reaciei trebuie

meninut constant, la valoare 33 C. Din acest motiv fermentatoarele sunt prevazute cu

o serpentin.

a) Dimensionarea serpentinei

Pentru a putea dimensiona serpentina avem nevoie s cunoatem cantitatea de

cldur ce trebuie ndeprtat.

Cldura de fermentare: -234 kJ/mol;

Gucoza reacionat: 32.06 kmol/h.

Cldura degajat n urma fermentrii este de 2083575 w. Avnd 4 fermentatoare

cldura pentru un singur fermentator va fi 520894 w.

Temperatura masei de reacie trebuie meninut la valoarea constant T = 33C.

Temperatura apei de rcire este Tr,i = 20C la intrarea n serpentin i Tr,e = 30C la

ieirea din serpentin.

Diferena medie de temperatur se calculeaz cu formula (1).

72


19/41

tmed = (tmax tmin) / ln (tmax / tmin) (1)

unde: tmax = diferena maxim de temperatur ntre cele dou fluide =13C

tmin = diferena minim de temperatur ntre cele dou fluide = 3C.

n urma calculului obinem pentru tmed valoarea 6.82 C.

Suprafaa de transfer termic s-a calculat cu urmtoarea formul (20) [18]

S = Q / (K tmed) (2)

unde :K-coeficientul de transfer termic, pe care l propunem: K=1000W/m2C.

s-a obinut o suprafa de transfer termic S = 306.4 m2.

Caracteristicile serpentinei:

Diametrul serpentinei (d): 5.5 m

Diametrul exterior al evii (de): 10 cm;

Diamentrul interior al evii (di): 9cm;

Lungimea necesar a serpentinei (L) se calculeaz cu relaia (3), i este de 976

m;

L = S / ( de) (3)Numrul de bucle al serpentinei (Nb) se calculeaz cu relaia (4) i obinem 60

bucle complete;

Nb = L / ( d) (4)

Atunci putem considera c lungimea serpentinei pentru 60 de bucle complete

este de 1036 m .

Aria serpentinei (As) se calculeaz cu relaia (5), obinnd valoarea 325 m2.

As = 60 2 d de (5)

Aria interioar a evii (Ai) , se calculeaz cu relaia (6), i obtinem valoarea 0.64

dm2.

73


20/41

Ai = ( di2) / 4 (6)

Mai departe utiliznd relaia (7), calculm debitul apei de rcire care circul prin

serpentin. n urma calculului am obinut Da= 49.85 kg/s.

Da = Q / c t (7)

unde: c = 4.18 kJ/kgC;

t = 10C.

Viteza apei n serpentin s-a calculat cu relaia (8), i s-a obinut va= 7.8 m/s.

va = Da / Ai (8)

Viteza soluiei din fermentator s-a stabilit a fi vs=3m/s.

n urmtoarea etapa vom verifica valoarea coeficientului de transfer termic (K).Vom folosi pentru calcul relaia (9) deoarece raportul dintre cele dou diametre ale

evii , de/di, este mai mic dect 1.5. [19]

k = 1 / (1/i + p/2p + 1/e) (9)

unde: i = coeficientul de convecie a agentului termic n interiorul evii,

W/m2C;

e = coeficientul de convecie a soluiei n exteriorul evii, W/m2C;

p = grosimea evii, m;

p = conductivitatea termic a evii de oel, W/mC

Grosimea evii este p = 0.01 m i conductivitatea termic a evii de oel este p =

46.5 W/mC.

Pentru calculul coeficieniilor de convecie se utilizeaz relaia (10). [19]

74


21/41

= Nu ( / d) (10)

unde: i = conductivitatea termic a lichidului, W/mC;

d = diametrul tevii, m;

Conductivitatea termic a apei de rcire din interiorul evii, la 25C, este a =

0.62 W/mC i conductivitatea termic a soluiei din fermentator, la33C, este sol =

0.62W/mC.

Criteriul Nusselt se calculeaz cu relaia (11) .[19]

Nu = 0.021 Re0.8 Pr0.43 (11).

Criteriul Prandtl pentru ap este Pra = 5.42 i pentru soluie Prsol = 3.9. [20]

Criteriul Prandtl se gasete tabelat, fiind calculat cu relaia (12).

pc=Pr (13)

Unde: -viscozitatea dinamic, ]/[ 2msN ;

cp-cldura specific la presiune constant, ]/[ CKgJ ;

-conductivitatea termic, ]/[ CmW ;

Criteriul Reynolds pentru apa care curge prin eava de diametru di = 0.09m cu

viscozitatea cinematic a = 0.9*10-6m2/s la 30C i viteza de curgere va = 7.8m/s este

dat de relaoa (14). [20]

Rea = (va di) / a (14)

Obinem Re= 783932.

riteriul Reynolds pentru suprafaa exterioar a evii de diametru d e = 0.1m, cu

viscozitatea cinematic sol = 6.5 10-6m2/s la temperatura de 33Ci viteza vsol = 3m/s

este dat de relaia (15). [20]

Resol = (vsol de) / sol (15)

Obinem Re=76923.

Cu datele obinute mai sus am calculat mai departe coeficienii de convecie

pentru cele dou lichide, folosind relaia (10). Am obtinut urmtoarele valori:

75


22/41

i = 15539 W/mC, pentru apa de rcire din interiorul evii;

e = 1281W/mC, pentru soluia din experiorul evii.

Mai departe calculm coeficientul de transfer termic (K) cu relaia (9) i obinem

valoarea 1050 W/m2C.Valoarea calculat este foarte apropiat de valoarea propus

K=1000 W/m2C.

In figura. Anexa 3 este prezentat schia unui fementator.

76


23/41

6.5.2. Dimensionarea coloanei de rectificare folosit la distilarea

amestecului binar ap-etanol

Introducem n coloana de distilare un debit de alimentare cu valoarea: F=16.54

kg/s. Amestecul are urmatoarea compoziie: x1,F =0.19 (etanol), x2,F=0.81

(ap).Temperatura de alimentare a mestecului este : t1,F 111C, iar presiunea de

alimentare este de pF=1.77 atm.

n Tabelul 6.5.1. vor fi prezentate proprietile fizice ale amestecului, acestea au

fost calculate cu programul Simulis Calculator, n funcie de temperatura , presiunea i

compoziia amestecului.

Tabelul 6.5.1. Proprietile fizice ale amestecului

n Tabelul 6.5.2. sunt prezentate condiiile de operare pentru coloana derectificare.

Tabel 6.5.2 Condiiile de operare

77


24/41

6.5.2.1. Diagrama de echilibru i Diagrama de fierbere

n Tabelul 6.5.3 sunt prezentate datele echilibrului lichid vapori. Avem Tr-

temperatura de rou, Tf- temperatura de fierbere, x1-compoziia componentului uor

volatil n faz lichid, x2- compoziia componentului greu volatil n faz lichid, y1-

compoziia componentului uor volatil n faz de vapori, y2 -compoziia componentului

greu volatil n faz de vapori , iar volatilitatea relativ.

Tr, Tf, au fost calculate cu ajutorul programului Simulis Calculator.

Volatilitatea relativ a fost calculat cu relaia (1) :

2

1

K

K= (1) unde : K1-constanta de echilibru pentru componentul 1

K2- constanta de echilibru pentru componentul 2

Constantele de echilibru K1 i K2 a fost calculate de asemenea prin intermediul

programului Simulis Calculator

Compoziia componentului uor volatil n faz de vapori (y1) a fost calculat cu

Ecuaia lui Fenske [21], dat de relaia (2) :

x

xy

)1(1 +=

(2) unde : -volatiltatea relativ

x- compoziia componentului uor volatil n fazlichid

Tabel 6.5.3. Echilibrul lichid-vapori

78


25/41

Cu datele prezentate n tabelul Tabel 6.5.3 au fost construite Diagrama de

echilibru (Figura 6.5.1.a) i Diagrama de fierbere ( Figura 6.5.1.b ).

Diagrama de echilibru red: -reprezentarea grafic a compoziia

componentului uor volatil n faz de vapori (y1) funcie de compoziia componentului

uor volatil n faz lichid(x1).Pe acelai grafic se reprezint ddiagonala de echilibru.

Diagrama de fierbere red: - reprezentarea grafic a Temperaturii de fierbere

(Tf) funcie de compoziia componentului uor volatil n faz lichid (x1) ;

- reprezentarea grafic a Temperaturii de rou

funcie de compoziia componentului uor volatil n faz de vapori (y1).

79


26/41


27/41

6.5.2.2. Starea termic a alimentrii

Starea termic a alimentrii (q) se calculeaz cu relaia (3) [22]:

'''

''

ff

ff

HHHHq

=(3) unde : ''fH -entalpia vaporilor;

'fH -entalpia amestecului la punctul de fierbere;

fH -entalpia amestecului la alimentare.Valoriile entalpiilor au fost calculate cu programul Simulis Calculator i sunt

prezentate n Tabelul 6.5.4. ,alturi de valoarea strii termice a alimentrii.

Tabelul 6.5.4. Starea termic a alimentrii

6.5.2.3. Parametrii limit ai separrii

a) Trasarea liniilor verticale

Se calculeaz refluxul minim folosind relaia (4):

FD

FD

xx

yy

R

=min ( 4)

n Tabelul 6.5.5. sunt prezentate datele necesare pentru trasarea liniilor D,F,W,

dreapta q, i dreapta de operare pentru refluxul minim.

-linia D trasat pe diagrama de echilibru unete punctul xD cu diagonala de

echilibru;

-linia F trasat pe diagrama de echilibru unete punctul xF cu diagonala de

echilibru;

-linia W trasat pe diagrama de echilibru unete punctul xW cu diagonala

de echilibru;

- dreapta q, se cunosc coordonatele din xL1, si xL2 (q=1, panta

infinit)yL1=xL1 iar yL2 se calculeaza cu relaia (2) pentru x=xL2;

-dreapta de operare, se cunosc : xL1=x1D, yL1=x1D iar xL2,yL2 sunt aceleai ca pentru dreapta q.

81


28/41

Tabel. 6.5.5.Date pentru construirea liniilor verticale

n Figura 6.5.2. sunt reprezentate pe diagrama de echilibru liniile verticale i

dreapta de operare pentru refluxul minim.

Figura 6.5.2. Reprezentarea grafic a liniilor verticale

b) Trasarea numrului minim de talere

Numrul minim de talere este un parametru ce caracterizeaz separarea

amestecului multicomponent, n funcie de componenii cheie, n cazul unei operri

limit la reflux total.

82


29/41

Se aplic pentru fiecare taler relaia lui Fenske considernd ca y1=xD i x1=y2,

pn cnd xL2 va deveni mai mic sau egal cu xW.

Tabelul 6.5.6, conine coordonatele numrului minim de talere.

Tabel. 6.5.6. Coordonatele numrului minim de talere

n Figura 6.5.3.au fost reprezentate grafic numrul minim de talere.

Figura 6.5.3. Numrul minim de talere

83


30/41

6.5.2.4. Parametrii separrii

a) Determinarea refluxului optim, i a debitului molar de lichid i vapori

zona de coordonare i respectiv zona de stripare.

Cunoscndu-se refluxul minim (Rmin) i numrul minim de talere putem calcula

mai departe refluxul optim (Roptim), se calculeaz cu relaia (5).

min

minmin 192.01(

R

NRRoptim += (5)

n urma calculului matematic am obinut Roptim= 2.27.

n continuare cunoscnd refluxul optim i debitul molar de distilat calculm

debitul de lichid n zona de concentrare, folosind relaia (6).

DRoptimL = (6)

Efectund calculul matematic am obinut un debit de lichid n zona de

concentrare este de

0.42 kmol/s.

Cunoscnd debitul de lichid din zona de concentrare vom calcula debitul de

vapori din zona de concentrare , utiliznd relaia (7).

DRDLV optim )1( +=+= (7)

Obinem un debit de vapori n zona de concentrare, V= 0.61 kmol/s

Mai departe vom calcula debitul de lichid n zona de stripare (L) i debitul de

vapori n zona de stripare (V). Pentru calculul lui L utilizm relaia ( 8), iar pentru

calculul lui V se face utiliznd relaia (9).

qFLL +=' (8)

FqVV )1(' = (9)

unde : q-starea termic a alimentrii (q=1, n urma calculului efectuat mai sus).

Obinem pentru debitul de lichid i respectiv debitul de vapori din zona de

stripare, urmtoarele valori: L=1.26 kmol/s i V=0.61kmol/s.

84


31/41

b) Determinarea ecuaiei dreptei de operare pentru fiecare zon n parte

Ecuaia dreptei de operare pentru zona de concentrare este data de relaia (10).

[23]

(10)

Ecuaia dreptei de operare pentru zona de stripare este dat de relaia (11).[23]

(11)

De asemenea n ecuaiile (12) , (13a ) i respectiv (13b) sunt prezentate ecuaiile

dreptei q i respectiv cele dou forme pentru ecuaia curbei de echilibru.

(12)

(13a )

(13b)

c) determinarea coordonatelor talerelor teoretice

Numrul de talere teoretice se determin similar ca n metoda precedent

ncepnd cu primul taler, se aplic pe rnd relaia de echilibru i de operare pentru

calculul concentraiilor de pe taler pn cnd xL2XF, apoi se trece la zona de stripare ise repet procedura.

85


32/41

n Tabelul 6.5.7.a sunt prezentate coordonatele talerelor teoretice calculate

pentru zona de concentrare, iar n Tabelul 6.5.7.b sunt reprezentate talerele teoretice

pentru zona de stripare.

Tabel 6.5.7.a. Coordonatele talerelor teoretice n zona de concentrare

86


33/41


34/41

6.5.2.5. Calculul eficienei separrii

a) calculul coordonatelor curbei de cinetice

Pentru finalizarea proiectrii coloanei de separare trebuie ns determinatenumrul real de talere. Dac pe taler s-ar atinge concentraiile de echilibru atunci el ar

putea fi considerat teoretic. De obicei funcionarea unui taler real este caracterizat de un

coeficient E numit eficiena talerului. Determinarea eficienei se realizeaz prin

consideraii la transferul de mas. n lucrarea data pentru a simplifica calculele, eficiena

s-a considerat egal cu 0,8. Dac se cunoate E se poate trasa curba cinetic, yn

reprezentnd concentraia real pe talerul n a componentului uor volatil n faza de

vapori.n Tabelul 6.5.8 sunt redate coordonatele curbei cinetice.Unde yn este dedus din

relaia (14), yn* se calculeaz utiliznd relaia (13a), iar y n+1 se calculeaz utiliznd

relaia (10) pentru zona de concentrare, respectiv relaia (11) pentru zona de stripare.

1

1

* +

+

=nn

nn

yy

yyE (14)

Tabelul 6.5.8.Coordonatele curbei cinetice

88


35/41

b) trasarea curbei cinetice

Cu ajutorul datelor prezentate n tabelul precedent vom trasa curba cinetic ,reprezentnd yn in functie de xn.

Figura 6.5.5 red reprezentarea grafic a curbei cinetice pe diagrama de

echilibru.

Figura 6.5.5. Curba cinetic

c) calculul coordonatelor talerelor reale

Valorile coordonatelor talerelor reale sunt redate n Tabelul 6.5.9.b pentru zona deconcentrare i n Tabelul 6.5.9.a pentru zona de stripare.

Pentru zona de concentrare s-au stabilit valorile xL1, yL1 i yL2 ca fiind simialare cu

cele calculate pentru talerele teoretice (pentru talerul 1). Pentru a calcula valoarea xL2 pentru

fiecare taler se utilizeaz funcia Goal SeekdinExcel. Pentru a putea face acest calcul avem

nevoie de valoarea lui yn care se calculeaz cu relaia (15).

+++

+=+= ++ DnDnnnnn xVD

xV

L

x

x

ExV

D

xV

L

yyEyy )1(1)( 1*

1

(15)

89


36/41

Pentru calculul lui yL2 pe cealalt latur a talerului se utilizeaz aceeaiprocedur ca la talerele teoretice (din ecuaia dreptei de operare). Se continu procedurapn cnd xL1~xF.

Pentru zona de stripare, se stabilesc coordonatele pentru xL1, yL1 i xL2 iarpentru yL2 se utilizeaz relatia (16).

++

=+= ++ wnwnnnnn x

V

Wx

V

L

x

xEx

V

Wx

V

LyyEyy

')1(1)(

'

'

''

'

1

*

1

(16)

Pentru calculul lui xL2 pe cealalt latur a talerului se utilizeaz aceeaiprocedur ca i la talerele teoretice ( din ecuaia dreptei de operare). Se continuprocedura pn cnd xL1~xF.

Tabelul 6.5.9.a. Coordonatele talerelor reale n zona de stripare

Tabel 6.5.9.b.Coordonatele talerelor reale n zona de concentrare

90


37/41

91


38/41


39/41

(17)

n cazul calculului

diametrelor coloanei se consider debitul volumetric m3/s de vapori n fiecare zon i

viteza admisibil a vaporilor care se poate determin cu ajutorul relaiei (19):

(19)

Cf fiind

coeficientul empiric, care se determin din diagrama dinfigura 6.4.2.6de mai jos:

Figura 6.5.7. Diagrama pentru calculul calculul coeficientului Cf(metodaFair ,1961)

(18)

Unde :

Lm, Vm debit masic de lichid i vapori [kg/s]

V, L densitatea vaporilor i a lichidului [kg/m3

n cazul calculului diametrelor tuurilor viteza pt lichide wL=1m/s i vapori

wV=10m/s.

n tabelul 6.5.10. sunt prezentate valorile obinute n urma calculului

hidrodinamic.

93


40/41

Tabel 6.5.10. Valorile calculului hidrodinamic

n Anexa 4 este redat schia unei coloane de rectificare

94


41/41

6.3. bilantul de materiale

Documents