ĐỒ án môn học đề tài THIẾT kế hệ THỐNG THIẾT bị cô đặc HAI nồi XUÔI CHIỀU BUỒNG đốt NGOÀI làm VIỆC LIÊN tục cô đặc DUNG DỊCH KNO3

TỔNG QUAN

Tổng quan về KNO 3

 KNO3 là Chất rắn màu trắng

 Độ hòa tan trong nước: Tan nhiều trong nước (13,3 g/100 mL (0 °C), 36 g/100 mL (25 °C), 247 g/100 mL (100 °C))

 Đây là muối ít tan trong etanol nhưng có thể tan trong glycerol, amoni.

 KNO3 là một hợp chất hóa học có tên gọi là Kali Nitrat hoặc là Potassium Nitrate Đây là muối ion của ion kali K + và ion nitrate NO3-.

 KNO3 được xem như một tiêu thạch khoáng sản và là một nguồn rắn tự nhiên của nitơ.

 KNO3 có tính oxy hóa mạnh.

 KNO3 bị nhiệt phân để tạo thành kali Nitrit và Oxi tạo thành phương trình hóa học sau:

 KNO3 → KNO2 + O2 (Điều kiện phản ứng là nhiệt độ cao).

Hiện nay, KNO3 được điều chế thông qua các phản ứng trao đổi Khi NaCl kết tinh ở nhiệt độ 30°C, nó sẽ được tách ra khỏi dung dịch và sau đó làm nguội KNO3 sẽ kết tinh thu được ở nhiệt độ 22°C, với phương trình hóa học tương ứng.

1.3 Ứng dụng quan trong của KNO3 trong đời sống và sản xuất.

Vai trò của KNO3 trong nông nghiệp.

Kali nitrat là loại phân bón duy nhất cung cấp đầy đủ dinh dưỡng đa lượng, với hàm lượng gần như cao nhất so với bất kỳ công thức phân bón nào khác.

KNO3 là nguồn cung cấp kali tuyệt vời, cần thiết cho sự phát triển và hoạt động bình thường của cây Kation kali (K+) đóng vai trò quan trọng trong nhiều quá trình trao đổi chất tế bào và quản lý nước của cây, bao gồm việc điều hòa sự đóng mở của lỗ khí.

 KNO3 giúp cho cây trồng khỏe mạnh hơn và cho năng suất cây trồng tốt hơn.

 KNO3 sau khi được bón vào đất sẽ giúp đất giảm mặn, cải thiện tình hình sử dụng nước và giúp tiết kiệm nước khi trồng.

KNO3 là thành phần thiết yếu trong dinh dưỡng thủy canh, đóng vai trò quan trọng trong sự phát triển của cây trồng Thiếu Kali hoặc Nitrat sẽ dẫn đến các triệu chứng rõ rệt như cháy mép lá, xuất hiện đốm đen và lá vàng.

KNO3 được coi là một chất nền hiệu quả trong việc chống lại vi khuẩn, nấm, côn trùng và virus gây bệnh Hóa chất này giúp giảm đáng kể sự hấp thụ Cl của cây trồng, đồng thời bảo vệ cây khỏi các tác nhân gây hại do natri.

Vai trò của KNO3 trong chế tạo thuốc nổ.

 Chế tạo thuốc nổ đen với công thức: 75% KNO3, 10% S và 15% C Khi nổ, nó tạo ra muối kali sunfua, khí nitơ và khí CO2:

 Ngoài ra, KNO3 còn dùng để tạo thành pháo hoa

Vai trò của KNO3 trong bảo quản thực phẩm trong công nghiệp.

 Là một trong những cách để bảo quản thịt chống ôi thiu.

Vai trò của KNO3 trong dược

Kali nitrat được sử dụng trong nhiều loại kem đánh răng cho răng nhạy cảm, và gần đây, sự phổ biến của nó trong việc điều trị tình trạng này đã gia tăng Phương pháp này cho thấy hiệu quả đáng kể trong việc giảm cảm giác nhạy cảm của răng.

 Được sử dụng lịch sử để điều trị bệnh hen suyễn và viêm khớp.

1.4 Ưu điểm của hóa chất KNO 3 Ưu điểm của hóa chất này là nó không gây hại cho sức khỏe con người Và về cơ bản, KNO3 không độc hại mà có lợi cho cây trồng Chính vì vậy mà nó được sử dụng rất phổ biến và trở thành một trong những loại hóa chất nông nghiệp thường gặp nhất.

Tổng quan về cô đặc

Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi, ở nhiệt độ sôi, với mục đích:

• Làm tăng nồng độ chất tan.

• Tách chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể (tinh khiết).

• Thu dung môi ở dạng nguyên chất (cất nước).

Cô đặc diễn ra ở nhiệt độ sôi và áp suất đa dạng, bao gồm áp suất chân không, áp suất thường và áp suất dư, trong các hệ thống cô đặc đơn hoặc nhiều thiết bị Quá trình này có thể được thực hiện dưới dạng gián đoạn hoặc liên tục.

Cô đặc chân không là phương pháp hiệu quả cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao và dễ bị phân hủy nhiệt, giúp giảm bề mặt truyền nhiệt nhờ vào hiệu số nhiệt độ hữu ích Ngoài ra, với nhiệt độ sôi thấp, cô đặc chân không cho phép tận dụng nhiệt thừa từ các quá trình sản xuất khác hoặc sử dụng hơi thứ, mang lại hiệu quả kinh tế cao hơn.

Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển được áp dụng cho các dung dịch không bị phân hủy ở nhiệt độ cao, chẳng hạn như dung dịch muối vô cơ Phương pháp này giúp thu hồi hơi thứ của dung dịch để sử dụng cho các quá trình khác.

Khi cô đặc ở áp suất khí quyển, hơi thừa không được sử dụng và được thải ra ngoài môi trường Mặc dù đây là một phương pháp đơn giản, nhưng hiệu quả kinh tế của nó không cao.

2.2 Ứng dụng của cô đặc

Trong ngành sản xuất thực phẩm và hóa chất, việc cô đặc dung dịch là rất quan trọng để đạt được nồng độ sản phẩm mong muốn Cụ thể, trong sản xuất thực phẩm, các dung dịch như đường, mì chính và nước trái cây cần được cô đặc, trong khi đó, trong ngành hóa chất, các dung dịch NaOH, NaCl, CaCl2 và các muối vô cơ cũng cần được xử lý tương tự Hiện nay, nhiều nhà máy trong lĩnh vực này đã áp dụng thiết bị cô đặc như một giải pháp hiệu quả để nâng cao chất lượng sản phẩm.

Mặc dù cô đặc là một hoạt động gián tiếp, nhưng nó đóng vai trò quan trọng trong sự tồn tại của nhà máy Để nâng cao hiệu quả của thiết bị cô đặc, việc áp dụng công nghệ hiện đại và đảm bảo an toàn là điều cần thiết Điều này đòi hỏi các kỹ sư phải có kiến thức sâu rộng và đa dạng, cũng như chủ động tìm hiểu các nguyên lý mới liên quan đến thiết bị cô đặc.

2.3 Phân loại các thiết bị trong cô đặc a Theo cấu tạo

Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên) Thiết bị cô đặc nhóm này có thể cô đặc dung dịch khá loãng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt Bao gồm:

• Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc), ống tuần hoàn trong hoặc ngoài.

• Có buồng đốt ngoài (không đồng trục buồng bốc)

Nhóm 2: dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức) Thiết bị cô đặc nhóm này dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5 m/s đến 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt Ưu điểm chính là tăng cường hệ số truyền nhiệt k, dùng được cho các dung dịch khá đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt Bao gồm:

• Có buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài.

• Có buồng đốt ngoài, ống tuần hoàn ngoài.

Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng Thiết bị cô đặc nhóm này chỉ cho phép dung dịch chảy dạng màng qua bề mặt truyền nhiệt một lần (xuôi hay ngược) để tránh sự tác dụng nhiệt độ lâu làm biến chất một số thành phần của dung dịch Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như nước trái cây, hoa quả ép Bao gồm:

• Màng dung dịch chảy ngược, có buồng đốt trong hay ngoài: dung dịch sôi tạo bọt khó vỡ.

• Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt trong hay ngoài: dung dịch sôi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ. b Theo phương pháp thực hiện quá trình

Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở) duy trì nhiệt độ sôi và áp suất ổn định, thường được áp dụng trong quá trình cô đặc dung dịch liên tục Phương pháp này giúp giữ mức dung dịch cố định, từ đó đạt được năng suất tối đa và rút ngắn thời gian cô đặc.

Cô đặc áp suất chân không là quá trình làm giảm nhiệt độ sôi của dung dịch nhờ vào việc duy trì áp suất chân không Quá trình này giúp dung dịch tuần hoàn hiệu quả, hạn chế việc hình thành cặn và đảm bảo sự bay hơi của dung môi diễn ra liên tục.

Cô đặc nhiều nồi nhằm tiết kiệm hơi đốt, nhưng số lượng nồi cần được kiểm soát để không làm giảm hiệu quả tiết kiệm Có thể áp dụng các phương pháp cô chân không, cô áp lực hoặc kết hợp cả hai Đặc biệt, việc sử dụng hơi thứ cho các mục đích khác sẽ giúp nâng cao hiệu quả kinh tế.

Cô đặc liên tục mang lại hiệu quả vượt trội so với cô đặc gián đoạn và có thể được điều khiển tự động, mặc dù hiện tại chưa có cảm biến đủ độ tin cậy Mỗi nhóm thiết bị có thể thiết kế buồng đốt trong hoặc ngoài, với hoặc không có ống tuần hoàn Tùy thuộc vào điều kiện kỹ thuật và tính chất của dung dịch, chế độ cô đặc có thể được thực hiện ở áp suất chân không, áp suất thường hoặc áp suất dư.

Trong thực tế người ta thường thiết kế các hệ thống cô đặc nhiều nồi để tang hiệu quả sử dụng hơi đốt.

Quy trình công nghệ

3.1 Cơ sở lựa chọn quy trình công nghệ:

Quá trình cô đặc có thể thực hiện trong thiết bị cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, với chế độ làm việc liên tục hoặc gián đoạn Tùy thuộc vào yêu cầu kỹ thuật, quá trình này có thể diễn ra ở các áp suất khác nhau Khi làm việc ở áp suất thường, thiết bị hở có thể được sử dụng, trong khi ở áp suất thấp, thiết bị kín cô đặc chân không là lựa chọn tối ưu Ưu điểm của phương pháp này là giảm bề mặt truyền nhiệt, do khi áp suất giảm, nhiệt độ sôi của dung dịch cũng giảm, dẫn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng lên.

Dựa vào tính chất của nguyên liệu và sản phẩm, cùng với các điều kiện kỹ thuật của đầu đề, tôi đã quyết định chọn thiết bị cô đặc chân không 2 nồi liên tục, có buồng đốt trong và ống tuần hoàn trung tâm.

Quá trình cô đặc nhiều nồi hoạt động bằng cách cấp hơi nước bão hòa vào thiết bị để bay hơi dung môi trong dung dịch Sau khi hơi đốt được cấp nhiệt, nó sẽ ngưng tụ và được thu hồi qua cốc tháo nước ngưng Dung môi bay hơi sẽ được tách ra qua cơ cấu tách bọt, trong khi hơi thứ sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ để trở thành lỏng Dung dịch sau khi cô đặc sẽ đạt nồng độ cần thiết và được tháo ra ngoài qua cửa tháo liệu Hệ thống cô đặc nhiều nồi có ưu điểm là hiệu suất cao và tiết kiệm năng lượng, nhưng cũng có nhược điểm như chi phí đầu tư ban đầu cao và yêu cầu bảo trì phức tạp.

Dung dịch tự di chuyển từ nồi 1 sang nồi 2 nhờ chênh lệch áp suất, mang lại hiệu quả tiết kiệm năng lượng Nhiệt độ hơi ở nồi 1 cao hơn nhiệt độ sôi của nồi 2, cho phép hơi từ nồi 1 được sử dụng để đốt nóng nồi 2.

Nhiệt độ của nồi sau thấp hơn nồi trước, nhưng nồng độ lại cao hơn, dẫn đến độ nhớt của dung dịch tăng dần Điều này làm giảm hệ số truyền nhiệt của toàn bộ hệ thống từ nồi đầu đến nồi cuối.

3.2 Sơ đồ và thuyết minh quy trình công nghệ:

Dung dịch KNO3 5% được bơm từ bể chứa nguyên liệu lên bồn cao vị, sau đó đi qua lưu lượng kế và vào thiết bị gia nhiệt ban đầu Tại đây, dung dịch KNO3 được gia nhiệt bằng hơi bão hòa bên ngoài ống truyền nhiệt.

Sau khi rời khỏi thiết bị gia nhiệt ban đầu, dung dịch được chuyển vào thiết bị cô đặc tuần hoàn với hai nồi xuôi chiều Tại đây, dung dịch lưu thông bên trong ống tuần hoàn trung tâm và ống truyền nhiệt, trong khi hơi đốt bão hòa lưu thông bên ngoài ống Quá trình này giúp cô đặc dung dịch đến nồng độ 23%.

Hơi đốt là hơi bão hòa được đưa vào thiết bị cô đặc, đi bên ngoài ống truyền nhiệt Nước ngưng sẽ được tháo ra bên ngoài, trong khi cốc tháo nước ngưng giúp ngăn hơi đốt thoát ra ngoài Đồng thời, khí không ngưng cũng được xả ra ngoài qua ống xả.

Hơi thứ từ thiết bị cô đặc được dẫn vào thiết bị ngưng tụ baromet, nơi nước được sử dụng để ngưng tụ Phần hơi không ngưng tụ tiếp tục được chuyển đến thiết bị tách lỏng để xử lý phần hơi còn lại, trong khi khí thải được hút ra ngoài bằng bơm chân không.

(1) Thùng chứa dung dịch đầu

(5) Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

(6), (6’) Buồng đốt nồi cô đặc

(7), (7’) Buồng bốc nồi cô đặc

(8) Thiết bị ngưng tụ baromet

(9) Thiết bị thu hồi bọt

Dung dịch ban đầu có nồng độ thấp được bơm từ thùng (1) lên thùng cao vị (2) qua bơm (4), sau đó điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế (3) trước khi vào thiết bị gia nhiệt (5) Tại thiết bị này, dung dịch được đun nóng đến nhiệt độ sôi bằng hơi nước bão hòa và được cấp vào buồng đốt của nồi cô đặc thứ nhất (7) Tại nồi cô đặc thứ nhất, dung dịch tiếp tục được gia nhiệt bằng thiết bị đun nóng kiểu ống chùm, nơi dung dịch chảy trong các ống truyền nhiệt, trong khi hơi đốt được đưa vào buồng đốt để làm nóng dung dịch, và nước ngưng được xả ra khỏi buồng đốt qua cửa.

Hơi thứ từ nồi 1 được đưa qua bộ phận tách bọt trước khi ra khỏi nồi cô đặc, nhằm hồi lưu dung dịch bốc hơi Dung dịch chảy tự nhiên sang nồi 2 nhờ sự chênh lệch áp suất giữa các nồi, với áp suất nồi sau thấp hơn nồi trước Tại nồi 2, quá trình bốc hơi tiếp tục diễn ra với hơi thứ từ nồi 1 làm tác nhân đun nóng Hơi thứ của nồi 2 sau đó được chuyển đến thiết bị ngưng tụ, nơi nó sẽ được ngưng tụ thành lỏng và chảy vào thùng chứa bên ngoài, trong khi khí không ngưng đi vào thiết bị thu hồi bọt và bơm hút chân không.

Nước ngưng từ hệ thống cô đặc được bơm ra dưới thiết bị và dẫn vào thùng chứa sản phẩm Tại đây, nước ngưng sẽ được thu thập qua các ống tháo nước và sau đó được chuyển đi xử lý.

Hệ thống cô đặc xuôi chiều, trong đó hơi đốt và dung dịch di chuyển cùng chiều từ nồi này sang nồi khác, rất phổ biến trong ngành công nghiệp hóa chất Nhiệt độ sôi của nồi trước cao hơn nồi sau, khiến dung dịch vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, dẫn đến quá trình tự bốc hơi Tuy nhiên, khi dung dịch vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi, cần phải đun nóng dung dịch, điều này sẽ tiêu tốn thêm hơi đốt Do đó, trước khi vào nồi nấu đầu, dung dịch cần được đun nóng sơ bộ bằng hơi phụ hoặc nước ngưng tụ.

Nhược điểm của quá trình cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ của dung dịch giảm dần qua các nồi, trong khi nồng độ tăng lên, dẫn đến sự gia tăng nhanh chóng độ nhớt Hệ quả là hệ số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.

TÍNH TOÁN QUÁ TRÌNH

Xác định lương hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống

W - Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (kg/h) xđ - Nồng độ đầu vào của dung dịch: xđ = 5% xc - Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 23%

Gđ - Lượng dung dịch đầu: Gđ = 10800 (kg/h) Thay số, ta có: : W G (1 − x đ ) = 10800 (1 − 23 ) = 8452,17 (kg/h) đ x c 5

Tính sơ bộ lượng hơi bốc ra khỏi mỗi nồi

W1 – Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 1: W1 (kg/h)

Lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 2, ký hiệu là W2 (kg/h), thường lớn hơn lượng hơi từ nồi trước Để tối ưu hóa việc sử dụng toàn bộ lượng hơi từ nồi trước làm nhiên liệu cho nồi sau, cần thực hiện các biện pháp phù hợp.

Giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở hai nồi là:

Tính nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi cô đặc

Nồng độ cuối ra khỏi nồi cô đặc 1 là:

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2 là: x2 = xc = 23%

Tính chênh lệch áp suất chung của hệ thống ∆P

∆P là hiệu số giữa áp suất hơi đốt sơ cấp p1 ở nồi 1 và áp suất hơi thứ trong thiết bị ngưng tụ png:

Thay số ta được: ∆P = p1 – Png = 5 – 0,2 = 4,8 (at)

Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt cho mỗi nồi

Giả thiết phân bố hiệu số áp suất giữa các nồi là ∆P1: ∆P2 = 2,6:1

Nồi cô đặc 1: Áp suất hơi đốt: p1 = 5 (at),

- Nhiệt độ hơi đốt: T1 = 151,1 oC

Nồi cô đặc 2: Áp suất hơi đốt: p2 = p1 - ∆P1 = 5 – 3,47 = 1,53 (at)

Tra bảng I.251 [1-313] và nội suy ta có:

- Nhiệt độ hơi đốt: T2 = 111.37 oC

Tính nhiệt độ t i ’ và áp suất của hơi thứ ra khỏi từng thiết bị cô đặc

Áp dụng công thức: t′ = Ti+1 + ∆i′′′

Ti+1 – nhiệt độ của hơi đốt cho nồi (i + 1)

∆i′′′- tổn thất nhiệt do trở lực đường ống ( chọn ∆1′′′ = ∆2′′′= 1 𝑜 𝐶)

17(oC) Tra bảng I.251 [1-313], nội suy ta có:

- Áp suất hơi thứ: p1’ = 1,59 (at)

Nồi cô đặc 2 : Áp suất hơi thứ đi vào thiết bị ngưng tụ là Png=0,2 at,

Tra bảng I.251 [1- 313], nội suy ta được Tng = 59,7 oC

Nhiệt độ hơi thứ: t2′ = Tng + ∆2′′′= 59,7 + 1 = 60,7oC

Tra bảng I.251 [1-313], nội suy ta có:

- Áp suất hơi thứ: p2’ = 0,21 (at)

Bảng 1: Các thông số hóa lí của hơi đốt và hơi thứ trong từng nồi cô đặc

Hơi đốt Hơi thứ x p, (%) at

T, o C i, J/kg r, J/kg p’, at t’, o C i’, J/kg r’, J/kg

Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi

Trong quá trình cô đặc, thiết bị gặp phải tổn thất nhiệt độ do nhiều yếu tố Tổng tổn thất nhiệt độ này bao gồm nồng độ tăng cao (∆’), áp suất thủy tĩnh tăng cao (∆’’) và trở lực trong đường ống.

7.1 Tính tổn thất nhiệt đọ do áp suất thủy tĩnh tăng cao ∆ i ’’

Tổn thất nhiệt trong thiết bị cô đặc xảy ra do nhiệt độ sôi ở đáy luôn cao hơn nhiệt độ sôi của dung dịch trên bề mặt Thông thường, việc tính toán tổn thất này được thực hiện ở vị trí giữa của ống truyền nhiệt.

∆i’’ = ttb - ti’ (oC) Trong đó: ttb - nhiệt độ sôi ứng với áp suất Ptbi (oC) ti’ - nhiệt độ sôi ứng với pi’ (oC)

Ptbi là áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối (lỏng – hơi) trong ống tuần hoàn

- Pi’: áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch, at -h1: chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng, chọn h1= 0,5 m

- H: chiều cao ống truyền nhiệt, H=5m -ρdd: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3

Tra bảng I.204 [1-236] và nội suy ta được: x1 = 8,11% => ρdd1= 1006,3 kg/m3 Thay số vào phương trình ta có:

Ptb1 = 1,741 at, tra bảng I.250 [1-314], nội suy ta được ttb1 = 115,24 oC

Tra bảng [1-41], nội suy ta có: x2 = 23% =>𝜌dd2 = 1041

(kg/m3) Thay số vào phương trình ta có:

Ptb2 = 0,366 at, tra bảng I.250 [1-314], nội suy ta được ttb2 = 73,12 oC

Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao:

7.2 Tính tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆′:

Phụ thuộc vào tính chất tự nhiên của chất hòa tan và dung môi vào nồng độ và áp

20 suất của chúng ∆’ ở áp suất bất kì được xác định theo phương pháp Tysenco:

Tổn thất nhiệt độ xảy ra khi nhiệt độ sôi của dung dịch cao hơn nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất thường Hệ số hiệu chỉnh được tính dựa trên nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất, trong khi nhiệt độ sôi ứng với áp suất Ptb được ký hiệu là ttb (K) Ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất tại áp suất làm việc được ký hiệu là r (J/kg).

Tổn thất nhiệt độ xảy ra khi nhiệt độ sôi của dung dịch cao hơn nhiệt độ sôi của dung môi tại một nhiệt độ và áp suất khí quyển nhất định (tsdd > tsdm).

Với nồi cô đặc 1: Ts1=ttb1+ 2735,24 + 27388,24 oK

Với nồi cô đặc 2 : Ts2=ttb2+ 273s,12 + 27346,12 oK Tra bảng VI.2 [2 – 66] và nội suy ta có: x1=8,11% ta có ∆o1’=0,73 oC x2#% ta có ∆o2’= 2,31 oC

Tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao là:

7.3.Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống ∆i’’’

Trở lực chính trong hệ thống nằm ở các đoạn ống nối giữa các thiết bị, cụ thể là giữa nồi 1 và nồi 2, cũng như giữa nồi 2 và thiết bị ngưng tụ Trong giả thiết mục 6, khi tính toán nhiệt độ và áp suất của hơi thứ ra từ từng nồi, chúng ta đã chọn ∆1’’’ = ∆2’’’ = 1 (oC).

Vậy tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống bằng:

7.4 Tính tổng tổn thất nhiệt độ của hệ thống

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống

Hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống : n n

Xác định nhiệt độ sôi của từng nồi :

Xác định nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi

Ta có bảng số liệu:

Bảng 2: Bảng số liệu về nhiệt độ hữu ích và các loại tổn thất nhiệt của nồi cô đặc

Thiết lập phương trình cân bằng nhiệt để tính lượng hơi đốt D và lượng hơi thứ Wi ở từng nồi

9.1.Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng

- D: Lượng hơi đốt đi vào nồi 1

- Co, C1, C2: nhiệt dung riêng của dung dịch ban đầu, dung dịch ra khỏi nồi

- Cnc1, Cnc2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ra khỏi nồi 1, nồi 2

- tso, ts1, ts2: nhiệt độ sôi của dung dịch đầu, dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2

-𝜌1, 𝜌2: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1, nồi 2

- Qm1, Qm2: nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2 (bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn để bốc hơi ở từng nồi)

9.2 Xác định nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi.

Với dung dịch loãng (x < 20%), ta sử dụng công thức:

Dung dịch đầu có nồng độ 5%:

Co = 4186 × (1 − 0,05) = 3976,7 (J/Kg độ) Dung dịch ra khỏi nồi 1 có nồng độ 8,11%:

C1 = 4186 × (1 − 0,0811) = 3846,52 (J/Kg độ) Với dung dịch đặc (x>20%), ta dùng công thức:

Trong đó Cht tính theo công thức:

Tra bảng I.141 [1-152], ta có nhiệt dung nguyên tử của các nguyên tố:

CK = 26000 J/Kg nguyên tử.độ

CN = 26000 J/Kg nguyên tử.độ

CO= 16800 J/Kg nguyên tử.độ Thay số ta đc: Cht KNO3= 26000.1+26000.1+16800.3

Dung dịch ra khỏi nồi 2 có nồng độ 23%:

 Các thông số của nước ngưng:

Nhiệt độ của nước ngưng (lấy bằng nhiệt độ hơi đốt trong nồi cô đặc): θ1 = T1 = 151,1 o C; θ2 = T2 = 111,37 o C Tra bảng I.249 [1-249] và nội suy ta có:

Cnc1 = 4299,84 J/Kg.độ ; Cnc2 = 4224,03 J/Kg.độ

Nhiệt độ sôi của dung dịch khi vào các nồi tso là một yếu tố quan trọng trong quá trình chế biến Cụ thể, nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1 là ts1, trong khi ở nồi 2 là ts2 Theo đó, nhiệt độ sôi tổng quát được tính toán là tso = ts1 + 6,04 °C và ts2 = ts1 + 2,02 °C.

9.3 Phương trình cân bằng nhiệt lượng

Lượng nhiệt đi vào nồi:

Dung dịch đầu GđCotso; Hơi đốt D.i1

Lượng nhiệt đi ra nồi:

Sản phẩm mang ra (Gđ -W1) C1 ts1; Hơi thứ W1.i1;

Nước ngưng D Cnc1 θ1 ; Tổn thất Qm1 = 0,05D (i1- Cnc1θ1)

Ta có phương trình cân bằng nhiệt lượng của nồi 1:

Lượng nhiệt đi vào nồi:

Dung dịch đầu: G1.C1.ts1; Hơi đốt: W1i2

Lượng nhiệt đi ra nồi:

Sản phẩm mang ra: (Gđ -W1-W2).C2.ts2; Hơi thứ : W2.i2’;

Nước ngưng: W.Cnc2.θ2; Tổn thất: Qm2 = 0,05.W1.(i2- Cnc2θ2)

Ta có hệ phương trình:

D i1 + Gđ Co ts0 = W1 i1 ′ + (Gđ − W1 ) C1 ts1 + D Cnc1 θ1 + Qm1 {W1 θ2 + (Gđ − W1) C1 ts1 = W2 i2 + (Gđ − W1 − W2) C2 ts2 + W1 Cnc2

− C1 ts1) W1 (i1 ′ − C1 ts1 ) + Gđ (C1 ts1 − C0. ts0) D 0,95 (i1 − Cnc1 θ1)

Bảng 3: Lượng hơi thứ bốc ra ở từng nồi và sai số so với giả thiết

[J/kg.độ] Θ [ o C] W, [kg/h] Sai số Giả thiết Tính toán %

Tính hệ số cấp nhiệt và nhiệt lượng trung bình từng nồi α

Minh hoạ quá trình truyền nhiệt:

10.1 Tính hệ số cấp nhiệt

Chọn ống truyền nhiệt có đường kính: 38x2 (mm)

Với điều kiện làm việc buồng đốt ngoài H < 6m, hơi ngưng tụ bên ngoài ống, màng nước ngưng chảy dòng nên hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức:

∆ 1𝑖 𝐻 Với Ai phụ thuộc vào nhiệt độ màng nước ngưng

- H: chiều cao ống truyền nhiệt, H = 5m

- α 1i : hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ hơi ở nồi thứ i, W/m2.độ

- ∆t1i: hiệu số giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ phía mặt tường tiếp xúc với hơi đốt của nồi i, o C

Giả thiết chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống truyền nhiệt:

28Nhiệt độ màng nước ngưng:

Từ nhiệt độ màng nước ngưng, ta bảng [2-28] và nội suy ta có:

𝑡𝑚2 = 109,10 (oC) => A2 = 183,10 Thay số ta được:

10.2 Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ

Gọi q1i là nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ của nồi i

Bảng 4: Bảng giá trị hệ số cấp nhiệt và tải nhiệt riêng về phía hơi ngưng tụ

10.3 Hệ số cấp nhiệt α 2 từ bề mặt ống truyền nhiệt đến chất lỏng sôi:

Dung dịch sôi ở chế độ sủi bọt, có đối lưu tự nhiên, hệ số cấp nhiệt xác định theo công thức: α2i = 45,3.(pi′).0,5.∆t2i 2,33.Ѱi [W/m2.độ]

∆t2i: Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch

Hiệu số nhiệt độ ở hai bề mặt thành ống truyền nhiệt ∆tTi = q1i ∑ r

Tổng nhiệt trở cùa thành ống truyền nhiệt: ∑ 𝑟 = 𝑟 1 + 𝑟 2 + 𝜌 𝜌 [𝑚 2 độ/𝑊] r1; r2: nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của thành ống.

Tra bảng II.V.1 [2-4]: r1 = 0,000387 [m 2 độ/W]: nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch r2 = 0,000232 [m 2 độ/W]: nhiệt trở cặn bẩn phía hơi bão hòa𝜌: bề dày ống truyền nhiệt, 𝜌 = 2 10−3(𝑚)

Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt là 31 λ, trong đó thép Crom Niken Titan (X18H10T) có hệ số dẫn nhiệt là λ,3 [W/m.độ].

Tính hệ số hiệu chỉnh

- λ: Hệ số dẫn nhiệt, [W/m.độ] (lấy theo nhiệt độ sôi của dung dịch)

- μ: Độ nhớt của dung dịch tại nhiệt độ sôi a)

Các thông số của nước:

Tra bảng I.129 [1-133] và nội suy: ts1 6,04 oC, λ𝑛𝑐1 = 0,685 W/m.độ ts2 = 75,02oC, λ𝑛𝑐2 =0,671 W/m.độ Tra bảng I.104 [1-96] và nội suy: ts1 6,04 oC, μ𝑛𝑐1 = 0,242 10−3 Ns/m2 ts2 = 75,02oC, μ𝑛𝑐2 =0,379.10-3 Ns/m2

Tra bảng I.148 [1-166] và nội suy: ts1 = 116,04 oC, C𝑛𝑐1 = 4242,34 J/kg.độ ts2 = 75,02oC, C𝑛𝑐2 = 4194,45 J/kg.độ Tra bảng I.5 [1-11] và nội suy: ts1 6,04 oC, ρn𝑐1 = 946,40 kg/m3 ts2 = 75,02oC, ρ 𝑛𝑐2 4,88 kg/m3 b)

Các thông số của dung dịch trong nồi cô đặc:

Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch KNO3 tính theo công thức:

- A: Hệ số tỷ lệ với chất lỏng liên kết A = 3,58.10- 8

- Cdd: Nhiệt dung riêng của dung dịch.

Tính toán ở bước 9 ta có:

-𝜌: Khối lượng riêng của dung dịch NaOH

Với ts1 6,04 oC, x1 = 8,11% ρdd1 = 1006,3 kg/m3 Với ts2 = 75,02 oC, x2 = 23% ρdd2 = 1041,0 kg/m3 -M: Khối lượng mol của dung dịch được tính theo công thức:

M = MKNO3 NKNO3 + MH2O NH2O = 101 NKNO3 + 18 (1 – NKNO3)

NKNO3: Phần mol của KNO3 trong dung dịch

Thay vào công thức trên ta có:

Từ các giá trị đã tính được, ta có: λ = 𝐴

√22,20 Độ nhớt của dung dịch được tính theo công thức của Pavalov:

Chọn chất lỏng tiêu chuẩn là nước, t1 = 20oC; t2 = 30 oC

Tra bảng I.107 [1-100] và nội suy ta có: t1 = 20oC, x = 8,11% → μ11 = 0,9738 10−3

Theo bảng I.102 [1-94] và kết quả nội suy, ta có giá trị độ nhớt μ11 = 0,9738 10−3 [N.s/m2] tương ứng với nhiệt độ θ11 = 21,32 oC và độ nhớt μ21 = 0,8 10−3 [N.s/m2] tương ứng với nhiệt độ θ21 = 30,04 oC Tại nhiệt độ ts1 = 116,04 oC, dung dịch có độ nhớt μdd1 tương ứng với đột nhớt của nước tại nhiệt độ θ31.

Tra bảng I.102 [1-95] và nội suy với θ31 = 105,07 oC ta được μdd1 = 0,2698 10-3 [N.s/m2]

Chọn chất lỏng chuẩn là nước

Tra bảng I.107 [1-100] và nội suy ta có: t1 = 20oC, x = 23% → μ12 = 1,028 10−3 [N.s/m2] t2 = 30oC, x = 23% → μ22 = 0,834

Theo bảng I.102 [1-94] và quá trình nội suy, ta có kết quả: độ nhớt μ12 = 1,028.10−3 [N.s/m2] tương ứng với nhiệt độ θ11 = 19,08 oC và độ nhớt μ22 = 0,834.10−3 [N.s/m2] tương ứng với nhiệt độ θ21 = 28,11 oC Tại ts2 = 75,02 oC, dung dịch có độ nhớt μdd1 tương ứng với đột nhớt của nước tại nhiệt độ θ32.

Tra bảng I.102 [1-95] và nội suy với θ31 = 68,77 oC ta được μdd2 = 0,413 10-3 [N.s/m2]

Thay các số liệu vào công thức tính hệ số hiệu chỉnh ta có:

Từ các số liệu đã tính ở trên, ta tính được hệ số cấp nhiệt về phía dung dịch ở từng nồi:

10.4 Tính nhiệt tải riêng q2 về phía dung dịch:

Bảng 6: Nhiệt tải riêng về phía dung dịch từng nồi

30023,43Các sai số đều nhỏ hơn 5% nên chấp nhận giả thiết: ∆𝑡11=4,53( o C);∆𝑡12=4,54( o C)

Xác định hệ số truyền nhiệt của từng nồi

∆𝑡 𝑖 : hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi

Phương pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau và nhỏ nhất Thay số vào công thức:

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi

810,50 = 3185,21 Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi theo công thức:

Sai số < 5 %, vậy nên chấp nhận giả thiết phân bố áp suất P1:P2 = 2,6:1

Bảng 7 Tổng hợp số liệu

14 Tính bề mặt truyền nhiệt F

Theo phương pháp phân phối nhiệt độ hữu ích, điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau :

Tính bề mặt truyền nhiệt F

Theo phương pháp phân phối nhiệt độ hữu ích, điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau :

TÍNH TOÁN CƠ KHÍ

Buồng đốt nồi cô đặc

Thiết bị hoạt động ở điều kiện áp suất thấp ( lấy ω = 0,6 (m/s)

- V: Lưu lượng dung dịch ra khỏi nồi 1, 𝑉 = 𝐺 𝑑 −𝑊 1

- ρ: Khối lượng riêng của dung dịch ra khỏi nồi 1, ρ = 1006,3 (kg/𝑚 3 )

- C: Hệ số bổ xung tính theo công thức XIII.17 [4-363], tăng thêm một ít tùy theo chiều dày Khi 10 ≤ S – C ≤ 20 mm C = 2 + 1,4 = 3,4 mm

Áp suất làm việc của thiết bị được tính theo công thức p = p1 + ρdd.g.Hdd, trong đó ρdd.g.Hdd là áp suất thủy tĩnh của cột chất lỏng trong buồng đốt Với Hdd = Hống + hb + h1 = 5 + 0,25 + 0,5 = 5,75 m và p1 là áp suất của hơi thứ trong nồi, với p1 = 1,59 at = 155979 N/m², ta có thể tính được áp suất làm việc tổng thể p Cụ thể, p = p1 + ρdd.g.Hdd = 155979 + 1006,3 x 9,81 x 5,75 = 212741,87 N/m².

Nên có thể bỏ qua đại lượng p ở mẫu, vậy chiều dày đáy lồi phòng đốt là:

3,8.132.10 6 0,938.0,95 2.0,25 1 + 3,4.10 −3 = 4,35.10 -3 (m)= 4,35 (mm) Quy chuẩn theo bảng XIII.11 [4-384] lấy S = 5mm để dễ chế tạo và ghép nối

(*) Kiểm tra ứng suất theo áp suất thuỷ lực P o

𝜌 = 7,6.0,938.0,95.0,25.(5−3,4).10 −3 Độ bền đảm bảo an toàn.

Thoả mãn điều kiện ứng suất thuỷ lực Vậy chọn S = 5 (mm)

1.6 Tra bích lắp vào thân và đáy, số bu lông cần thiết để lắp ghép

Tra bảng XIII.26 [4-413] bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn

Kích thước nối Kiểu bích

Bulông 1 db (mm) Z(cái) H(mm)

Buồng bốc nồi cô đặc

2.1 Thể tích không gian hơi

Thể tích không gian hơi của buồng bốc được tính theo công thức VI.32 [2-71]

-W: Là lượng hơi bốc lên trong thiết bị, W = W1 = 4167,02 (kg/h)

-ρh: Khối lượng riêng của hơi thứ tại áp suất P1’= 1,59 (at) Tra theo bảng I.251 [3-

Cường độ bốc hơi thể tích (U) là chỉ số quan trọng, đo lường lượng hơi trong không gian (m3/m3.h) và phụ thuộc vào nồng độ dung dịch cùng áp suất hơi thứ Ở áp suất tiêu chuẩn P = 1(at), giá trị U đạt từ 1600 đến 1700 (m3/m3.h) Khi áp suất khác 1 at, U có thể được điều chỉnh bằng hệ số f, với f = 0,97 theo đồ thị VI.3 Do đó, giá trị U được chọn là 1600 (m3/m3.h).

Suy ra, Un = f.Utt (1at) = 0,97.1600 = 1552 (m3/m3.h)

2.2 Tính chiều cao phòng bốc hơi

Chiều cao phòng bốc hơi được xác định theo công thức VI.34 [2-72] :

𝜌 𝐷 2 𝑡𝑟𝑏𝑏 (𝑚) Với Dtrbb: Là đường kính trong của buồng bốc

Chọn chiều cao phòng bốc hơi H = 2,6 (m).

Quy chuẩn theo bảng XIII.6 [2-359], Dtrbb = 1,4 (m).

2.3 Tính chiều dày phòng bốc hơi

Chọn vật liệu làm thân buồng bốc là thép crôm – niken – titan (X18H10T) và phương pháp chế tạo là dạng thân hình trụ hàn.

Do vật liệu chế tạo của buồng bốc tương tự với buồng đốt nên một số thông số khi tính toán ta lấy giống với buồng đốt.

Bề dày buồng bốc được tính theo công thức XIII.8 [2-360]:

- Dtr: Đường kính trong phòng bốc, Dtr = 1,4 m

- σb: Ứng suất cho phép của vật liệu, σb 2.106 N/m φ: Hệ số bền hàn của thanh trụ theo phương dọc, ta chọn hàn bằng tay với Dtr >

- C: Hệ số bổ xung, C = 1,4 mm

- Pb: Áp suất hơi thứ, Pb = 1,59.9,81.104 = 155979(N/m2)

𝑆 = 2.132.10 1,4.155979 6 0,95 + 1,4.10 −3 = 2,27.10 −3 (m) Quy chuẩn theo bảng XIII.9 [4-364] được S = 3 (mm) Ta chọn S = 4mm, cùng độ dày với buồng đốt.

* Kiểm tra ứng suất theo áp suất thủy lực:

- p0: Áp suất thử tính toán được theo công thức: p0 = pth + p1

Áp suất thủy lực được xác định theo bảng XIII.5 với thiết bị kiểu hàn hoạt động trong khoảng áp suất từ 0,07 đến 0,5.10^6 N/m² Cụ thể, áp suất thủy lực được tính là pth = 1,5 * pb = 1,5 * 155979 = 233968,5 N/m² Bên cạnh đó, áp suất thủy tĩnh của nước được tính bằng công thức 𝑝1 = 𝜌𝑔𝐻.

Thay vào công thức ta được:

Vậy chiều dày buồng bốc là S = 4 mm

2.4 Tính chiều dày nắp buồng bốc

Cũng như đáy buồng đốt, ta chọn nắp elip có gờ và vật liệu chế tạo là thép không gỉ X18H10T.

Chiều dày nắp buồng bốc được xác định theo công thức XIII.47 [2-385]:

- Pb: Áp suất buồng bốc Pb = 155979 (N/m2)

- Dtr: Là đường kính trong buồng bốc, Dtr= 1,4 m

- hb: Chiều cao phần lồi của đáy.

Theo bảng XIII.10 [4-382] do Dtr = 1,4 m nên hb = 350 mm

- φh: Hệ số bền hàn của mối hàn hướng tâm, φh = 0,95

- σbk: Ứng suất cho phép của vật liệu

- k: Hệ số bền của đáy, được xác định theo công thức k = 1 − 𝑑

- C: Hệ số bổ sung Lấy C = 1,4 mm Đại lượng bổ sung C khi S – C < 10 do đó phải tăng giá trị C thêm 2mm nên tacó:

- d: Đường kính lỗ, tính theo đáy buồng bốc có cửa tháo dung dịch:

- ω: Là vận tốc thích hợp hơi thứ => lấy ω = 30 (m/s)

- V: Lưu lượng hơi thứ ra khỏi nồi 1, 𝑉 𝑊 1

Vì 𝜌𝑏.𝜌 = 132.10 6 0,95 = 803,95 > 30 nên bỏ qua P ở mẫu.

Quy chuẩn theo bảng XIII.11 [2-384]: S = 5 (mm).

(*) Kiểm tra ứng suất theo áp suất thuỷ lực Po.

Thỏa mãn điều kiện ứng suất thủy lực Vậy S = 5 mm

2.5 Tra bích lắp vào thân và đáy, ố bu lông cần thiết để lắp ghép

Chọn bích liền kiểu 1, theo bảng XIII.27 [2–421] Ta có bảng sau:

Kích thước nối Kiểu bích

Bulông 1 db (mm) Z(cái) H(mm)

Tính một số chi tiết khác

3.1Tính đường kính các ống nối dẫn hơi, dung dịch vào và ra thiết bị Đường kính ống dẫn hơi đốt vào được tính theo công thức:

3.1.1 Ống dẫn hơi đốt vào

Các đại lượng trong công thức VII.74 [2-74] với hơi đốt

- ω: Là vận tốc thích hợp của hơi đốt trong ống Đối với hơi đốt, 𝜌 = (20 ÷ 40) m/s => lấy ω = 35(m/s)

- V: Lưu lượng hơi đốt cháy trong ống, 𝑉 = 𝐷

- D: Lượng hơi đốt đi vào nồi 1, D = 4615,61 (kg/h)

- ρ: Khối lượng riêng của hơi đốt,

Tra bảng I.251 [3 – 315] với phđ = 5at => ρ = 2,614 (kg/𝑚3)

Quy chuẩn từ [4 – 434] dtr = 150 mm

V 0,49 ω = 0,785 𝑑 2 0,785 0,15 2 = 27,74 (m/s) Vận tốc có nằm trong khuyến cáo Vậy chọn d = 150 mm Áp suất làm việc P = 5.98100 = 0,4905.10 6 (N/m 2 ) Quy chuẩn P = 0,6.10 6 (N/m 2 ) và ống dẫn

𝐷 𝑦 (mm) Ống Kích thước nối Kiểu bích

Tra bảng XIII.32 [4-434] lấy chiều dài ống L = 130 mm

3.1.2 Ống dẫn dung dịch vào

Lưu lượng dung dịch đầu vào là 10,800 kg/h với khối lượng riêng 987,6 kg/m³, được xác định ở nhiệt độ sôi 116,04°C và nồng độ 5%.

𝜌: là vận tốc thích hợp của dung dịch trong ống, với dung dịch KNO3 là chất lỏng nhớt 𝜌 = (0,5 ÷ 1) m/s chọn 𝜌 = 1,2 (m/s)

Quy chuẩn theo bảng XIII.26 [2-414] ta được dtr = 70mm

Vận tốc được xác định trong khuyến cáo là phù hợp, với đường kính ống d = 70 mm Áp suất làm việc được tính là P = Ptb1 = 1,74 at = 0,17.10^6 N/m², trong khi quy chuẩn áp suất P = 0,25.10^6 N/m² Đối với việc tra bích ống dẫn hơi thứ với hệ thống bên ngoài, tham khảo bảng XIII.26 [4-414].

𝑃 𝑏 10 −6 𝐷 𝑦 Ống Kích thước nối Kiểu bích

Tra bảng XIII.32 [4-434] lấy chiều dài ống L = 110 mm

3.1.3 : Ống dẫn hơi thứ ra Đã tính ở phần buồng bốc d = 0,247m Quy chuẩn d = 250mm

Tra bảng XIII.26 [2-413] bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn

𝐷 𝑦 (mm) Ống Kích thước nối Kiểu bích

Tra bảng XIII.32 [4-434] lấy chiều dài ống l = 140 mm

3.1.4 Ống dẫn dung dịch ra Đã tính ở phần buồng đốt d = 0,062 m Quy chuẩn d = 70 mm

Tra bảng XIII.26 [2-412] bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn

𝐷 𝑦 (mm) Ống Kích thước nối Kiểu bích

Tra bảng XIII.32 [4-434] lấy chiều dài ống L = 110 mm

Vì nước ngưng là chất lỏng ít nhớt nên 𝜌 = 1 ÷ 2 (m/s), chọn 𝜌 = 1,2 (m/s) Coi lượng nước ngưng bằng lượng hơi đốt vào

Tng = 151,1oC Tra bảng khối lượng riêng của nước (I.5 [3 – 11])

Vận tốc tính toán là 1.11 m/s, nằm trong khuyến cáo, do đó chọn đường kính d = 40 mm Áp suất làm việc P được xác định là P1 = 5 at = 0,4905.10^6 N/m², trong khi quy chuẩn P = 0,6.10^6 N/m² Theo bảng XIII.26 [2-414], với P = 0,6.10^6 N/m² và dtr5 = 40 mm, ta có thể xác định thông số của bích tương ứng.

Kích thước nồi Kiểu bích

Tra bảng XIII.32 [2-434] chọn l = 100 (mm).

3.2Tính và chọn tai treo

Tính khối lượng mỗi nồi khi thử thủy lực :

-Gnk: khối lượng nồi không

-Gnd: khối lượng nước được đổ đầy trong nồ

 Khối lượng nắp đáy buồng đốt:

- Đường kính trong của đáy buồng đốt: Dtr = 1000 (mm)

Tra bảng XIII.11 [4 – 384] ta có khối lượng của đáy elip có gờ: m= 47,9 kg

Do khối lượng ở bảng tra tính với thép cacbon, với thép không gỉ cần nhân thêm hệ số 1,01 nên m =2 47,9.1,01 = 96,76 (kg)

 Khối lượng thân buồng đốt:

- 𝜌: là khối lượng riêng của thép X18H10T, 𝜌y00 kg/m 3

-h: chiều cao buồng đốt là tổng chiều cao ống truyền nhiệt và chiều cao đáy nắp buồng đốt: h = 5 + 0,5+ 0,4+0,8 = 6,2 (m)

-V: thể tích thân buồng đốt, V = h 𝜌 (𝐷 2

𝐷 2 𝑡𝑟 ) (𝑚 3 ) -𝐷 𝑡𝑟 : đường kính trong buồng đốt, 𝐷 𝑡𝑟 = 1 m

- 𝐷 𝑛 : đường kính ngoài buồng đốt, 𝐷 𝑛 = 𝐷 𝑡𝑟 + 2.S = 1+ 2.0,004 1,008m V = 6,2.0,785.(1,008 2 - 1 2 ) = 0,078 (𝑚 3 ) Vậy m2= 7900.0,078= 616,2 (kg)

 Khối lượng 2 lưới đỡ ống: m3 = 2.ρ.V (kg) Trong đó

- ρ: là khối lượng riêng của thép X18H10T, 𝜌y00 kg/m3

𝑑 2 𝑛 ) (m 3 ) S: chiều dày lưới đỡ ống, S = 0,012(m) D: đường kính trong thân buồng đốt, D = 1 (m) n: số ống truyền nhiệt, n = 187 (ống) dn: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, dn= 0,038(m) Thay vào ta có: V = 0,012.0,785.(1 2 –187.0,038 2 ) (m 3 )

 Khối lượng các ống truyền nhiệt m4= n.ρ.V (kg) Trong đó:

- ρ: là khối lượng riêng của thép X18H10T, 𝜌y00 kg/m3

- n: số ống truyền nhiệt, n = 187 (ống)

4 - 𝑑 2 𝑡𝑟 ) (𝑚 3 ) h: chiều cao ống truyền nhiệt, h = 5(m) dn: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, dn = 0,038(m)

� dtr: đường kính trong của ống truyền nhiệt, dtr = 0,034(m) Thay vào ta có: V = 5.0,785.(0,038 2 -0,034 2 ) = 1,13.10 −3 (m 3 )

 Khối lượng thân buồng bốc:

- ρ: là khối lượng riêng của thép X18H10T, 𝜌y00 kg/m 3

-V: thể tích thân buồng bốc, V = h 𝜌 (𝐷 2

-Dtr: đường kính trong buồng bốc, 𝐷𝑡𝑟 = 1,4 m

-Dn: đường kính ngoài buồng bốc, 𝐷𝑛 = 𝐷𝑡𝑟 + 2.S = 1,4 + 2.0,004 = 1,408 m V = 2,6.0,785.(1,408 2 - 1,4 2 ) = 0,046 (𝑚 3 ) Vậy m5 = 0,046.7900 = 363,4 (kg)

 Khối lượng nắp buồng bốc:

Tra bảng XIII.11 [4 – 384] ta có khối lượng của nắp elip” m6 = 106.1,01 = 107,06 kg

 Khối lượng phần nón cụt

Chọn chiều dày phần nón cụt bằng chiều dày buồng bốc: S= 4mm

Lấy tiết diện ống tuần hoàn bằng 10% tổng diện tích các ống truyền nhiệt ( lấy theo kinh nghiệm )

A: Tiết diện trong ống tuần hoàn dtr: Đường kính trong của ông truyền nhiệt, dtr= 0,034m n: Số ống truyền nhiệt, n7 ống

 Đường kính ống tuần hoàn:

Chiều cao hình nón cụt:

𝑅 𝑟) 3 h: chiều cao phần nón cụt

R,r: bán kính 2 đáy của nón cụt

 Khối lượng 4 bích ghép nắp, thân và đáy buồng đốt m8= 4.ρ.V (kg) Trong đó:

- ρ: là khối lượng riêng của thép X18H10T, 𝜌y00 kg/m 3

𝑑 2 𝑏 ) (m 3 ): h: chiều cao các bích Chọn h = 0,026 m -> V = 0,026.0,785.(1,14 2 – 1,013 2 – 28.0.02 2 )

 Khối lượng 2 mặt bích ghép nắp và đáy buồng bốc m9= 2.ρ.V (kg)Trong đó:

- ρ: là khối lượng riêng của thép X18H10T, 𝜌y00 kg/m 3

Vậy tổng khối lượng nồi khi chưa tính bu lông, đai ốc là:

G: là gia tốc trọng trường, g = 9,81(m/s 2 )

3.2.2 Tính G nd a Thể tích không gian buồng đốt và buồng bốc:

- hb: chiều cao buồng bốc, hb = 2.6(m)

- Dtrbb: đường kính trong buồng bốc, Dtrbb = 1,4(m)

- hd: chiều cao buồng đốt, hd = 6,2 (m)

- Dtrbd: đường kính trong buồng đốt, Dtrbd = 1(m)

Khối lượng nước chứa đầy trong nồi là:

Khối lượng nồi khi thử thủy lực là:

Ta chọn số tai treo và chân đỡ là 8, khi đó tải trọng một tai treo, chân đỡ phải chịu là:

Tra bảng XIII.36 tai treo thiết bị thẳng đứng [4-438]

Tải trọng cho phép trên một tai treo G.10 -4 , N 2,5

Tải trọng cho phép lên bề mặt đỡ q.10 -6 (N) 1,45

Khối lượng một tai treo, kg 3,48

Tra bảng XIII.35 [4 – 437] Chân thép đối với thiết bị thẳng đứng:

Tải trọng cho phép 1 chân đỡ G.10 4 N

Ta chọn kính quan sát làm bằng thủy tinh silicat dày: δ = 15mm, đường kính d 200mm Áp suất làm việc nhỏ hơn 6 at.

Chọn bích kiểu 1, bảng XIII.26 [2 – 415], bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị:

(mm) Ống Kích thước nối Kiểu bích

Ta chọn kính quan sát làm bằng thủy tinh silicat dày: δ = 15mm, đường kính d 300mm Áp suất làm việc nhỏ hơn 6 at.

Chọn bích kiểu 1, bảng XIII.26 [2 – 415], bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị:

(mm) Ống Kích thước nối Kiểu bích

3.4 Tính bề dày lớp cách nhiệt

Bề dày lớp cách nhiệt cho thiết bị được tính theo công thức:

- tT2: nhiệt độ bề mặt lớp cách nhiệt về phía không khí, khoảng 40 – 50oC, chọn tT2 45 o C

Nhiệt độ của lớp cách nhiệt tiếp giáp với bề mặt thiết bị, tT1, được xác định là 151,1 oC Điều này xảy ra vì trở lực của tường trong thiết bị rất nhỏ so với trở lực của lớp cách nhiệt Do đó, tT1 gần giống với nhiệt độ của hơi đốt.

- tkk: nhiệt độ môi trường xung quanh Tra bảng VII.1 [4 – 97], chọn tkk = 23,4 oC, lấy nhiệt độ trung bình cả năm tại Hà Nội.

- 𝜌c: hệ số dẫn nhiệt của chất cách nhiệt, chọn vật liệu lớp cách nhiệt là sợi bông thủy tinh:𝜌𝑐 = 0,0372 W/m.độ (bảng PL.14 [1 – 348])

- 𝜌𝑛: hệ số cách nhiệt từ bề mặt ngoài của lớp cách nhiệt đến không khí:

Thay số vào ta có: λ 𝑐 (t 𝑇1 − t 𝑇2 ) 0,0372(151,1 − 45) δ 𝑐 = α 𝑛 (t 𝑇

Các thông số kỹ thuật của hệ thống thiết bị cô đặc phòng đốt ngoài với dung dịch KNO3

Nồng độ dung dịch Đầu 5

Lượng hơi đốt đi vào nồi 1 4615,61

Lượng hơi thứ bốc ra kg/h

Nhiệt độ sôi của dung dịch

Hiệu số nhiệt hữu ích

Bề mặt truyền nhiệt Nồi 2 85,30

Buồng đốt Đường kính trong 1000

Chiều dày lưới đỡ ống 12

Chiều dày đáy lồi buồng đốt 5

Chiều dày ống truyền nhiệt

Buồng bốc Đường kính trong 1400

Chiều dày nắp buồng bốc 5

Kính quan sát có đường kính trong 300 mm, ống dẫn hơi đốt có đường kính trong 150 mm, ống dẫn dung dịch vào có đường kính trong 70 mm, ống dẫn dung dịch ra cũng có đường kính trong 70 mm, ống dẫn hơi thứ ra có đường kính trong 250 mm và ống tháo nước ngưng có đường kính trong 40 mm.

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ

Thiết bị ngưng tụ baromet

Sau khi rời khỏi nồi cô đặc, hơi được dẫn vào thiết bị ngưng tụ baromet để thu hồi nước trong hơi và tách khí không ngưng từ dung dịch Hơi đi vào thiết bị ngưng tụ từ dưới lên, trong khi nước lạnh và nước ngưng tụ chảy xuống ống baromet.

Hệ thống thiết bị: Chọn thiết bị ngưng tụ baromet - thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô ngược chiều chân cao.

2 Thiết bị thu hồi bọt.

Trong thân 1 gồm có những tấm ngăn hình bán nguyệt.

Nguyên lý hoạt động của thiết bị ngưng tụ trực tiếp dựa vào việc phun nước lạnh vào hơi, giúp hơi tỏa nhiệt làm nóng nước và sau đó ngưng tụ lại Thiết bị này chỉ phù hợp để ngưng tụ hơi nước hoặc hơi của các chất lỏng không có giá trị và không tan trong nước, vì chúng sẽ gây ra sự trộn lẫn với nước làm nguội.

Sơ đồ nguyên lý hoạt động của thiết bị ngưng tụ baromet ngược chiều loại khô được trình bày rõ ràng trong hình vẽ Thiết bị này bao gồm một thân hình trụ (1) và được trang bị các tấm ngăn hình bán nguyệt, giúp tối ưu hóa quá trình ngưng tụ.

Thiết bị có lỗ nhỏ và ống baromet để tháo nước và chất lỏng ngưng tụ, cho phép hơi đi vào từ dưới lên trong khi nước chảy từ trên xuống và tràn qua cạnh tấm ngăn Một phần nước chui qua các lỗ của tấm ngăn, tạo ra hỗn hợp nước làm nguội và chất lỏng ngưng tụ chảy xuống ống baromet Khí không ngưng đi lên thiết bị thu hồi bọt và được hút ra qua phía trên bằng bơm chân không Ống baromet thường cao hơn 11 m để đảm bảo khi độ chân không trong thiết bị tăng, nước không dâng lên ngập thiết bị.

Loại này có ưu điểm là nước tự chảy ra mà không cần bơm nên tốn ít năng lượng, năng suất lớn.

Trong ngành công nghiệp hóa chất, thiết bị ngưng tụ baromet chân cao ngược chiều loại khô là một phần quan trọng trong hệ thống cô đặc nhiều nồi Thiết bị này thường được lắp đặt ở vị trí cuối cùng của hệ thống, vì nồi cuối thường hoạt động dưới áp suất chân không.

Các số liệu cần biết:

- Hơi thứ ở nồi cuối trong hệ thống cô đặc: W2 = 4285,15kg/h

- Áp suất ở thiết bị ngưng tụ: png = 0,2 at => Tng = 59,7 oC

- Các thông số vật lý của hơi thứ ra khỏi nồi cuối của hệ thống: t2’ = 60,7 oC i2’ = 2608444 (J/kg.độ) p2’= 0,21 at r2’ = 2355556 (J/kg.độ)

1.1 Tính toán lượng hơi nước ngưng tụ

Để tính lượng nước lạnh cần thiết cho quá trình ngưng tụ, ta sử dụng công thức Gn = W * i, trong đó W là lượng hơi ngưng tụ đi vào thiết bị ngưng tụ (kg/s) và i là nhiệt lượng riêng của hơi ngưng (J/kg) Nhiệt lượng riêng được xác định là i = i2’ = 2608444 J/kg Đối với nước lạnh, nhiệt độ đầu vào t2đ được chọn là 25 oC và nhiệt độ đầu ra t2c là 50 oC.

=>Nhiệt độ trung bình: ttb = 𝑡 2đ +𝑡 2𝑐

Cn: nhiệt dung riêng trung bình của nước, J/kg.độ Tra theo nhiệt độ trung bình I.147 [3 – 165]: Cn (tại 37,5oC) = 4181,04 (J/kg.độ)

1.2 Tính đường kính trong của thiết bị ngưng tụ

Dtr: đường kính trong của thiết bị ngưng tụ, m

W2: lượng hơi ngưng tụ đi vào thiết bị ngưng tụ, kg/s, W2 = 4258,15 (kg/h) ρh: khối lượng riêng của hơi ngưng tụ ở 59,7 oC.

Trong bảng I.250 [1-312], giá trị ρh được xác định là 0,1286 kg/m3 Tốc độ hơi ωh trong thiết bị ngưng tụ phụ thuộc vào cách phân phối nước, cụ thể là kích thước của các tia nước Khi tính toán với áp suất làm việc png = 0,2 at, có thể chọn ωh = 35 m/s.

Do đó ta có: D tr = 0.02305 √

Quy chuẩn theo bảng VI.8 [4-88], Dtr = 800 mm

1.3 Tính kích thước tấm ngăn

Chiều rộng tấm ngăn có dạng hình viên phân b xác định theo công thức:

Dtr: đường kính trong của thiết bị ngưng tụ, mm b 0mm 2+ 50 = 450 -Trên tấm ngăn có đục nhiều lỗ nhỏ.

-Nước làm nguội là nước sạch nên lấy đường kính lỗ là dlỗ = 2mm.

-Chiều dày tấm ngăn chọn 𝜌 = 4mm. ωc: tốc độ của tia nước, m/s Khi chiều cao của gờ tấm ngăn là 40 mm, ω c tụ:

= 0,62 m/s Tổng diện tích bề mặt của các lỗ trong toàn bộ bề mặt cắt ngang của thiết bị ngưng

= 3600.0,62 = 0,044 m 2 Các lỗ xếp theo hình lục giác đều, bước của các lỗ được xác định theo công thức VI.55

Đường kính lỗ đĩa được chọn là dlỗ = 2mm Tỉ số giữa tổng diện tích tiết diện của các lỗ và diện tích tiết diện trung bình f tb của thiết bị ngưng tụ thường dao động từ 0,025 đến 0,1 Trong trường hợp này, chúng ta lựa chọn tỉ số (f) = 0,03 f tb.

Thay số ta được: 𝑡 = 0,866.2.0,03 0,5 +2= 2,3(mm)

1.4 Tính chiều cao của thiết bị ngưng tụ

Chiều cao thiết bị ngưng tụ phụ thuộc mức độ đun nóng Mức độ đun nóng được xác định theo công thức:t 2c − t 2đ

𝑡 2𝑐 , 𝑡 2đ : là nhiệt độ đầu và cuối của nước làm lạnh, oC

𝑡 𝑏ℎ : là nhiệt độ của hơi nước bão hòa ngưng tụ, oC t 2c − t 2đ 50 − 20 β = bh− t 2đ

Dựa vào mức độ đun nóng với điều kiện lỗ dlỗ = 2mm, tra bảng VI.7 [2-86] Quy chuẩn 𝜌 = 0,727

Khoảng cách giữa các ngăn mm

Thời gian rơi qua một bậc (s)

Mức độ đun nóng Đường kính tia nước (mm) f t t

Khi hơi đi lên trong thiết bị ngưng tụ, thể tích của nó giảm dần, vì vậy khoảng cách giữa các ngăn cũng nên giảm theo chiều từ dưới lên, khoảng 50mm cho mỗi ngăn Với 8 ngăn, khoảng cách trung bình giữa các ngăn là 300mm, và chúng ta sẽ chọn khoảng cách giữa 2 ngăn dưới cùng là 400mm.

Chiều cao hữu ích của thiết bị ngưng tụ sẽ là:

1.5 Tính kích thước đường kính trong ống baromet Đường kính ống Baromet được xác định theo công thức VI.57 [2 – 86]:

3600 π ω 𝜌: tốc độ của hỗn hợp nước làm lạnh và nước ngưng chảy trong ống Baromet, m/s Lấy ω = 0,5m/s d = √ 0,004 (98365,06 +

1.6 Tính chiều cao ống baromet

Xác định chiều cao ống baromet theo công thức VI.58 [2 – 86]:

H = h1 + h2 + 0,5 (m) Trong đó: h1: chiều cao cột nước trong ống Baromet cân bằng với hiệu số giữa áp suất khí quyển và áp suất trong thiết bị ngưng tụ.

P ck h1 = 10,33 760 (m) Trong đó Pck là độ chân không trong thiết bị ngưng tụ:

760 = 8,33 𝑚 h2: chiều cao cột nước trong ống Baromet để khôi phục toàn bộ trở lực khi nước chảy trong ống Theo công thức VI.61 [2 – 87]: ω 2 H

= 2g (2,5 + λ d) , m d: đường kính trong ống baromet, d = 0,27 (m)

𝜌: hệ số trở lực ma sát khi nước chảy trong ống

0,3164 λ 𝑅𝑒 Re 0,25 𝜌𝑑𝜌 𝑡𝑏 𝜌 𝜌𝑡𝑏: khối lượng riêng lỏng tại ttb = 37,5oC Tra bảng I.102 [1-94] và nội suy tại 37,5 oC ta có: 𝜌 = 0,6881.10 -3 (N/m2) Tra bảng I.249 [1-310] và nội suy tại 37,5 oC ta có: 𝜌𝑡𝑏= 993,1 (kg/m3 )

1.7 Tính lượng hơi và nước ngưng

Lượng không khí cần hút:

Gkk = 0,000025.W2 + 0,000025.Gn + 0,01.W2 (Kg/h) Gkk = (0,000025 + 0,01).W2 + 0,000025.Gn

Gn: lượng nước làm nguội tưới vào thiết bị ngưng tụ, kg/h W2: lượng hơi nước vào thiết bị ngưng tụ, kg/h

Gkk = (0,000025+0,01) 4285,13 + 0,000025 98365,06 = 45,42 (kg/h) Thể tích không khí cần hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ:

Nhiệt độ không khí đối với thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô được tính theo công thức tkk = t2d + 4 + 0,1(t2c – t2d) Với t2d = 25°C và t2c = 50°C, ta tính được tkk = 31,5°C Áp suất riêng phần của hơi nước trong hỗn hợp ở nhiệt độ tkk là ph = 0,0475.9.81.104 (N/m2) với tkk = 31,5°C.

Tính toán bơm chân không

Công suất của bơm chân không tính theo công thức: m−1

[(p 2 p) 1 m − 1] m: chỉ số đa biến, chọn m = 1,25 pk = png – ph = 0,2 – 0,0475 = 0,1525 (at) p1 = png = 0,2 at p2: áp suất khí quyển, p2 = 1 at η: hiệu suất, η = 0,65

Dựa vào Nb chọn bơm theo quy chuẩn ở bảng II.58 [1 – 513], bơm chân không vòng nước PMK ta chọn được bơm PMK-1 với các thông số:

+ Số vòng quay: 1450 vòng/phút

+ Công suất yêu cầu trên trục bơm: 3,75 kW

+ Công suất động cơ điện: 4,5 kW

Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

Để đun nóng hỗn hợp đầu, thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm đứng sử dụng hơi nước bão hòa Áp suất tuyệt đối của hơi nước bão hòa được chọn là p = 5,0 at, tương ứng với nhiệt độ hơi nước bão hòa tbh = 151,1 oC.

Thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm với các thông số (bảng V.10 [2 – 44]):

Bề mặt truyền nhiệt trên một đơn vị thể tích: 15 – 40 m 2 /m 3

Lượng kim loại cần cho một đơn vị tải nhiệt: 1

Lượng kim loại cần cho một đơn vị bề mặt đốt: 30 – 80 kg/m 2 Đường kính trong của ống: d = 0,032m

Dung dịch đi trong ống, hơi đốt đi ngoài ống.

Chọn loại ống thép X18H10T đường kính d = 32  2 mm, L = 3m

Yêu cầu thiết kế quan trọng nhất trong việc thiết kế thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu là xác định bề mặt truyền nhiệt Bên cạnh đó, cần xác định các thông số khác như đường kính, chiều cao, số ống và số ngăn của thiết bị.

Diện tích bề mặt truyền nhiệt được xác định thông qua phương trình cơ bản của truyền nhiệt

-F: Lưu lượng hỗn hợp đầu F = 10800 (kg/h)

-Cp: Nhiệt dung riêng của hỗn hợp Cp = C0 = 3976,7 (J/kg.độ)

-tF: Nhiệt độ cuối của dung dịch, tF= tso= 116,04 (oC)

-tf: Nhiệt độ đầu của dung dịch, lấy bằng nhiệt độ môi trường, tf = 25

(oC) Thay số vào ta có nhiệt lượng trao đổi của dung dịch là:

3.2 Hiệu số nhiệt độ hữu ích

Do ∆tđ/∆tc = 3,6> 2 nên nhiệt độ trung bình của hai lưu thể là:

Hơi đốt có nhiệt độ trung bình t1tb = 151,1 oC

Phía hỗn hợp: t2tb = t1tb – ∆ttb = 151,1 -71,12 = 79,98 oC

3.2.1.Hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng tụ:

) 𝐻 [ 𝑊/𝑚 độ] r: ẩn nhiệt ngưng tụ lấy theo nhiệt độ hơi bão hòa r = 2117000 (J/kg)

∆𝑡1: chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống truyền nhiệt, H: chiều cao ống truyền nhiệt, H = 3m

A: Hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng Giả thiết ∆t1 = 3,9 ℃ => tT1 = tbh - ∆t1 = 151,1 – 3,9 = 147,2 ℃

Hệ số A phụ thuộc vào nhiệt độ màng tm = 0,5 (tT1 + ∆t1) = 0,5 (146,5 + 151,1) 149,15 ℃ nội suy theo bảng số liệu [3 – 29] ta có A = 195,37

3.2.2 Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ: q1 = α1 ∆t1

3.2.3 Hệ số cấp nhiệt về phía hỗn hợp chảy xoáy

Nu = 0,021 ε 1 Re 0,8 Pr 0,43 ( Pr Pr t ) 0,25 Trong đó:

Prt là chuẩn số Pran của hỗn hợp lỏng, được tính toán dựa trên nhiệt độ trung bình của tường Hệ số hiệu chỉnh ε 1 được sử dụng để xem xét ảnh hưởng của tỉ số giữa chiều dài l và đường kính d của ống.

Pr t thể hiện ảnh hưởng của dòng nhiệt (đun nóng hay làm nguội) Khi chênh lệch nhiệt độ giữa tường và dòng nhỏ thì ( Pr ) 0,25 ≈ 1 [3 – 15]

Pr t a, Tính chuẩn số Pr

+ Cp là nhiệt dung riêng đẳng áp của hỗn hợp đầu tại t2tb = 79,89 ℃.

+ μ là độ nhớt động lực của hỗn hợp ở t2tb = 79,89 ℃.

+ λ: Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Chọn chất lỏng tiêu chuẩn là nước, t1 = 20oC; t2 = 30 oC

Tra bảng I.107 [1-100] và nội suy ta có: t = 20oC, x = 5% → μ = 0,98 10−3

Tra bảng I.102 [1-94] và nội suy ta có: μ11 = 0,98 10−3 [N.s/m2] → θ11= 21,05 oC μ21 = 0,8 10−3[N.s/m2] → θ21= 30,04 oC

Tại ts1 = 116,04 oC, dung dịch có độ nhớt là μdd1 tương ứng với đột nhớt của nước có nhiệt độ là θ31:

Tra bảng I.102 [1-95] và nội suy với θ31 = 105,07 oC ta được μdd1 = 0,2632 10-3 [N.s/m2]

- Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch xác định theo công thức λ = A C ρ ρ (W/m 2 độ) [2 – 123 – I.32] p √

+ Cp là nhiệt dung riêng đẳng áp của hỗn hợp đầu tại ttb = 79,89 ℃ Đã tính được Cp = 3976,7 (J/kg độ)

+ ρ là khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng ρ = 1000,125 (kg/m 3 ) [bảng I.46-1-42] + M là khối lượng mol trung bình của hỗn hợp đầu

M = MKNO3 NKNO3 + MH2O NH2O = 101 NKNO3 + 18 (1 – NKNO3)

NKNO3: Phần mol của KNO3 trong dung dịch

Thay vào công thức trên ta có:

M1= 101.0,0093+ 18 (1-0,0093) = 18,77 + A là hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng A = 3,58 10 -8 [2 – 123]

3.2.4 Hiệu số nhiệt độ ở 2 phía thành ống:

Trong đó: tT1, tT2: nhiệt độ thành ống hơi nước và về phía hỗn hợp r1; r2: nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của thành ống.

Tra bảng II.V.1 [2-4]: r1 = 0,000387 [m 2 độ/W]: nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch r2 = 0,000232 [m 2 độ/W]: nhiệt trở cặn bẩn phía hơi bão hòa

𝜌: bề dày ống truyền nhiệt, 𝜌 = 2 10−3(𝑚)

∑ r: tổng nhiệt trở ở 2 bên ống truyền nhiệt: Ống dẫn nhiệt làm bằng vật liệu X18H10T có λ = 16,3 W/m.độ

Khi chênh lệch nhiệt độ giữa tường vào dòng nhỏ thì 𝑃𝑟 = 1

3.2.6 Nhiệt tải riêng về phía dung dịch: q2= 𝜌2 ∆𝑡2 = 742,86 43,42 = 32255,09 (W/m2) Kiểm tra sai số:

Sai số đều nhỏ hơn 5% nên chấp nhận giả thiết

3.3 Xác định diện tích bề mặt truyền nhiệt

Diện tích bề mặt truyền nhiệt xác định thông qua phương trình cơ bản của truyền nhiệt

Q = K F ∆𝑡 𝑡𝑏 Chọn giá trị α = 6548,4 (W/m2 độ) và lượng nhiệt truyền cho 1m2 ống truyền nhiệt là: ω t qtb = 𝑞 1 + 𝑞 2

Ho ặc cũng có thể tính thông qua nhiệt tải riêng qtb = 𝑄 = K ∆t

3.4 Xác định số ống, cách sắp xếp ống trong thiết bị trao đổi nhiệt

Số ống của thiết bị trao đổi nhiệt được xác định theo công thức n = 𝐹

+ F = 34 m 2 là tổng diện tích bề mặt trao đổi nhiệt

+ f = 𝜌 d h0: là diện tích xung quanh của một ống truyền nhiệt, m2

+ h0 = 3 m là chiều cao ống truyền nhiệt

Chọn sắp xếp ống theo hình 6 cạnh Quy chuẩn theo bảng số liệu V.II [3 – 48] ta có

- Tổng số ống của thiết bị là n = 127 (ống)

- Số hình 6 cạnh là 6 hình

- Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh là b = 13 ống

- Số ống trên 1 cạnh của hình 6 cạnh a = 0,5 (b + 1) = 7 ống Vận tốc lỏng chảy trong ống cần đạt

+ Gđ là lưu lượng thể tích chất lỏng (m3)

+ dt = 0,033 m là đường kính trong của 1 ống

+ Khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng tại ttb = 71,12 ℃ là 𝜌 = 1001,125 (kg/m3) Thay số ω t α

Ta phải chia ngăn để quá trình cấp nhiệt diễn ra ở chế độ xoáy.

Số ngăn của thiết bị là

𝑥 = ωt= 0,082 ω 0,029 = 3 𝑛𝑔ă𝑛 Vậy chia không gian trong ống thành 3 ngăn

3.5 Đường kính trong của thiết bị. Đường kính trong của thiết bị được xác định theo công thức

+ d = dn = 36 mm là đường kính ngoài của ống truyền nhiệt