đồ án thiết bị cô đặc

Phân loại phương pháp cô đặc - Phương pháp nhiệt đun nóng: dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái hơi dưới tác dụng của nhiệt khi áp suất riêng phần của nó

CHƯƠNG 1 TỔNG QUAN 1.1 Tổng quan về nguyên liệu đường

1.1.1 Đặc điểm nguyên liệu

Nguyên liệu cô đặc ở dạng dung dịch gồm:

- Dung môi: nước

- Các chất hòa tan chiếm chủ yếu là đường saccarose và nhiều cấu tử với

hàm lượng rất thấp (xem như không có) Các cấu tử này xem như không bay

hơi trong quá trình cô đặc

1.1.2 Biến đổi của nguyên liệu và sản phẩm trong quá trình cô đặc

Trong quá trình cô đặc, tính chất cơ bản của nguyên liệu và sản phẩm biến đổi

không ngừng

 Biến đổi về vật lí

Theo thời gian cô đặc nồng độ dung dịch tăng dẫn đến tính chất dung dịch thay

đổi:

- Các đại lượng giảm: hệ số dẫn nhiệt, nhiệt dung riêng, hệ số cấp nhiệt,

hệ số truyền nhiệt

- Các đại lượng tăng: khối lượng riêng của dung dịch, độ nhớt, tổn thất do

nồng độ, nhiệt độ sôi

 Biến đổi hóa học

- Thay đổi pH môi trường: do các phản ứng thủy phân amit của các cấu tử

tạo thành các acid

- Đóng cặn dơ: do trong dung dịch chứa một số muối Ca2+ ít hòa tan ở nồng

độ cao, phân hủy muối hữu cơ tạo kết tủa

- Tăng màu caramen đường, phân hủy đường khử, tác dụng tương hỗ giữa

các sản phẩm phân hủy và các amino acid

- Phân hủy một số vitamin

 Biến đổi sinh học

- Tiêu diệt vi sinh vật (ở nhiệt độ cao)

- Hạn chế khả năng hoạt động của vi sinh vật ở nồng độ cao

1.2 Tổng quan về quá trình cô đặc

1.2.1 Định nghĩa 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 (kết tinh)

- Thu dung môi ở dạng nguyên chất

Cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất (áp suất chân không, áp

suất thường hay áp suất dư), trong thiết bị cô đặc một nồi hay nhiều nồi và quá

trình có thể gián đoạn hay liên tục

Hơi bay ra trong quá trình cô đặc thường là hơi nước (gọi là hơi thứ), có

nhiệt độ cao, ẩn nhiệt hóa hơi lớn nên được sử dụng làm hơi đốt cho các nồi cô

đặc

1.2.2 Phân loại phương pháp cô đặc

- Phương pháp nhiệt (đun nóng): dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang

trạng thái hơi dưới tác dụng của nhiệt khi áp suất riêng phần của nó bằng áp

suất tác dụng lên mặt thoáng chất lỏng

- Phương pháp lạnh: khi hạ nhiệt độ đến một mức nào đó thì một cấu tử sẽ

tách ra dạng tinh thể đơn chất tinh khiết, thường là kết tinh dung môi để tăng

nồng độ chất tan Tùy tính chất cấu tử và áp suất bên ngoài tác dụng lên mặt

thoáng mà quá trình kết tinh đó xảy ra ở nhiệt độ cao hay thấp và đôi khi phải

dùng đến máy lạnh

1.2.3 Phân loại thiết bị cô đặc và ứng dụng

 Theo cấu tạo

- Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên) dùng cô đặc

dung dịch khá loãng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dễ dàng qua bề mặt

truyền nhiệt

- Nhóm 2: dung dịch đối lưu cưỡng bức, dùng bơm để tạo vận tốc dung

dịch từ 1,5 – 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt nhằm tăng cường hệ số truyền

nhiệt, dùng cho dung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề

mặt truyền nhiệt

- Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng, màng này tiếp xúc với bề

mặt truyền nhiệt và được gia nhiệt đến nhiệt độ bốc hơi một cách nhanh chóng

Thiết bị này thích hợp cho các thực phẩm chứa thành phần mẫn cảm như sữa,

nước trái cây và hoa quả ép

 Theo phương pháp thực hiện

- Cô đặc ở áp suất thường (thiết bị hở): có nhiệt độ sôi, áp suất không đổi

Thường dùng cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định nhằm

đạt được năng suất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn nhất Tuy nhiên nồng độ

dung dịch đạt được là không cao

- Cô đặc áp suất chân không: dung dịch có nhiệt độ sôi dưới 100oC, áp

suất chân không Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, sự bay hơi nước liên tục

 Theo áp suất làm việc

Hệ thống cô đặc ở áp suất thường cho các dung dịch không phân hủy ở nhiệt

độ cao

Dùng hệ thống cô đặc ở áp suất chân không nhằm hạ thấp nhiệt độ của dung

dịch để giữ chất lượng của sản phẩm và các thành phần mẫn cảm với nhiệt độ

(tính chất tự nhiên, màu, mùi, vị, đảm bảo lượng vitamin…)

CHƯƠNG 2 THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ

Nguyên liệu ban đầu là dung dịch mía đường có nồng độ 13% Dung dịch từ

bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị Từ bồn cao vị, dung dịch đi vào

thiết bị gia nhiệt sơ bộ và được đun nóng đến nhiệt độ sôi Thiết bị gia nhiệt sơ

bộ là thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm: thân hình trụ, đặt đứng, bên trong

gồm nhiều ống nhỏ được bố trí theo đỉnh hình tam giác đều Các đầu ống được

giữ chặt trên vĩ ống và vĩ ống được hàn dính vào thân Nguồn nhiệt là hơi nước

bão hòa 4 at đi bên ngoài ống (phía vỏ) Dung dịch đi từ dưới lên ở bên trong

ống Hơi nước bão hòa ngưng tụ trên bề mặt ngoài của ống và cấp nhiệt cho

dung dịch để nâng nhiệt độ của dung dịch lên nhiệt độ sôi Dung dịch sau khi

được gia nhiệt sẽ chảy qua lưu lượng kế rồi vào thiết bị cô đặc để thực hiện quá

trình bốc hơi Hơi nước ngưng tụ thành nước lỏng và theo ống dẫn nước ngưng

qua bẫy hơi chảy ra ngoài

Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc: phần dưới của thiết bị là buồng đốt, gồm

có các ống truyền nhiệt và một ống tuần hoàn trung tâm Dung dịch đi trong

ống còn hơi đốt (hơi nước bão hòa) đi trong khoảng không gian ngoài ống Hơi

đốt ngưng tụ bên ngoài ống và truyền nhiệt cho dung dịch đang chuyển động

trong ống Dung dịch đi trong ống theo chiều từ trên xuống và nhận nhiệt do

hơi đốt ngưng tụ cung cấp để sôi, làm hóa hơi một phần dung môi Hơi ngưng

tụ theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi để chảy ra ngoài

Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm: khi thiết bị làm việc,

dung dịch trong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp lỏng - hơi có khối

lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ dưới lên trên miệng ống Đối với ống tuần

hoàn, thể tích dung dịch theo một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn so với

trong ống truyền nhiệt nên lượng hơi tạo ra trong truyền nhiệt là lớn hơn Vì lý

do trên, khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng - hơi ở ống tuần hoàn lớn hơn so

với ở ống truyền nhiệt và hỗn hợp này được đẩy xuống dưới Kết quả là có

dòng chuyển động tuần hoàn tự nhiên trong thiết bị: từ dưới lên trong ống

truyền nhiệt và từ trên xuống trong ống tuần hoàn Phần phía trên thiết bị là

buồng bốc để tách hỗn hợp lỏng - hơi thành hai dòng Hơi thứ đi lên phía trên

buồng bốc, đến bộ phận tách giọt để tách những giọt lỏng ra khỏi dòng Giọt

lỏng chảy xuống dưới còn hơi thứ tiếp tục đi lên Dung dịch còn lại được hoàn

lưu Dung dịch sau cô đặc được bơm ra ngoài theo ống tháo sản phẩm vào bể

chứa sản phẩm nhờ bơm ly tâm Hơi thứ và khí không ngưng thoát ra từ phía

trên của buồng bốc đi vào thiết bị ngưng tụ baromet (thiết bị ngưng tụ kiểu trực

tiếp) Chất làm lạnh là nước được bơm vào ngăn trên cùng còn dòng hơi thứ

được dẫn vào ngăn dưới của thiết bị Dòng hơi thứ đi lên gặp nước giải nhiệt

để ngưng tụ thành lỏng và cùng chảy xuống bồn chứa qua ống baromet Khí

không ngưng tiếp tục đi lên trên, được dẫn qua bộ phận tách dòng rồi được

bơm chân không hút ra ngoài Khi hơi thứ ngưng tụ thành lỏng thì thể tích của

hơi giảm làm áp suất trong thiết bị ngưng tụ giảm Vì vậy, thiết bị ngưng tụ

baromet là thiết bị ổn định chân không, duy trì áp suất chân không trong hệ

thống Thiết bị làm việc ở áp suất chân không nên nó phải được lắp đặt ở độ

cao cần thiết để nước ngưng có thể tự chảy ra ngoài khí quyển mà không cần

bơm Bình tách giọt có một vách ngăn với nhiệm vụ tách những giọt lỏng bị lôi

cuốn theo dòng khí không ngưng để đưa về bồn chứa nước ngưng

CHƯƠNG 3 CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

3.1 Dữ kiện ban đầu

- Dung dịch mía đường

- Nồng độ đầu xđ = 13%, nhiệt độ đầu của nguyên liệu là tđ = 30oC

- Nồng độ cuối xc = 45%

- Năng suất sản phẩm: Gc = 500 kg/mẻ

- Gia nhiệt bằng hơi nước bão hòa với áp suất hơi đốt là 4 at

- Áp suất ở thiết bị ngưng tụ baromet: Png = 0,2 at

3.2 Cân bằng vật liệu

Gọi: - Gđ, Gc: lượng dung dịch lúc đầu và lúc cuối kg/mẻ

- W: lượng hơi thứ tách ra (kg/mẻ)

- xđ, xc: nồng độ đầu và cuối (% khối lượng) của dung dịch

Trong quá trình bốc hơi coi chất hòa tan không bị mất mát theo hơi thứ, khi

đó phương trình cân bằng vật liệu trong thiết bị cô đặc như sau:

Gđ = Gc+W (theo 7.192/T504-[3])

Đối với chất hòa tan:

Gđ.xđ = Gc.xc (theo 7.191/T504-[3])

Từ hai phương trình trên ta rút ra:

- Suất lượng nhập liệu (Gđ):

3.3 Cân bằng năng lượng

3.3.1 Chế độ nhiệt độ

Áp suất buồng bốc là áp suất hơi bão hòa 4 at Tra bảng I.251/T315-[8], ta

được nhiệt độ của hơi đốt là 142,9oC, tại áp suất 0,2 at nhiệt độ của hơi nước

bão hòa là 59,7oC

Gọi ∆ '' ' là tổn thất nhiệt độ hơi thứ trên đường ống dẫn từ buồng bốc đến thiết

bị ngưng tụ, theo T161-[1], chọn ∆ '' '=1oC

Nhiệt độ hơi thứ trong buồng bốc t c(P o):

t c=t sdm(P o)−∆ '' '=59,7o C=¿t sdm(P o)=t c+1=60,7o C

Áp suất hơi thứ trong buồng bốc: tra bảng 57/T443-[2], ở nhiệt độ hơi thứ là

60,7oC áp suất là 0,21 at

3.3.2 Các tổn thất nhiệt độ

3.3.2.1 Tổn thất nhiệt do nồng độ ( ∆ ' )

Ta sử dụng công thức Tisenco: ∆ '=∆ '0f =∆0' 16,2 (273+ts)

2

r (VI.10/T59-[9])Trong đó:

-∆0': là tổn thất nhiệt độ ở áp suất khí quyển, tra từ đồ thị VI.2/T60-[9],

ta được ∆0'=3o C

- t s: là nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất 0,21 at (oC)

- r: là ẩn nhiệt hóa hơi của hơi ở nhiệt độ Ts, r = 2355,6.103 (J/kg)

- f: là hệ số hiệu chỉnh do khác áp suất khí quyển, được tính:

f =16,2 T s

2

r =16,2.

(273+60,7)22355,6.103 =0,763

¿>∆ '=∆ o ' f =3.0,763=2,3 o C

t sdd(P1)=∆ '+t sdm=2,3+60,7=63o C

Trong đó: - t sdd(P1): là nhiệt độ sôi dung dịch ở mặt thoáng

3.3.2.2 Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh ( ∆ ''

¿

Theo công thức VI.13/T60-[9], ta có:

∆ ''=t tb−t o=t sdd(P1+∆ P)−t sdd(P1)=t sdm(P1+∆ P)−t sdm(P1) (oC)

Trong đó: - t sdd(P1): là nhiệt độ sôi dung dịch ở mặt thoáng

- t sdd(P1+∆ P): là nhiệt độ sôi dung dịch ứng với áp suất ở độ sâu

trung bình của cột chất lỏng

- t sdm(P1): là nhiệt độ sôi dung môi ở mặt thoáng.

- t sdm(P1+∆ P): là nhiệt độ sôi dung môi ứng với áp suất ở độ sâu

trung bình của cột chất lỏng

- ∆ P=0,5 ρ hh g H op: là độ tăng áp suất trong chất lỏng sôi ở độ sâu

từ mặt thoáng

 Tính t sdm(P1+∆ P):

Theo công thức 4.19/T185-[2]:

P1+∆ P=P tb=P o+0,5 ρhh g H op

Trong đó: - ρ dd: là khối lượng riêng của dung dịch ở nồng độ đang xét, không

kể lẫn bọt hơi, kg/m3 (ρ dd=1204,67 (kg/m3), tra bảng I.86/ T60-[8])

- ρ hh : là khối lượng riêng hóa hơi của hỗn hợp:

ρ hh=0,5 ρ dd=0,5.1204,67=602,335 (kg/m3)

- g là gia tốc trọng trường, g = 9,81 (m/s2)

- P1: áp suất dung môi ở mặt thoáng, P1=0,21 (at)

- H op: là chiều cao lớp lỏng sôi (theo kính quan sát chỉ mức), m

Với H op=[0,26+0,0014.(ρ dd−ρ dm) ] H o (theo công thức 4.20/T185-[2])

H op=[0,26+0,0014 (1204,67−983,2)].1=0,57 (m)

- H o: là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn H o=1(m)

- ρ dd: là khối lượng riêng của dung dịch theo nồng độ, ρ dd=1204,67 (kg/m3),

ρ sdm(P1+∆ P)=62,13oC

Ta có: ∆ ''=t sdm(P1+∆ P)−t sdm(P1)=62,13−60,7=1,43oC

t sdd(P tb)=t sdd(P1+∆ P)=t sdd(P1)+∆ ' '=63+1,43=64,43oC

Trong đó: - tsdd(Ptb): là nhiệt độ sôi dung dịch ở áp suất trung bình cột chất

lỏng

- t sdm(P1): là nhiệt độ sôi dung môi ở mặt thoáng

3.3.2.3 Chênh lệch nhiệt độ biểu kiến

∆ t=t D−t C=142,9−59,7=83,2o C

Trong đó:

- tD: là nhiệt độ hơi bão hòa ở 4 at

- tC: là nhiệt độ hơi nước ngưng tụ

3.3.2.4 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích

∆ t hi=t D−t sdd(P tb)=142,9−64,43=78,47oCTrong đó:

- tsdd(Ptb): là nhiệt độ sôi dung dịch ở áp suất trung bình cột chất lỏng

- ∆ t hi: là tổng nhiệt độ hữu ích của cả hệ thống, oC

3.3.3 Cân bằng nhiệt lượng

 Nhiệt lượng tiêu thụ cho cô đặc (Q D )

Theo công thức VI.3/T57-[9]:

QD = Qđ+Qbh+ Qkn+ Qtt

Trong đó:

- Qđ: nhiệt lượng để đun nóng đến nhiệt độ sôi, J

- Qbh: nhiệt lượng làm bốc hơi nước, J

- Qtt: nhiệt lượng tổn thất ra môi trường, J

- Qkn: nhiệt khử nước của dung dịch, J

 Nhiệt lượng dùng để đun nóng đến nhiệt độ sôi

Qđ = Gđ.Ctb.(tsôi –tđ)Với:

- Gđ = 1730,77 kg/mẻ

- Ctb: nhiệt dung riêng của dung dịch

Theo công thức I.50/T153-[8]:

C = 4190 – (2514 – 7,542.t).x (J/kg.k)

Ở t = 300C, x = 13% thì:

C1 = 4190 – (2514 – 7,542.30).0,13 = 3892,59 (J/kg.k)Ở t = 63oC, x = 13% thì:

C2 = 4190 – (2514 – 7,542.63).0,13 = 3924,94 (J/kg.k)Suy ra: C tb=C1+C2

- W: lượng hơi thứ bốc lên khi cô đặc

- r: ẩn nhiệt hóa hơi của hơi thứ ứng với áp suất 0,21 at

Tra bảng 57/T443-[4], r = 2355,8.103 (J/kg)

Qbh = W.r = 1230,77 2355,6.103= 2,899.109 (J)

 Nhiệt lượng dùng để khử nước (Q kn )

Theo công thức VI.4/T57-[9]:

Qkn= Qhtđ – Qhtc

Trong đó:

- Qhtđ, Qhtc: lần lượt là nhiệt hòa tan tích phân của dung dịch đường ở nồng

độ đầu và cuối của quá trình cô đặc, thường Qkn rất bé có thể bỏ qua

Qkn≈0

 Nhiệt lượng tổn thất (Q tt )

Chọn nhiệt lượng tổn thất ra môi trường Qtt = 5% QD

Trong đó: QD: tổng nhiệt độ tiêu thụ cho cô đặc, J

3.3.4 Lượng hơi đốt dùng cho cô đặc (D)

Theo công thức 4.5a/T182- [2]:

- QD: tổng nhiệt độ tiêu thụ cho cô đặc, (QD = 3,286.109 (J))

- φ: độ ẩm của hơi, chọn φ= 0,05

- r: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt ở áp suất là 4 at (tra bảng 57/T443-[2]:

r = 2141.103 J/kg)

3.3.5 Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng

Theo công thức 4.8/T182-[2]:

M= D

W=

1615,581230,770=1,3127 (Kg hơi đốt/ kg hơi thứ)

Trong đó:

- D: lượng hơi đốt dùng cho cô đặc, D = 1615,58 kg/mẻ

- W: lượng hơi thứ thoát ra khi cô đặc, W = 1230,77 kg/mẻ

CHƯƠNG 4 THIẾT KẾ THIẾT BỊ CHÍNH 4.1 Hệ thống truyền nhiệt

4.1.1 Nhiệt tải riêng của hơi ngưng (q 1 )

Theo công thức ở T43-[1] ta có:

q1=α ∆ t1 (W/m2) (1)Theo công thức V.101/T28-[9]:

α1=2,04 A √4 ∆ t r1H (W/m2.độ) (2)Trong đó:

- A: hằng số tra theo nhiêt độ nước màng ngưng (tm), tra ở T29-[9]

- α1: hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng

- r: ẩn nhiệt ngưng tụ của nước ở áp suất hơi đốt là 4at, r = 2141.103 J/kg

- H o: chiều cao ống truyền nhiệt, chọn Ho = 1 m

- ∆ t1: chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống

truyền nhiệt (oC)

Chọn: ∆ t1=7,42oC

∆ t1=t D−t v 1

- tv1: nhiệt độ vách ngoài ống truyền nhiệt

- tD: nhiệt độ hơi đốt ở áp suất 4 at, tD = 142,9oC

¿>t v 1=t D−∆t1=142,9−7,42=135,48o C

Ở nhiệt độ tm = 139,19, tra bảng ở T29/[9]:

q1=α ∆ t1=9172,44.7,42=68059,5(W/m2)

4.1.2 Nhiệt tải riêng về phía dung dịch (q 2 )

Dung dịch nhập liệu sau khi nhận nhiệt đạt đến nhiệt độ sôi Quá trình cô đặc

diễn ra mãnh liệt ở điều kiện sôi và tuần hoàn tự nhiên trong thiết bị, hình

thành các bọt khí liên tục thoát ra khỏi dung dịch

Theo công thức ở T43-[1] ta có:

q2=α dd ∆ t2 (W/m2)Trong đó:

- ∆ t2: chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ vách ống truyền nhiệt và nhiệt

độ sôi dung dịch (oC)

- α dd: hệ số cấp nhiệt phía dung dịch

- Δt v: chênh lệch nhiệt độ vách ống truyền nhiệt

- tv2: nhiệt độ vách phía hơi ngưng

- δ: bề dày ống truyền nhiệt, chọn ống truyền nhiệt loại ϕ 38 ×2 mm

- λ: hệ số dẫn nhiệt ống truyền nhiệt, chọn loại ống truyền nhiệt là loại

thép không rỉ X18H10T có λ=16,3 W/mK (tra bảng XII.7/T313-[9])

- r c 1: nhiệt trở cặn bẩn hơi nước phía vách ngoài tường

- r c 2: nhiệt trở cặn bẩn dung dịch đường phía vách trong tường

Tra bảng V.1/T4-[9], ta được trị số nhiệt trở rc1, rc2

Mặt khác theo công thức VI.27/T71-[9]:

- α dd: hệ số cấp nhiệt phía dung dịch

- α n: hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

α n=0,145 Δt22,33p0,5 (theo công thức V.91/T26-[9])

α n=0,145 20,572.33.(0,21.9,81 104

)0,5=23886,25 (W/m2K)

- Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

C1 = 4190 – (2514 – 7,542.t).x (J/kg.k)Ở t = 630C, x = 45% thì:

C1 = 4190 – (2514 – 7,542.63).0,45=3272,51 (J/kg.k)Ở t=30oC, x= 45% thì:

C2 = 4190 – (2514 – 7,542.30).0,45=3160,51 (J/kg.k)Suy ra: C dd=C1+C2

ρ n=980 (kg/m3)

- λ dd: độ dẫn điện dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

λ dd=A C p ρ √3 M ρ (W/mK)

Trong đó:

- Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch (J/kgK)

- ρ: khối lượng riêng của dung dịch (kg/m3)

- M: khối lượng mol chất tan, M = 342 kg/mol

- A: hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, đối với nước,

Trong đó giá trị Kđược tính thông qua hệ số cấp nhiệt theo công thức T60-[6]:

-δ: bề dày ống truyền nhiệt, chọn ống truyền nhiệt loại ϕ 38 ×2 mm

-λ: hệ số dẫn nhiệt ống truyền nhiệt, chọn loại ống truyền nhiệt là loại thép

không rỉ OX18H10T có λ=16,3 W/mK

- r c 1: nhiệt trở cặn bẩn hơi nước phía vách ngoài tường

- r c 2: nhiệt trở cặn bẩn dung dịch đường phía vách trong tường

Tra bảng V.1/T4-[9], ta được trị số nhiệt trở rc1, rc2:

- rc1 = 0,232.10-3 (m2K/W)

- rc2 = 0,387.10-3 (m2K/W)

Ta có: hệ số cấp nhiệt ở phía hơi ngưng α1=9172,44 (W/mK), hệ số cấp nhiệt

phía dung dịch α dd=3345,31 (W/mK)

19172,44+0,742.10

- QD: tổng lượng nhiệt cung cấp cho quá trình cô đặc.

- K: hệ số truyền nhiệt cho quá trình cô đặc, K = 869,6 (W/m2K)

- ∆ t hi là tổng nhiệt độ hữu ích của cả hệ thống, ∆ t hi=78,47oC

Chọn F = 25 m2 (chọn theo diện tích bề mặt truyền nhiệt chuẩn T156-[1])

4.1.5 Tiến trình tính các nhiệt tải riêng

Khi quá trình cô đặc diễn ra ổn định ta tiến hành tính:

- Bước 1: chọn chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và tường phía hơi ngưng (∆ t1),

- Bước 3: tính được q1 theo công thức: q1=α1 ∆ t1

- Bước 4: tính chênh lệch nhiệt độ phía hai bên vách ∆ t v=t v 1−t v 2, từ đó tính

được nhiệt độ vách trong tv2 => chênh lệch nhiệt độ giữa vách trong và phía

- Bước 6: tính q2 theo công thức: q2=α dd ∆ t2.

- bước 7: so sánh sai số giữa q1 và q2, gọi giá trị sai số là:

4.2 Tính thời gian cô đặc

4.2.1 Xác định hệ số truyền nhiệt K dn khi đun nóng

K dn= 11

α1+∑r v+ 1

α dn

Trong đó:

- ∑r v: tổng nhiệt trở thành ống,∑r v = 0,742.10-3 (m2K/W)

- α1: hệ số cấp nhiệt hơi ngưng tụ, α1=9172,44 (W/m2K)

- α dn: hệ số cấp nhiệt của dung dịch khi đun nóng:

Trong đó:

- : độ nhớt dung dịch,  = 0,59.10-3 Ns/m2

- l: chiều dài của ống truyền nhiệt, l = 1m

 λ: hệ số dẫn nhiệt của dung dịch, λ = 0,214 W/mK

 g: gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s2

 : khối lượng riêng dung dịch,  = 1052,52 kg/m3

 : hệ số giãn nở thể tích, 1/K

- ∆t: chênh lệch nhiệt độ giữa tường và dung dịch

- tv2: nhiệt độ vách phía hơi ngưng, oC

- tdd: nhiệt độ dung dịch, oC

tdd = ( td + tc )/2 = ( 30 + 63)/2 = 46,5oC

∆t = tv2 – tdd = 85 – 46,5 = 38,5oC

ttb = ( tv2 + tdd )/2 = (85+ 46,5)/2 = 65,75oC

(1/K)Suy ra:

- Cdd: nhiệt dung riêng dung dịch , Cdd = 3908,765 (J/kgK)

- : độ nhớt dung dịch ,  = 0,59.10-3 (Ns/m2)

- λ: hệ số dẫn nhiệt của dung dịch, λ = 0,214 (W/mK)

3

10.95,275,6515,273

Ta có (Gr.Pr) = 4,23.1012.10,78 = 4,56.1013 > 2.107: lưu chất ở chế độ chảy

xoáy, theo công thức V.72/T23-[9]:

 F: diện tích bề mặt truyền nhiệt, F = 25 m2

 ∆ttb: chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và nhiệt độ trung bình

của dung dịch:

d

t K F

Q





.

1





 τ1: thời gian đun sôi dung dịch.

 τ2: thời gian cô đặc dung dịch từ nồng độ đầu đến nồng độ cuối

 τ nl: thời gian nhập liệu, chọn τ nl= 15 phút

 τ tl: thời gian tháo liệu , chọn τ tl = 10 phút

 τ ph: thời gian hao tốn phụ, chọn τ ph = 3 phút

 τ = 5 + 37 + 15 + 10 + 3 = 70 phút

4.3 Tính toán thiết bị cô đặc

4.3.1 Tính buồng bốc

 Đường kính buồng bốc

Lưu lượng hơi thứ trong buồng bốc:

- Qh: lượng hơi thứ bốc hơi

- ρ h: khối lượng riêng của hơi thứ ở áp suất buồng bốc P = 0,21 at, tra

bảng 57/T443-[2]: ρ h= 0,1342 kg/m3

- W: lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị



 Vận tốc hơi thứ trong buồng bốc

- D b: đường kính buồng bốc, m

- Qh: lượng hơi thứ bốc hơi

- d: đường kính của giọt lỏng, ta chọn d =0,0003 m

- ρ ' ': Khối lượng riêng của hơi tra bảng I.250/T312-[8], ρ ' '= 0,1342 kg/

Vậy đường kính buồng bốc Db = 2000 mm.

 Chiều cao buồng bốc

Thể tích không gian hơi có thể xác định theo công thức VI.3/T71-[9]:

- U kl: cường độ bốc hơi cho phép của khoảng không gian hơi, kg/m3.h

- W: lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị

- U tt: cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi, m3/

m3.h

- ρ ' ': khối lượng riêng hơi thứ trong buồng bốc,ρ ' '=0,1342 kg /m3

Theo công thức VI.33/T72-[9]:

U tt=f U tt(1 at)( m3

m3 h)

Trong đó:

- U tt(1at): cường độ bốc hơi thể tích cho phép khi p = 1 at, ta chọn cường

độ bốc hơiU tt(1at) = 1600 m3/m3.h

- f: hệ số hiệu chỉnh do khác biệt áp suất khí quyển, hình VI.3/T72-[9] ta

4.3.2.1 Xác định số ống truyền nhiệt

Số ống truyền nhiệt được tính theo công thức: n= F

π d l

Trong đó:

- F: bề mặt truyền nhiệt, F = 25 m2

- l: chiều dài của ống truyền nhiệt, l = Ho = 1 m

- d: đường kính ống truyền nhiệt, chọn loại ống có đường kính ∅ 38 ×2

mm => đường kính trong dt = 34 mm

Vậy số ống truyền nhiệt là:

n= F

π d t l=

253,24.0,034 1=234 (ống)Chọn số ống n = 271 ống (theo T48-[9])

4.3.2.2 Đường kính ống tuần hoàn trung tâm

Diện tích tiết diện ngang của ống tuần hoàn F :

F th=π D th2

4 =¿D th=√4 F th

π

- Dth: đường kính ống tuần hoàn, m

Trong trường hợp đối lưu tự nhiên, tuần hoàn trong: F th=(0,25÷ 0,35 ) F o ∑, với

F o ∑ là diện tích tiết diện ngang của tất cả ống truyền nhiệt

- dt: đường kính trong của ống truyền nhiệt, dt = 34 mm

- n: số ống truyền nhiệt

Vậy: D th=√4 F th

π =√4.0,0463,14 =0,242(m)

Vì cô đặc tuần hoàn đối lưu tự nhiên nên tỉ số giữa đường kính ống tuần hoàn

và ống truyền nhiệt phải lớn hơn hoặc bằng 10 Nên ta chọn đường kính ống

tuần hoàn Dth = 0,4 m = 400 mm, đường kính ngoài Dng = 426 mm (theo dãy

chuẩn T155-[1])

4.3.2.3 Đường kính buồng đốt

Đối với thiết bị cô đặc buồng đốt trong đối lưu tự nhiên tuần hoàn trung tâm có

thể tính theo công thức 2.90/T59-[1]:

- Dd: đường kính trong buồng đốt.

- d: đường kính ngoài của ống truyền nhiệt, dn = 0,038 m

- β: hệ số giãn nở thể tích, thường β=1,3 ÷ 1,5.

Chọn: β= s

d=1,4=¿s=1,4 d

- Dth: đường kính của ống tuần hoàn, Dth = 0,4 m

- F: diện tích bề mặt truyền nhiệt, F = 25 m2

Thay vào ta có:

2

=27,3

¿>D d=27,3 d=27,3.0,038=1,037(m)

Chọn đường kính chuẩn cho vỏ buồng đốt Dd = 1200 mm (T156-[1])

4.3.2.4 Kiểm tra diện tích truyền nhiệt

Kiểm tra đường kính ống tuần hoàn theo công thức 2.85/T58-[1]:

Dth = s.(m-1)+4d (với m: số ống trên đường chéo)

¿>m> D th

s +1=

0,41,4.0,038+1=8,52

Bề mặt truyền nhiệt: F = 3,14.(210.0,038+0,4) = 26,32 m2 (thỏa mãn với F đã

chọn, F = 25 m2)

4.3.3 Tính kích thước các ống dẫn

Đường kính các ống được tính theo công thức tổng quát sau:

d=√π v ρ 4 G (m)Trong đó:

- G: lưu lượng lưu chất, kg/s

- v: vận tốc lưu chất, m/s

- ρ: khối lượng riêng của lưu chất, kg/m3

4.3.3.1 Ống nhập liệu

15.60 =1,923 (kg/s)Chọn: - thời gian nhập liệu là 15 phút

- v = 2 m/s (theo T74 – [9])

- ρ=1052 (kg/m3) (tra bảng I.85/T57-[8])

Vậy:

d=√π v ρ 4 G =√3,14.2 10524.1,923 =0,034 (m)Chọn: - d = 40 mm

- Bề dày: 4 mm

- Chiều dài ống: 100 mm

4.3.3.2 Ống tháo liệu

G= 500

10.60=0,833 (kg/s)Chọn: - thời gian tháo liệu là 10 phút

4.3.3.4 Ống dẫn hơi thứ

37.60 =0,554 (kg/s)Chọn: - v= 30 m/s (theo T74 – [9])

- Chiều dài: 90 mm.

4.4 Tính cơ khí cho các chi tiết thiết bị

4.4.1 Tính cho buồng đốt

4.4.1.1 Sơ lược về cấu tạo

- Buồng đốt có đường kính trong Dd = 1200 mm, chiều cao Hd = 1000 mm

- Thân có 3 lỗ: 1 lỗ tháo nước ngưng, 1 lỗ xả khí không ngưng và 1 lỗ dẫn

hơi đốt

- Vật liệu là thép không rỉ mã hiệu X18H10T

- Ta chọn thân chịu áp suất trong là 3 at = 0,294 N/mm2

4.4.1.2 Tính toán

 Tính bề dày tối thiểu ( S ' )

Áp suất tính toán là Pt = 0,294 N/mm2 Do thiết bị chịu áp suất tuyệt đối là 4 at,

tra bảng 57/T443-[9], ta có nhiệt độ hơi đốt là 142,9oC => nhiệt độ tính toán là

142,9oC

Tra đồ thị hình 1-2/T22-[7], ta có ứng suất cho phép tiêu chuẩn của vật liệu là:

[σ]¿=138 N /mm2

Chọn hệ số hiệu chỉnh η=1, ta được ứng suất cho phép của vật liệu là:

Theo công thức 1.9/T17-[7]:

[σ]=η [σ]¿=138 N /mm2

Xét: [σ P] φ

t = 138.0,950,294 = 446 ≥ 25 nên ta có S '= D t P t

2.[σ] φ