thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi xuôi chiều làm việc liên tục dung dịch kno3 bằng thiết bị cô đặc loại ống tuần hoàn trung tâm.

Định nghĩa Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan khôngbay hơi với mục đích:  Làm tăng nồng độ chất tan.. Điều kiện cần thiết để truyềnnhiệt trong

KHOA HÓA HỌC & CNTP

BỘ MÔN CN HÓA HỌC VÀ HÓA DẦU

Độc lập- Tự do- Hạnh phúc

NHIỆM VỤ THIẾT KẾ MÔN HỌC

1 Họ và tên: 1 Ngô Tiến Việt Anh

2 Nguyễn Hoàng Anh

3 Nguyễn Huỳnh Tuấn Anh

3 Dữ kiện ban đầu

- Năng suất theo dung dịch đầu: Gđ = 30000kg/h

- Nồng độ đầu: xđ = 8% khối lượng

- Nồng độ cuối: xc = 48% khối lượng

- Áp suất hơi đốt: P1 = 12 at

- Áp suất hơi ngưng tụ baromet: Png = 0,2 at

4 Nội dung các phần thuyết minh và tính toán

- Sơ đồ dây truyền công nghệ cô đặc và cấu tạo thiết bị chính (kèm bản vẽ mô tả )

- Tính toán bề mặt truyền nhiệt bề mặt truyền nhiệt thiết bị cô đặc

- Tính toán bề dày lớp cách nhiệt

- Tính toán thiệt bị ngưng tụ baromet và bơm chân không

- Tính cơ khí

5 Bản vẽ

- Sơ đồ dây truyền công nghệ hệ thống cô đặc: khổ A1 ( 1 bản)

- Nồi cô đặc và các chi tiết: khổ A1 (1 bản ) Ngày giao nhiệm vụ: 21/1/2013

MỤC LỤC

LỜI MỞ ĐẦU 5

CHƯƠNG I 6

TỔNG QUAN 6

I TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM 6

I.1 Các tính chất vật lí của KNO 3 6

I.2 Các ứng dụng của KNO 3 6

II CƠ SỞ LÝ THUYẾT VỀ PHƯƠNG PHÁP CÔ ĐẶC 7

II.1 Định nghĩa 7

II.2 Lựa chọn phương án thiết kế 8

II.3 Thuyết minh sơ đồ công nghệ 9

CHƯƠNG II 11

TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ 11

I ĐỀ BÀI VÀ CÁC GIẢ THUYẾT BAN ĐẦU 11

II TÍNH TOÁN 11

II.1 Xác định tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống 11

II.2 Sự phân bố hơi thứ trong các nồi : 12

II.3 Nồng độ dung dịch ở từng nồi: 12

II.4 Tính chênh lệch áp suất chung của toàn hệ thống 13

II.5 Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi 13

II.6 Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ mỗi nồi 15

II.7 Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi 16

II.7.1 Tổn thất nhiệt do nhiệt độ ( ∆ i ' ) 16

II.7.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’): 17

II.7.3 Tổn thất do trở lực của đường ống,(Δ”’): 19

II.7.4 Tổn thất do toàn bộ hệ thống: 19

II.8 Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong toàn hệ thống 19

II.9 Phương trình cân bằng nhiệt lượng 21

II.10 Các thông số kĩ thuật chính 26

II.10.1 Sức căng bề mặt 26

II.10.2 Độ nhớt: 26

II.10.3 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch: 28

II.10.4 Hệ số cấp nhiệt: 30

II.10.5 Hệ số phân bố nhiệt hữu ích cho các nồi: 35

II.10.6 Tính toán bề mặt truyền nhiệt: 38

CHƯƠNG III 39

TÍNH TOÁN CƠ KHÍ THIẾT BỊ CHÍNH 39

III.1 Buồng đốt 39

III.1.1 Số ống trong buồng đốt: 39

III.1.2 Tính thiết bị ống tuần hoàn trung tâm.( tính theo bề mặt trong) 40

III.1.3 Đường kính trong buồng đốt 40

III.1.4 Chiều dày buồng đốt 41

II.1.5 Bề dày đáy buồng đốt: 44

III.2 Buồng bốc 46

III.2.1 Thể tích buồng đốt 46

III.2.2 Chiều cao buồng bốc: 46

III.2.3 Bề dày buồng bốc: 47

III.2.4 Bề dày nắp buồng bốc: 48

III.3 Cửa làm vệ sinh 50

III.4 Đường kính các ống dẫn 50

III.4.1 Đường kính ống dẫn hơi đốt 50

III.4.2 Đường kính ống dẫn dung dịch 51

III.4.3 Đường kính ống dẫn hơi thứ ra 51

III.4.4 Đường kính ống dẫn dung dịch ra 52

III.4.5 Đường kính ống tháo nước ngưng 52

III.5 Bề dày lớp cách nhiệt của thiết bị 52

III.5.1 Bề dày lớp cách nhiết cho các ống dẫn: 52

III.5.2 Bề dày lớp cách nhiệt cho thân thiết bị: 55

III.6 Mặt bích 56

III.7 Tai treo 58

IV.1 Thiết bị ngưng tụ Baromet 62

IV.1.1 Lượng nước lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngưng tụ: 62

IV.1.2 Lượng không khí cần hút ra khỏi thiết bị : 62

IV.1.3 Đường kính thiết bị ngưng tụ: 63

IV.1.4 Kích thước tấm chắn: 65

IV.1.5 Chiều cao thiết bị ngưng tụ: 66

IV.1.6 Kích thước ống baromet: 67

IV.1.7 Chiều cao ống Baromet : 67

IV.2 Tính toán và chọn bơm 70

IV.2.1 Bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị Baromet: 70

IV.2.2 Bơm dung dịch vào thùng cao vị: 72

Tài Liệu Tham Khảo 75

LỜI MỞ ĐẦUCông nghiệp ngày càng phát triển, nhu cầu về hóa chất ngày càng tăng Do đó ngànhcông nghiệp hóa chất cơ bản củng phát triển không ngừng, nhu cầu về sản phẩm ngàycàng phong phú Trên cơ sở đó, quy trình công nghệ luôn được cải tiến và đổi mới đểngày càng hoàn thiện hơn Vấn đề đặt ra là việc sử dụng hiệu quả năng lượng cho quátrình sản xuất nhưng vẫn đảm bảo năng suất.

Kali nitrat (potassium nitrate) còn có tên gọi khác là diêm sinh với công thức hóa họcKNO3 là một trong những hóa chất thông dụng Với nhiều ứng dụng thực tiễn, hiện nayKNO3 được sản xuất với số lượng ngày càng lớn KNO3 được ứng dụng rộng rãi trongcác ngành công nghiệp như phân bón, thực phẩm, thuốc súng … Vậy làm thế nào để thuđược KNO3 có nồng độ cao và tinh khiết Một trong những phương pháp được sử dụnghiệu quả để tăng nồng độ KNO3 là phương pháp cô đặc Đây cũng là đề tài mà nhómchúng tôi thực hiện trong đồ án này là thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi xuôi chiều dung dịchKNO3 bằng thiết bị cô đặc loại ống tuần hoàn trung tâm

Cấu trúc của đồ án có thể chia thành các phần như sau:

 Chương I: Tổng quan

 Chương II: Tính toán công nghệ,

 Chương III: Tính và chọn thiết bị chính

 Chương IV: Tính và chọn thiết bị phụ

 Tài liệu tham khảo

 Phân bón: Nitrat kali được sử dụng chủ yếu trong phân bón , như là một

nguồn nitơ và kali - hai trong số những chất dinh dưỡng cho cây trồng

 Chất oxi hóa: Nitrat kali là một chất oxy hóa hiệu quả, sản xuất ra một

ngọn lửa màu hoa cà khi đốt cháy do sự hiện diện của kali Đây là mộttrong ba thành phần của bột màu đen, cùng với than bột (đáng kểcarbon) và lưu huỳnh Như vậy nó được sử dụng trong bột màu đenđộng cơ tên lửa Nó cũng được sử dụng trong pháo hoa như bom khói ,với một hỗn hợp sucroe và kali nitrat

 Bảo quản thực phẩm

 Ngoài ra, KNO3 còn có một số ứng dụng khác như: là thành phần hạtchính vững chắc của aerosol ức chế đặc cháy hệ thống, là thành phầnchính (thường là khoảng 98%) của một số sản phẩm loại bỏ gốc cây Nólàm tăng tốc sự phân hủy tự nhiên của gốc cây bằng cách cung cấp nitơcho nấm tấn công gỗ của gốc cây, xử lý nhiệt kim loại như một dungmôi rửa, là một phương tiện lưu trữ nhiệt

II.1 Định nghĩa

Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan khôngbay hơi với mục đích:

 Làm tăng nồng độ chất tan

 Tách chất rắn hòa tan ở dang tinh thể (kết tinh)

 Thu dung môi ở dạng nguyên chất (cất nước)

Thông thường có 2 loại cô đặc để làm bốc hơi dung môi:

 Cô đặc dùng tác nhân là nhiệt để cung cấp năng lượng cho hơi dung môi(cô đặc ở trạng thái hơi)

 Cô đặc kết tinh, bằng cách làm lạnh và giảm áp suất riêng phần hơi trênmặt thoáng của dung dịch để làm tăng quá trình bốc hơi

Quá trình cô đặc tiến hành ở trạng thái sôi nghĩa là áp suất riêng phần của dung môi cầnbằng với áp suát chung trên bề mặt thoáng của chất lỏng Khác với quá trình chưng luyện,trong quá trình cô đặc, chỉ có dung môi bay hơi Đáng lưu ý là trong quá trình cô đặc,nồng độ chất tan tăng, ảnh hưởng đến quá trình tính toán của thiết bị Khi đó hệ số dẫnnhiệt , nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt  giảm, đồng thời khối lượng riêng , độ nhớt

, tổn thất nhiệt ’ tăng

II.2 Lựa chọn phương án thiết kế

Có thể sử dụng cô đặc dung dịch bằng một nồi hay nhiều nồi, ở đề tài này, chúng ta chỉxét hệ thống cô đặc nhiều nồi Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơiđốt, do đó nó có ý nghĩa kinh tế cao về sử dụng nhiệt Nguyên tắc của quá trình cô đặcnhiều nồi có thể tóm tắt như sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt,hơi thứ của nồi này đưa vào nồi thứ hai, hơi thứ nồi thứ hai đưa vào nồi thứ ba… hơi thứcuối cùng đi vào thiết bị ngưng tụ Còn dung dịch đi vào lần lượt từ nồi này sang nồi kia,qua mỗi nồi đều bốc hơi một phần, nồng độ tăng dần lên Điều kiện cần thiết để truyềnnhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nóicách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làmviệc trong mỗi nồi phải giảm dần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau Thôngthường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suấtkhí quyển.

Có thể phân loại hệ thống cô đặc nhiều nồi theo các cách khác nhau:

 Theo sự bố trí bề mặt đun: nằm ngang, thẳng đứng, nằm nghiêng

 Theo chất tải nhiệt: hơi (hơi nước bão hòa, hơi quá nhiệt), khói lò, dòngđiện, các chất tải nhiệt đặc biệt (dầu, hydrocarbon)

 Theo chế độ tuần hoàn: xuôi chiều, chéo chiều, ngược chiều

 Cấu tạo bề mặt đun nóng: vỏ bọc ngoài, ống chùm, ống xoắn

Trong đồ án thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch KNO3 này, ta sử dụng hệ thống cô đặc 3nồi xuôi chiều ( tuần hoàn tự nhiên), buồng đốt trong, ống tuần hoàn trung tâm vì những

ưu điểm sau:

 Dung dịch tự di chuyển từ nồi này sang nồi khác nhờ sự chênh lệch ápsuất và nhiệt độ giữa các nồi Nhiệt độ nồi trước lớn hơn nồi sau, tức là

áp suất nồi trước lớn hơn nồi sau

 Dung dịch vào nồi đầu tiên ở nhiệt độ sôi nhờ được gia nhiệt trước bằnghơi nước, ngoại trừ nồi đầu tiên, dung dịch đi vào nồi thứ 2, 3 có nhiệt

độ cao hơn nhiệt độ sôi, do đó dung dịch được làm lạnh, lượng nhiệtnày sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước, gọi là quá trình tự bốc hơi.

 Cô đặc ống tuần hoàn trung tâm có ưu điểm là dung dịch tuần hoàntrong nồi dễ dàng, vận tốc tuần hoàn lớn vì ống tuần hoàn không bị đốtnóng dẫn đến đối lưu dễ dàng

Tuy nhiên, phương pháp cô đặc xuôi chiều cũng có nhược điểm là nhiệt độ dung dịch ởcác nồi sau thấp dần, nhưng nồng độ dung dịch tăng dần, làm cho độ nhớt dung dịch tăngnhanh, kết quả là hệ số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối

II.3 Thuyết minh sơ đồ công nghệ

Hệ thống cô đặc 3 nồi, làm việc xuôi chiều liên tục Dung dịch đầu KNO3 8% khối lượngđược chứa thùng chứa nguyên liệu (3), sau đó được bơm ly tâm (6) bơm lên thùng cao vị(4) Dung dịch sau đó đi qua lưu lượng kế (7) chả vão thiết bị gia nhiệt (8) Ở đây, dungdịch được đun nóng sơ bộ đến nhiệt độ sôi, sau đó đi vào nồi cô đặc (1), (2), (3) Tại nồi

cô đặc, dung dịch được đun sôi bằng thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm, buồngđốt trong, trong đó các ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn tương đối lớn Dung dịch đi ởtrong ống còn hơi đốt đi vào khoảng không gian phía ngoài ống Khi làm việc, dung dịchtrong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp hơi lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bịđẩy từ dưới lên trên miệng ống, còn trong ống tuần hoàn trung tâm thể tích theo một đơn

vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn so với ống truyền nhiệt do đó lượng hơi tạo ra trong ống íthơn, vì vậy khối lượng riêng của hồn hợp hơi– lỏng ở đây lớn hơn so với ống truyềnnhiệt, sẽ bị đẩy xuống dưới Kết quả là trong thiết bị có sự chuyển động tuần hoàn tựnhiên từ dưới lên trên ở ống truyền nhiệt và từ trên xuống dưới ở ống tuần hoán trungtâm

Hơi đốt được lấy ra ở nồi hơi (1) cung cấp nhiệt cho thiết bị gia nhiệt (3) và nòi cô đặc(1) Tại nồi 1, hơi đốt ngưng tụ, tỏa nhiệt làm sôi dung dịch, bốc hơi một lượng hơi thứ.Hơi thứ từ nồi thứ (1) được dung làm hơi đốt cho nồi thứ (2) và tương tự thì hơi thứ nồi(2) sẽ là hơi đốt cho nồi (3) Hơi thứ từ nồi (3) được ngưng tụ nhờ thiết bị baromet (13)

và được hút chân không nhờ bơm chân không (15) Nước ngưng từ phòng đốt của các nồi

cô đặc đi qua của xả nước ngưng, qua bẫy hơi (5) để chả xuống thùng chứ nước ngưng(2) Dung dịch từ nồi cô đặc (3) được bơm ly tâm (6) lấy ra cho vào thùng chứa sảnphẩm (18)

CHƯƠNG II

TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ

Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm

Năng suất đầu vào: Gđ = 30000 kg/h

Nồng độ đầu: xđ = 8% ( khối lượng)

Nồng độ cuối: xc = 48% ( khối lượng)

Áp suất hơi đốt nồi 1: Phđ1 = 12at

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

Dung dịch: KNO3

Phân tử mol: Mpt = 101 kg/kmol

II.1 Xác định tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống

Gọi: Gđ, Gc là lượng dung dịch lúc đầu và cuối, kg/h

xđ, xc là nồng độ đầu và cuối, % khối lượng

W là lượng hơi thứ bốc hơi, kg/hPhương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:

Gđ = Gc + WPhương trình cân bằng vật liệu cho cấu tử phân bố:

W = 30000 (1 – 8/48) = 25000 (kg/h)

II.2 Sự phân bố hơi thứ trong các nồi :

Gọi W1, W2, W3 là lượng hơi thứ của nồi 1, nồi 2, nồi 3 kg/h

Chọn sự phân bố hơi thứ theo tỷ lệ : W1 : W2 :W3 = 1 : 1,1 : 1,2

Từ cách chọn tỷ lệ này ta tính được lượng hơi thứ bốc ra từng nồi:

3,3 =

250003,3 =7575, 76kg/h

Nồi 2: ƯW 2=1,1.Ư∑W

3,3 =1,1.

250003,3 =8333,33(kg/h)

3,3 =1,2

250003,3 =9090 ,91(kg/h)

Áp dụng công thức VI.2/ 57- [II], ta có

= 10,70 (% khối lượng)Nồng độ của nồi 2:

II.4 Tính chênh lệch áp suất chung của toàn hệ thống

Ta có: ∆P = Phđ1 – Png (at)

 ∆P = 12 – 0,2 = 11,8 (at)

II.5 Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi

Giả sử áp hiệu số phân bố suất hơi đốt các nồi là: ∆P1 : ∆P2 : ∆P3 = 4,183 : 2,043 : 1

Gọi: Thđi là nhiệt độ của hơi đốt nồi thứ i

ihđi là nhiệt lượng riêng hơi đốt nồi thứ i

rhđi là nhiệt hóa hơi

tương ứng với áp suất hơi đốt Phđi

Theo bảng 57/46 – [III], ta có bảng số liệu sau:

Bảng 2: Các thông số của hơi đốt

i hđ (kJ/kg) 2790 2756,366 2769,165

Với thiết bị ngưng tụ baromet Png = 0,2 at => Tng = 59,70C

II.6 Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ mỗi nồi

Gọi ∆ i '' ' là tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống

Chọn ∆1 = ∆2 = ∆3 = 10C

Gọi thti là nhiệt độ hơi thứ nồi thứ i, 0C

Áp dụng công thức: thti = Thđi + ∆ i '' '

Nhiệt độ hơi thứ nồi sau = nhiệt độ hơi đốt nồi trước – 10C

Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối = nhiệt độ thiết bị baromet + 10C

Vậy từ những dữ kiện trên, ta có:

tht1 = Thđ2 + 1 = 152,213 + 1 = 153,2130C

tht2 = Thđ3 + 1 = 116,845 + 1 = 117,8450C

tht3 = Tng + 1 = 59,7 + 1 = 60,70C

Gọi: phti là nhiệt độ của hơi thứ nồi thứ i

ihti là nhiệt lượng riêng hơi thứ i

rhti là nhiệt hóa hơi

tương ứng với áp suất hơi đốt thti

Theo bảng 57/46 – [III], ta có bảng số liệu sau:

Bảng 3: Các thông số của hơi thứ

II.7 Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi

Tổn thất nhiệt cho từng nồi gồm:

r là ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làmviệc,J/kg

Dựa vào bảng (VI.2/63 – [II]) ta biết được tổn thất nhiệt độ Δ’0 theo nồng độ a (%khối lượng)

Bảng 4: Tổn thất nhiệt do nhiệt độ

Nồi1 Nồi 2 Nồi 3

II.7.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’):

Theo CT VI.12/60 – [II] ta có:

– Polà áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch

– h1 là chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặtthoáng dung dịch, chọn Δ h=0,5 cho cả 3 nồi.

– h2 là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 4m cho cả 3 nồi

Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh tăng cao: ∆ i '' ' = ttbi - thti

∆1'' ' = ttb1 - tht1 = 154,138 – 153,213 = 0,9250C

∆2'' ' = ttb2 - tht2 = 120,0359 – 117,845 = 2,19390C

∆3'' ' = ttb3 - tht3 = 71,998 – 60,7 = 14,2980C

II.7.3 Tổn thất do trở lực của đường ống,(Δ”’):

Chọn tổn thất áp suất do trở lực của đường ống trong từng nồi là Δ''' = 1÷ 1,50CChọn tổn thất = 10C => Δ1

'} } =Δ rSub { size 8{2} } rSup { size 8{'

=Δ3'} } =1 rSup { size 8{o} } C} {¿¿

II.8 Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong toàn hệ thống

Hiệu số nhiệt độ hữu ích là hiệu số hơi đốt và nhiệt độ sôi trung bình dung dịch:

D1, D2, D3 là lượng hơi đốt nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h

Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối, kg/h

W1, W2, W3 là lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h

Cđ, Cc là nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối, J/kg.độ

tđ, tc nhiệt độ đầu và nhiệt độ cuối của dung dịch, 0C

ts1, ts1, ts1 nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1, 2, 3, 0C

ihđ1, ihđ2, ihđ3 là hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h

iht1, iht2, iht3 là hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, nồi 2, nồi 3,J/kg

C1, C2, C3 nhiệt dung riêng của dung dịch nồi 1,2,3, J/kg.độ

Cn1, Cn2, Cn3 là nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, 2, 3, J/kg.độ

θ1 θ2 θ3 nhiệt nước của ngưng nồi 1,2,3, 0C

Qtt1, Qtt2, Qtt3 nhiệt tổn thất ra môi trường sung quanh, J

Theo phương trình cân bằng nhiệt, lượng nhiệt vào bằng lượng nhiệt ra:

Nhiệt lượng vào:

- Do dung dịch ở nồi 1 mang vào: (Gđ – W1).C1.ts1

Nồi 3:

- Do hơi đốt mang vào : D3.ihđ3

- Do dung dịch nồi 2 mang vào: (Gđ – W1 –W2).C2.ts2

Nhiệt lựợng ra:

Nồi 1:

- Do hơi đốt mang ra: W1.iht1

- Do dung dịch mang ra: (Gđ – W1).C1.ts1

- Do nước ngưng mang ra: D1.Cn1 θ1

- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt1 = 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1)

Nồi 2:

- Do hơi thứ mang ra: W2.iht2

- Do dung dịch mang ra: (Gđ –W1 –W2).C2.ts2

- Do nước ngưng mang ra: D2.Cn2.θ2

- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt2 = 0,05.D2.(ihđ2 – Cn2.θ2)

Nồi 3:

- Do hơi thứ mang ra: W3.iht3

- Do dung dịch mang ra: (Gđ –W1 –W2 –W3).C3.ts3

- Do nước ngưng mang ra: D3.Cn3.θ3

- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt3 = 0,05.D3.(ihđ3 – Cn3 θ3)

Viết phương trình cân bằng nhiệt lượng cho từng nồi:

Phương trình cân bằng nhiệt lượng:

ΣQvào = ΣQra

→C đ=4186.(1− 8

100)=3851 ,129 J/kg.độ Với dung dịch 1, có xdd1 = 10,7 % < 20%

→C1=4186 (1−10 ,7

100 )=3738 ,098 J/kg.độVới dung dịch 2, có xdd2 = 17,03% < 20%

→C2=4186 (1−17 ,03

100 )=3473 ,124 J/kg.độVới dung dịch 3, có xdd3 = 48% > 20%

xdd3 = 48%  σ3 = 79,253.10-3 N/m

II.10.2 Độ nhớt:

Ta sử dụng công thức Paplov:

t μ 1−t μ2

Trong đó: tµ1, tµ2 nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt tương ứng μ1, μ2 .

θμ1,θμ2 là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.

Nồi 1: x1= 10,7 %, chọn chất chuẩn là nước

II.10.3 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:

Tính theo công thức (I.32/123- [I])

λd= A CP ρ3√ M ρ , W/m.độ;

Trong đó: Cp là nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng, J/kg.độ;

ρ là khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m3;

M là khối lượng mol của chất lỏng;

A là hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng;

Ở đây A = 3,58.10-8;Trong đó: M = mi .Mct + (1- mi) MH2O

4810148

100−4818

=0 , 141

M3 = m3.Mct + (1- m3).MH2O

=0,141.101 + (1- 0,141).18

= 29,703

λ d 3=A C P 3 ρ.33√ ρ3

M3=3,58 10

−8.2663 ,373.1502 ,86.3√1502 ,86 29 ,703 =0,53(W/m.độ)

II.10.4 Hệ số cấp nhiệt:

Mô tả sự truyền nhiệt qua thành ống:

Ở đây ta dùng hơi nước bão hòa làm hơi đốt đi ngoài ống, còn dung dịch cô đặc đitrong ống Do đó khu vực sôi bố trí bên trong ống còn phía ngoài ống là lớp nướcngưng tụ Màng nước ngưng này ảnh hưởng đến quá trình truyền nhiệt Còn sátthành ống sẽ có một lớp cặn dung dịch bám vào,vì vận tốc khu vực này gần bằngkhông Lớp cặn này cũng ảnh hưởng đến qua trình truyền nhiệt

Qua trình truyền nhiệt từ hơi đốt đến dung dịch trong ống dẫn gồm ba giai đoạn:

- Truyền nhiệt từ hơi đốt đến bề mặt ngoài của ống truyền nhiệt với hệ số cấpnhiệt là α1 với nhiệt tải là q1 (W/m2)

- Dẫn nhiệt qua ống truyền nhiệt có bề dày là δ, m;

- Truyền nhiệt từ ống truyền nhiệt vào dung dịch với hệ số cấp nhiệt là α2 vớinhiệt lượng tải riêng là q2 (W/m2)

a) Giai đoạn cấp nhiệt từ hơi đốt đến thành thiết bị:

Theo định luật Niutơn ta có:

q1i = α1i.Δt1iTrong đó Δt1i hệ số nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi ngưng tụ (nhiệt độ bão hòa) và nhiệt

2.(T hđ+t T 1), 0C (29 – [II]), còn r là ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt.

Từ các dữ kiện trên, áp dụng ta có được kết quả như sau:

Bảng 7: Lượng nhiệt truyền từ hơi đốt đến thành thiết bị

λ: hệ số dẫn nhiệt của dung dịch, W/m.độ

ρdd: khối lượng riêng của dung dịch, kg/m3

ρht: khối lượng riêng của hơi thứ, kg/m3

Theo bảng 57/46 – [III], ta có: Pht1 = 5,302 at => ρht1 = 2,762 kg/m3

Pht2 = 1,894 at => ρht2 = 1,052 kg/m3

Pht3 = 0,206 at => ρht3 = 0,132 kg/m3

σ: sức căng bề mặt, N/m

r: ẩn nhiệt hóa hơi hơi thứ, J/kg

ρ0: khối lượng tiêng của hơi nước ở P = 9,81.104 N/m2, đối với nước chọn ρ0 = 0,579 kg/

m3

C: nhiệt dung riêng của dung dịch J/kg.độ

q: nhiệt tải riêng, W/m2

Trong đó: Δt2 là hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi

Δt2 = tT2 – tddi = tT2i – tsi – ( Thđi – tT1i) – ( tT1i – tT2i) = ∆Ti - ∆t1i - ∆tTi Với: ∆Ti là hiệu số nhiệt độ hữu ích trong mỗi nồi, 0C

∆t1i là hiệu số nhiệt độ giữa hơi ngưng tụ và thành ống phía hơi ngưng tụ, 0C ∆tTi là hiệu số nhiệt độ giữa hai bề mặt thành ống, 0C

Với lớp cặn bã : r2 = 0,247.10-3

m2.độ/W

δ λ

Với ống truyền nhiệt người ta thường dùng thép CT3 có bề dày δ =2(mm)

Lớp vật liệu đó tra bảng I.125/127 – [1] ta có hệ số dẫn nhiệt là 46,1 W/m.độ

Thay số vào tính toán ta có : ∆t2i = ∆Ti - ∆t1i - ∆tTi

Bảng 8: Hiệu số nhiệt độ giữa các nồi

II.10.5 Hệ số phân bố nhiệt hữu ích cho các nồi:

Ở đây phân bố theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau:

F1 = F2 = F3 = constTrong trường hợp này hiệu số nhiệt độ hữu ích trong mỗi nồi tỉ lệ bậc nhất với tỉ

số Q/K của các nồi tương ứng:

ΔT hii(k )=

Qi Ki

∑

i=1

n=3

Qi Ki

.∑ΔT hi

(VI.20/68 – [II])

Trong đó: ΣΔThi – tổng hiệu số nhiệt độ có ích của các nồi, ΣΔTh = 99,3771 0C

Qi - nhiệt lượng cung cấp, W

Ki – hệ số truyền nhiệt,W/m2.độ;

ƯW i r hti

3600

Trong đó: Wi- lượng hơi đốt của mỗi nồi;

rhti- ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi;

1

α 1i+∑r+ 1

α 2 i

Tuy nhiên, nếu tính theo phương pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích theo điều kiện

bề mặt truyền nhiệt các nỗi bằng nhau thì hệ số truyền nhiệt tính theo công thức:

Bảng 10: Hệ số phân bố nhiệt hữu ích

ΔThi ( giả thiết) ΔThi (tính toán) Sai số %

Nồi 3 37,443 36,908 1,42

Với sai số ∆Ti = ¿∆ T i−tt−∆T i−¿∨ ¿

∆ T i−¿¿ 100 %

Như vậy các sai số so với giả thiết ban đầu đều nhỏ hơn 5%

II.10.6 Tính toán bề mặt truyền nhiệt:

Bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi:

F3= Q3

K3 ΔT hi 3=

5,752.106

933 , 494.36,908 = 166,95 m2Vậy chọn F1 = F2 = F3 = 167 m2

Quy chuẩn F = 160 m2 theo bảng 6.2/172 – [IV]