Tính chất hóa học
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).
Điều chế KNO 3
Hiện nay, KNO3 được điều chế thông qua các phản ứng trao đổi Khi NaCl kết tinh ở nhiệt độ 30oC, nó sẽ được tách ra khỏi dung dịch và làm nguội KNO3 sẽ kết tinh ở nhiệt độ 22oC theo phương trình hóa học tương ứng.
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 cao nhất so với các công thức phân bón khác.
KNO3 là nguồn cung cấp kali tuyệt vời, cần thiết cho sự phát triển của cây và hoạt động bình thường của mô Kation kali (K+) đóng vai trò quan trọng trong nhiều quá trình trao đổi chất trong tế bào, giúp điều hòa và tham gia vào quản lý nước của cây, đặc biệt là trong việc điều chỉnh sự đóng mở của lỗ khí.
KNO 3 giúp cho cây trồng khỏe mạnh hơn và cho năng suất cây trồng tốt hơn.
KNO 3 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 một thành phần thiết yếu trong dinh dưỡng thủy canh, ảnh hưởng trực tiếp đến sự phát triển của cây trồng Thiếu hụt Kali hoặc Nitrat sẽ gây ra các triệu chứng rõ rệt như cháy mép lá, đốm đen trên lá và vàng lá.
KNO3 được coi là một chất nền hiệu quả trong việc chống lại vi khuẩn, nấm, côn trùng và virus gây bệnh Nó không chỉ làm giảm đáng kể sự hấp thụ Cl của cây trồng mà còn giúp 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% KNO 3 , 10% S và 15% C Khi nổ, nó tạo ra muối kali sunfua, khí nitơ và khí CO 2 :
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 đang ngày càng được sử dụng trong các loại kem đánh răng dành cho răng nhạy cảm, cho thấy hiệu quả trong việc điều trị tình trạng này Việc áp dụng kali nitrat trong kem đánh răng không chỉ giúp giảm cảm giác nhạy cảm mà còn mang lại sự thoải mái cho người sử dụng.
Được sử dụng lịch sử để điều trị bệnh hen suyễn và viêm khớp.
Ưu điểm của hóa chất KNO 3
Hóa chất KNO3 không gây hại cho sức khỏe con người và có lợi cho cây trồng, vì vậy nó được sử dụng phổ biến trong nông nghiệp và trở thành một trong những loại hóa chất nông nghiệp thông dụng nhất.
Tổng quan về cô đặc
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 (tinh khiết).
• Thu dung môi ở dạng nguyên chất (cất nước).
Cô đặc diễn ra ở nhiệt độ sôi và áp suất khác nhau, bao gồm áp suất chân không, áp suất thường và áp suất dư, trong hệ thống thiết bị cô đặc đơn hoặc nhiều thiết bị Quá trình này có thể được thực hiện theo hình thức 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 giữa hơi đốt và nhiệt độ sôi trung bình Với nhiệt độ sôi thấp, quá trình cô đặc chân không còn tận dụng được nhiệt thừa từ các quy trình sản xuất khác hoặc hơi thứ, mang lại hiệu quả kinh tế cao.
Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển thường được áp dụng cho các dung dịch không bị phân hủy ở nhiệt độ cao, như dung dịch muối vô cơ, nhằm tận dụng hơi thứ của dung dịch cho các quy trình khác.
Khi cô đặc ở áp suất khí quyển, hơi thừa không được tái sử dụng mà thải ra ngoài môi trường Phương pháp này tuy đơn giản nhưng hiệu quả kinh tế không cao.
Ứng dụng của cô đặc
Trong sản xuất thực phẩm và hóa chất, việc cô đặc dung dịch như đường, mì chính, nước trái cây, NaOH, NaCl, CaCl2 và các muối vô cơ là rất cần thiết Hiện nay, nhiều nhà máy sản xuất hóa chất và thực phẩm đã áp dụng thiết bị cô đặc để đạt được nồng độ sản phẩm mong muốn một cách hiệu quả.
Cô đặc là một hoạt động gián tiếp nhưng thiết yếu cho sự tồn tại của nhà máy Để nâng cao hiệu quả thiết bị cô đặc, cần đầu tư vào công nghệ hiện đại, đảm bảo an toàn và hiệu suất tối ưu Điều này yêu cầu kỹ sư phải có kiến thức vững vàng và đa dạng, cũng như chủ động khám phá các nguyên lý mới trong lĩnh vực cô đặc.
Phân loại các thiết bị trong cô đặc
Theo cấu tạo Nhóm 1, dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên) cho phép thiết bị cô đặc xử lý dung dịch loãng với độ nhớt thấp, đảm bảo tuần hoàn dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt.
• Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc), ống tuần hoàn trong hoặc ngoài.
Buồng đốt ngoài không đồng trục với buồng bốc thuộc Nhóm 2, sử dụng dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức) để cô đặc Thiết bị này hoạt động với bơm, tạo ra vận tốc dung dịch từ 1,5 m/s đến 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt Ưu điểm chính của hệ thống là tăng cường hệ số truyền nhiệt k, cho phép xử lý các dung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, đồng thời giảm thiểu hiện tượng bám cặn và kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt.
• 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 là một phương pháp sử dụng thiết bị hở, với nhiệt độ sôi và áp suất không đổi Phương pháp này thường được áp dụng trong quá trình cô đặc dung dịch liên tục, giúp duy trì mức dung dịch ổn 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 giúp dung dịch sôi ở nhiệt độ thấp, nhờ vào môi trường áp suất chân không Quá trình này đảm bảo dung dịch được tuần hoàn tốt, giảm thiểu cặn bã và cho phép sự bay hơi của dung môi diễn ra liên tục.
Cô đặc nhiều nồi nhằm tiết kiệm hơi đốt, nhưng số nồi không nên quá lớn để đảm bảo hiệu quả tiết kiệm Có thể áp dụng phương pháp cô chân không, cô áp lực hoặc kết hợp cả hai, đồng thời sử dụng hơi thứ cho các mục đích khác để nâng cao hiệu quả kinh tế.
Cô đặc liên tục mang lại hiệu quả vượt trội so với cô đặc gián đoạn và có khả năng điều khiển tự động, mặc dù hiện tại vẫn thiếu cảm biến đáng tin cậy Mỗi nhóm thiết bị có thể được thiết kế với buồng đốt trong hoặc ngoài, có 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
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 phương pháp 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 ưu việt Điều này giúp giảm bề mặt truyền nhiệt, vì 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 trên tính chất của nguyên liệu và sản phẩm, cùng với các điều kiện kỹ thuật của đề tài, tôi đã quyết định lựa chọn thiết bị cô đặc chân không 2 nồi liên tục, đi kèm với buồng đốt trong và ống tuần hoàn trung tâm.
Quá trình cô đặc nhiều nồi hoạt động dựa trên nguyên tắc cấp hơi nước bão hòa vào thiết bị để bay hơi dung môi Hơi đốt sau khi cấp nhiệt sẽ ngưng tụ và được thu hồi qua cốc tháo nước ngưng Dung môi bay hơi được tách ra qua cơ cấu tách bọt, trong khi hơi thứ đi vào thiết bị ngưng tụ để chuyển thành lỏng Cuối cùng, dung dịch sau khi cô đặc đạt nồng độ mong muốn sẽ được tháo ra ngoài qua cửa tháo liệu Hệ thống cô đặc nhiều nồi có những ưu điểm và nhược điểm riêng cần được xem xét.
Dung dịch tự di chuyển từ nồi 1 sang nồi 2 nhờ chênh lệch áp suất, giúp tiết kiệm năng lượng Nhiệt độ hơi ở nồi 1 cao hơn nhiệt độ sôi của nồi 2, cho phép hơi từ nồi 1 làm hơi đốt cho 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 Hệ quả là hệ số truyền nhiệt của hệ thống giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.
Sơ đồ và thuyết minh quy trình công nghệ
Dung dịch KNO 3 5% được bơm từ bể chứa nguyên liệu lên bồn cao vị, sau đó đi qua lưu lượng kế trước khi vào thiết bị gia nhiệt ban đầu Tại đây, dung dịch KNO 3 được gia nhiệt bằng hơi bão hòa, với quá trình diễn ra bên trong 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 sẽ chảy 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 dung dịch đạt nồng độ 23%.
Hơi đốt là hơi bão hòa được đưa vào thiết bị cô đặc, đi bên ngoài ống truyền nhiệt, trong khi nước ngưng được tháo ra bên ngoài Để ngăn hơi đốt thoát ra ngoài, trong ống tháo nước ngưng có cốc tháo nước ngưng Ngoài ra, khí không ngưng cũng sẽ được xả ra ngoài qua ống xả.
Hơi từ thiết bị cô đặc được chuyển vào thiết bị ngưng tụ baromet, nơi nước được sử dụng để thực hiện quá trình ngưng tụ Phần hơi không ngưng tụ sẽ được dẫn qua thiết bị tách lỏng để thu hồi phần hơi còn lại, trong khi khí thải sẽ được loại bỏ 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
Bơm chân không chuyển dung dịch ban đầu nồng độ thấp từ thùng chứa (1) lên thùng cao vị (2) qua bơm (4) Dung dịch này được điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế (3) trước khi vào thiết bị gia nhiệt (5) Tại đây, dung dịch được đun nóng đến nhiệt độ sôi bằng hơi nước bão hòa và được cung cấp vào buồng đốt của nồi cô đặc thứ nhất (7) Trong nồi thứ nhất, dung dịch tiếp tục được gia nhiệt bằng thiết bị đun nóng kiểu ống chùm, nơi dung dịch chảy qua 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 phòng đốt qua cửa tháo nước.
Hơi thứ được tạo ra từ nồi 1 sẽ được đưa qua bộ phận tách bọt trước khi ra khỏi nồi cô đặc Dung dịch từ nồi thứ nhất tự chảy sang nồi thứ 2 nhờ chênh lệch áp suất giữa các nồi, với áp suất nồi sau thấp hơn Tại nồi 2, quá trình bốc hơi diễn ra tương tự như ở nồi 1, sử dụng hơi thứ của nồi trước làm tác nhân đun nóng Hơi thứ từ nồi 2 sẽ được ngưng tụ tại thiết bị ngưng tụ, chuyển thành lỏng và chảy vào thùng chứa, trong khi khí không ngưng sẽ đi vào thiết bị thu hồi bọt và bơm hút chân không.
Hai sản phẩm được bơm ra từ dưới thiết bị cô đặc và đi vào thùng chứa sản phẩm Nước ngưng trong hệ thống được dẫn qua các ống tháo nước ngưng và tập trung tại thùng (10) để 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 khi dung dịch được làm lạnh Tuy nhiên, dung dịch vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi cần được đun nóng, dẫn đến việc 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 ở các nồi sau, trong khi nồng độ của dung dịch lại tăng lên, dẫn đến độ nhớt của dung dịch tăng nhanh Kết 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) x đ - Nồng độ đầu vào của dung dịch: x đ = 5% x c - Nồng độ cuối của dung dịch: x c = 23%
G đ - Lượng dung dịch đầu: G đ = 10800 (kg/h) Thay số, ta có: : W =
Tính sơ bộ lượng hơi bốc ra khỏi mỗi nồi
W 1 – Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 1: W 1 (kg/h)
Lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 2 (W 2) là 2 kg/h, lớn hơn lượng hơi bốc ra từ nồi trước Để tối ưu hóa việc sử dụng toàn bộ lượng hơi từ nồi trước làm nhiên liệu cho nồi sau, cần có sự lựa chọn hợp lý.
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
Th ay số ta có: đ
Nồng độ cuối ra khỏi nồi cô đặc 1 là:
Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2 là: x 2 = x c = 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 = p 1 – P ng = 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: p 1 = 5 (at), Tra bảng I.251 [1-314,315] ta có:
- Nhiệt độ hơi đốt: T 1 = 151,1 oC
Nồi cô đặc 2: Áp suất hơi đốt: p 2 = p 1 - ∆P 1 = 5 – 3,47 = 1,53 (at) Tra bảng I.251 [1-313] và nội suy ta có:
- Nhiệt độ hơi đốt: T 2 = 111.37 oC
Tính nhiệt độ t i ’ và áp suất của hơi thứ ra khỏi từng thiết bị cô đặc
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: p 1 ’ = 1,59 (at)
Nồi cô đặc 2 : Áp suất hơi thứ đi vào thiết bị ngưng tụ là P ng =0,2 at, Tra bảng I.251 [1- 313], nội suy ta được T ng = 59,7 oC
Nhiệt độ hơi thứ: t 2 ′ = 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, bao gồm ba yếu tố chính: nồng độ tăng cao (∆’), áp suất thủy tĩnh gia tăng (∆’’) và trở lực đường ống (∆’’’) Những yếu tố này ảnh hưởng đáng kể đến hiệu suất của thiết bị.
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 khi nhiệt độ sôi ở đáy cao hơn nhiệt độ sôi của dung dịch trên bề mặt Việc tính toán thường được thực hiện ở vị trí giữa của ống truyền nhiệt.
∆ i ’’ = t tb - t i ’ (oC) Trong đó: t tb - nhiệt độ sôi ứng với áp suất P tbi (oC) t i ’ - nhiệt độ sôi ứng với pi’ (oC)
P tbi là áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối (lỏng – hơi) trong ống tuần hoàn
- P i ’: áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch, at -h 1 : chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng, chọn h 1 = 0,5 m
- H: chiều cao ống truyền nhiệt, H=5m -ρ dd : khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3
Nồi cô đặc 1 : p 1 ’= 1,53at Tra bảng I.204 [1-236] và nội suy ta được: x1 = 8,11% => ρ dd1 = 1006,3 kg/m3 Thay số vào phương trình ta có:
P tb1 = 1,741 at, tra bảng I.250 [1-314], nội suy ta được t tb1 = 115,24 oC
Nồi cô đặc 2 : p 2 ’= 0,21at Tra bảng [1-41], nội suy ta có: x2 = 23% =>𝜌 dd2 = 1041 (kg/m3) Thay số vào phương trình ta có:
P tb2 = 0,366 at, tra bảng I.250 [1-314], nội suy ta được t tb2 = 73,12 oC
=> ∆ 2 ’’ = t tb2 – t 2 ’ = 73,2 – 60,7 = 12,42 (oC) Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao:
7.2 Tính tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆′:
Sự phụ thuộc của chất hòa tan và dung môi vào nồng độ và áp suất của chúng được xác định thông qua phương pháp Tysenco ∆’ ở áp suất bất kỳ có thể được tính toán dựa trên tính chất tự nhiên của các thành phần này.
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 t tb là nhiệt độ sôi tương ứng với áp suất P tb (K) Ngoài ra, ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc cũng cần được xem xét (J/kg).
Tổn thất nhiệt độ xảy ra khi nhiệt độ sôi của dung dịch vượt quá nhiệt độ sôi của dung môi tại một nhiệt độ và áp suất khí quyển nhất định (tsdd > tsdm).
Với nồi cô đặc 1: T s1 =t tb1 + 2735,24 + 27388,24 oK
Với nồi cô đặc 2 : T s2 =t tb2 + 273s,12 + 27346,12 oK Tra bảng VI.2 [2 – 66] và nội suy ta có: x 1 =8,11% ta có ∆ o1 ’=0,73 oC x 2 #% 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 chủ yếu đến từ 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 khỏi từng nồi, chúng ta đã chọn ∆ 1 ’’’ = ∆ 2 ’’’ = 1 (oC) Do đó, tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống được xác định dựa trên các yếu tố này.
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%:
C o = 4186 × (1 − 0,05) = 3976,7 (J/Kg độ) Dung dịch ra khỏi nồi 1 có nồng độ 8,11%:
C 1 = 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:
C O = 16800 J/Kg nguyên tử.độ Thay số ta đc: C ht KNO 3 = 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): θ 1 = T 1 = 151,1 o C; θ 2 = T 2 = 111,37 o C Tra bảng I.249 [1-249] và nội suy ta có:
C nc1 = 4299,84 J/Kg.độ ; C nc2 = 4224,03 J/Kg.độ
Nhiệt độ sôi của dung dịch khi vào các nồi được xác định như sau: Nhiệt độ sôi của dung dịch tại nồi 1 là t s1, trong đó t s1 = 6,04 °C Nhiệt độ sôi của dung dịch tại nồi 2 là t s2, với t s2 = u,02 °C Tổng nhiệt độ sôi của dung dịch vào nồi là t so = t s1 + t s2.
9.3 Phương trình cân bằng nhiệt lượng
Lượng nhiệt đi vào nồi:
Dung dịch đầu G đ C o t so ; Hơi đốt D.i 1
Lượng nhiệt đi ra nồi:
Sản phẩm mang ra (G đ -W 1 ) C 1 t s1 ; Hơi thứ W 1 i 1 ;
Nước ngưng D C nc1 θ 1 ; Tổn thất Q m1 = 0,05D (i 1 - C nc1 θ 1 )
Ta có phương trình cân bằng nhiệt lượng của nồi 1:
Lượng nhiệt đi vào nồi:
Dung dịch đầu: G 1 C 1 t s1 ; Hơi đốt: W 1 i 2
Lượng nhiệt đi ra nồi:
Sản phẩm mang ra: (G đ -W 1 -W 2 ).C 2 t s2 ; Hơi thứ : W 2 i 2 ’;
Nước ngưng: W.C nc2 θ 2 ; Tổn thất: Q m2 = 0,05.W 1 (i 2 - C nc2 θ 2 )
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
W (i2 ′ − C2 ts2 ) + Gđ (C2 ts2 − C1 ts1) 0,95(i2 − Cnc2 θ2 ) + (i2 ′
− C1 ts1) W1 (i1 ′ − C1 ts1 ) + Gđ (C1 ts1 − C0. ts0) D =
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 %
10 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 cho điều kiện làm việc của buồng đốt ngoài có chiều cao H < 6m, khi hơi ngưng tụ bên ngoài ống và màng nước ngưng chảy dòng Hệ số cấp nhiệt sẽ được tính theo công thức phù hợp.
∆ 1𝑖 𝐻 Với A i 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
- ∆t 1i : 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:
Nhiệt độ màng nước ngưng:
Từ nhiệt độ màng nước ngưng, ta bảng [2-28] và nội suy ta có:
𝑡 𝑚2 = 109,10 (oC) => A 2 = 183,10 Thay số ta được:
10.2 Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ
Gọi q 1i 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: α 2i = 45,3.(p i ′).0,5.∆t 2i 2,33 Ѱ i [W/m2.độ]
∆t 2i : Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch
Hiệu số nhiệt độ giữa hai bề mặt của ống truyền nhiệt được tính bằng công thức ∆t Ti = q 1i ∑ r, trong đó tổng nhiệt trở của thành ống được xác định bởi ∑ 𝑟 = 𝑟 1 + 𝑟 2 + 𝜌 𝜌 [𝑚 2 độ/𝑊] Ở đây, r 1 và r 2 là nhiệt trở do 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, với 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: t s1 6,04 oC, λ 𝑛𝑐1 = 0,685 W/m.độ t s2 = 75,02oC, λ 𝑛𝑐2 =0,671 W/m.độ Tra bảng I.104 [1-96] và nội suy: t s1 6,04 oC, μ 𝑛𝑐1 = 0,242 10−3 Ns/m2 t s2 = 75,02oC, μ 𝑛𝑐2 =0,379.10-3 Ns/m2
Tra bảng I.148 [1-166] và nội suy: t s1 = 116,04 oC, C 𝑛𝑐1 = 4242,34 J/kg.độ t s2 = 75,02oC, C 𝑛𝑐2 = 4194,45 J/kg.độ Tra bảng I.5 [1-11] và nội suy: t s1 6,04 oC, ρ n𝑐1 = 946,40 kg/m3 t s2 = 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 KNO 3 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 t s1 6,04 oC, x 1 = 8,11% ρ dd1 = 1006,3 kg/m3 Với t s2 = 75,02 oC, x 2 = 23% ρ dd2 = 1041,0 kg/m3 -M: Khối lượng mol của dung dịch được tính theo công thức:
N KNO3 : Phần mol của KNO 3 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, t 1 = 20oC; t 2 = 30 oC Tra bảng I.107 [1-100] và nội suy ta có: t 1 = 20oC, x = 8,11% → μ 11 = 0,9738 10−3
Tra bảng I.102 [1-94] và nội suy ta có: μ 11 = 0,9738 10−3 [N.s/m2] → θ 11 = 21,32 oC μ 21 = 0,8 10−3[N.s/m2] → θ 21 = 30,04 oC Tại t s1 = 116,04 oC, dung dịch có độ nhớt là μ dd1 tương ứng với đột nhớt của nước có nhiệt độ là θ 31 :
Tra bảng I.102 [1-95] và nội suy với θ 31 = 105,07 oC ta được μ dd1 = 0,2698 10-3 [N.s/m2]
Chọn chất lỏng chuẩn là nước Tra bảng I.107 [1-100] và nội suy ta có: t 1 = 20oC, x = 23% → μ 12 = 1,028 10−3 [N.s/m2] t 2 = 30oC, x = 23% → μ 22 = 0,834
Tra bảng I.102 [1-94] và nội suy ta có: μ 12 = 1,028 10−3 [N.s/m2] → θ 11 = 19,08 oC μ 22 = 0,834 10−3[N.s/m2] → θ 21 = 28,11 oC Tại t s2 = 75,02 oC, dung dịch có độ nhớt là μ dd1 tương ứng với đột nhớt của nước có nhiệt độ là θ 32 :
Tra bảng I.102 [1-95] và nội suy với θ 31 = 68,77 oC ta được μ dd2 = 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 q 2 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: ∆𝑡 11 =4,53( o C);∆𝑡 12 =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 P 1 :P 2 = 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 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 bằng 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, cụ thể là p1 = 1,59 at = 155979 (N/m²) Tính toán áp suất làm việc p cho thấy p = p1 + ρdd.g.Hdd = 155979 + 1006,3.9,81.5,75 = 212741,87 (N/m²) Xét thêm yếu tố [σ].𝑘.𝜌 ℎ = 132.10⁶.0,938.0,95 để có cái nhìn tổng quát hơn về hệ thống.
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
Buồng bốc nồi cô đặc
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 = W 1 = 4167,02 (kg/h)-ρ h : Khối lượng riêng của hơi thứ tại áp suất P 1 ’= 1,59 (at) Tra theo bảng I.251 [3-
Cường độ bốc hơi thể tích (U n) là chỉ số quan trọng phản ánh khả năng bốc hơi của một khoảng không gian hơi, được đo bằng m3/m3.h Chỉ số này phụ thuộc vào nồng độ dung dịch và áp suất hơi thứ Ở áp suất tiêu chuẩn P = 1 at, giá trị U n đạt từ 1600 đến 1700 m3/m3.h Khi áp suất khác 1 at, giá trị U n sẽ được điều chỉnh theo hệ số f, trong đó f = 0,97 như được thể hiện trong đồ thị VI.3 Do đó, giá trị được chọn cho U n tại áp suất 1 at là 1600 m3/m3.h.
Suy ra, Un = f.U tt (1at) = 0,97.1600 = 1552 (m3/m3.h) Thay vào ta có:
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 D trbb : 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], D trbb = 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]:
- D tr : Đường kính trong phòng bốc, D tr = 1,4 m
- σ b : Ứng suất cho phép của vật liệu, σ b 2.106 N/m φ: Hệ số bền hàn của thanh trụ theo phương dọc, ta chọn hàn bằng tay với D tr >
- C: Hệ số bổ xung, C = 1,4 mm
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:
- p 0 : Áp suất thử tính toán được theo công thức: p 0 = p th + p 1
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 bằng công thức p_th = 1,5 * p_b, với p_b là 155979 N/m², dẫn đến p_th = 233968,5 N/m² Bên cạnh đó, áp suất thủy tĩnh của nước được tính theo công thức p1 = ρgH.
p 0 = 233968,5+25431,52 = 259400,02 (N/m2) 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]:
- D tr : Là đường kính trong buồng bốc, D tr = 1,4 m
- h b : Chiều cao phần lồi của đáy.
Theo bảng XIII.10 [4-382] do D tr = 1,4 m nên h b = 350 mm
- φ h : Hệ số bền hàn của mối hàn hướng tâm, φ h = 0,95
- σ bk : 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
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
Tính một số chi tiết khác
3.1 Tính 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 p hđ = 5at => ρ = 2,614 (kg/𝑚3)
Quy chuẩn từ [4 – 434] d tr = 150 mm
Vận tốc 27,74 m/s nằm trong khuyến cáo, do đó lựa chọn đường kính 150 mm Áp suất làm việc được tính là P = 0,4905.10^6 N/m², trong khi quy chuẩn áp suất là P = 0,6.10^6 N/m² Theo bảng XIII.26 [4-413], sử dụng bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị.
(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 ρ được xác định là 987,6 kg/m³ tại nhiệt độ sôi 116,04°C và nồng độ 5%.
𝜌: là vận tốc thích hợp của dung dịch trong ống, với dung dịch KNO 3 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 d tr = 70mm
Vận tốc nằm trong khuyến cáo với đường kính 70 mm Áp suất làm việc được xác định là P = Ptb1 = 1,74 at = 0,17.10^6 N/m², trong khi quy chuẩn áp suất là P = 0,25.10^6 N/m² Tham khảo bảng XIII.26 [4-414] để tra bích ống nối dẫn hơi thứ với hệ thống bên ngoài.
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
Ống dẫn hơi thứ ra có đường kính đã được tính ở phần buồng bốc là d = 0,247m, tương ứng với quy chuẩn d = 250mm Theo bảng XIII.26 [2-413], sử dụng bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn.
(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
(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
T ng = 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 cho phép Với đường kính 40 mm, áp suất làm việc P được xác định là 5 at, tương đương 0,4905 x 10^6 N/m² Quy chuẩn áp suất là 0,6 x 10^6 N/m² Theo bảng XIII.26 [2-414] với áp suất P là 0,6 x 10^6 N/m² và đường kính tr5 là 40 mm, ta có các thông số của bích tương ứng.
Kích thước nồi Kiểu bích
Tra bảng XIII.32 [2-434] chọn l = 100 (mm).
3.2 Tính và chọn tai treo
Tính khối lượng mỗi nồi khi thử thủy lực :
-G nk : khối lượng nồi không -G nd : khối lượng nước được đổ đầy trong nồ
Khối lượng nắp đáy buồng đốt:
- Đường kính trong của đáy buồng đốt: D tr = 1000 (mm)
- Chiều cao gờ: h = 25 (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 1 =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 =
Khối lượng 2 lưới đỡ ống: m 3 = 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) d n : đường kính ngoài ống truyền nhiệt, d n = 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 m 4 = 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) d n : đường kính ngoài ống truyền nhiệt, d n = 0,038(m)
5 d tr : đường kính trong của ống truyền nhiệt, d tr = 0,034(m)Thay vào ta có: V = 5.0,785.(0,038 2 -0,034 2 ) = 1,13.10 −3 (m 3 )Vậy m 4 = 187.1,13 10−3.7900 = 1669,35 (kg)
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
-D tr : đường kính trong buồng bốc, 𝐷𝑡𝑟 = 1,4 m -D n : 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 m 5 = 0,046.7900 = 363,4 (kg)
Khối lượng nắp buồng bốc:
- Chiều cao gờ: h = 25 mm Tra bảng XIII.11 [4 – 384] ta có khối lượng của nắp elip” m 6 = 106.1,01 = 107,06 kg
Khối lượng của phần nón cụt được xác định bằng cách chọn chiều dày của nó bằng chiều dày của buồng bốc, cụ thể là 4mm Đồng thời, tiết diện ống tuần hoàn nên chiếm 10% tổng diện tích các ống truyền nhiệt, dựa trên kinh nghiệm thực tế.
A: Tiết diện trong ống tuần hoàn d tr : Đường kính trong của ông truyền nhiệt, d tr = 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 Thay số ta đc:
Khối lượng 4 bích ghép nắp, thân và đáy buồng đốt m 8 = 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 m 9 = 2.ρ.V (kg)Trong đó:
- ρ: là khối lượng riêng của thép X18H10T, 𝜌y00 kg/m 3
= 4,323 10 −3 (m 3 ) Vậy m 9 = 2.7900.4,323 10−3 = 68,3 (kg) Vậy tổng khối lượng nồi khi chưa tính bu lông, đai ốc là:
G nk = 𝑔 ∑ 9 𝑚𝑖 (N) 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:
- D trbb : đường kính trong buồng bốc, D trbb = 1,4(m)
- D trbd : đường kính trong buồng đốt, D trbd = 1(m) Thay vào ta có: V = 0,785.(1,4 2 2,6+1 2 6,2) + 0,065= 8,93 (m 3 ) Khối lượng nước chứa đầy trong nồi là:
G nd = g.ρ.V = 9,81.1000.8,93 603,3 (N) 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:
- t T2 : nhiệt độ bề mặt lớp cách nhiệt về phía không khí, khoảng 40 – 50oC, chọn t T2 =
Nhiệt độ lớp cách nhiệt tiếp giáp bề mặt thiết bị, ký hiệu là t T1, có thể được xác định gần với nhiệt độ hơi đốt do trở lực của tường trong thiết bị rất nhỏ so với trở lực của lớp cách nhiệt Cụ thể, t T1 được tính là 151,1 độ C.
- t kk : nhiệt độ môi trường xung quanh Tra bảng VII.1 [4 – 97], chọn t kk = 23,4 oC, lấy nhiệt độ trung bình cả năm tại Hà Nội.
- 𝜌 c : hệ số dẫn nhiệt của chất cách nhiệt, chọn vật liệu lớp cách nhiệt là sợi bông thủy tinh:𝜌 𝑐 = 0,0372 W/m.độ (bảng PL.14 [1 – 348])
- 𝜌 𝑛 : hệ số cách nhiệt từ bề mặt ngoài của lớp cách nhiệt đến không khí:
𝜌 𝑛 = 9,3 + 0,058.45 = 11,91 (W/m2 độ) 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 KNO 3
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 300mm được sử dụng cho ống dẫn hơi, trong khi ống dẫn dung dịch vào có đường kính trong 150mm Đối với ống dẫn dung dịch ra, đường kính trong là 70mm.
6 Ống dẫn hơi thứ ra Đường kính trong 250 Ống tháo nước ngưng Đường kính trong 40
PHẦN 4: TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ
1 Thiết bị ngưng tụ baromet
Sau khi rời khỏi nồi cô đặc, hơi nước được dẫn vào thiết bị ngưng tụ baromet để thu hồi nước và tách khí không ngưng từ dung dịch Hơi nước đi vào thiết bị ngưng tụ từ phía dưới, 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 là phun nước lạnh vào hơi, trong quá trình này, hơi sẽ tỏa nhiệt, làm nóng nước và sau đó ngưng tụ lại Thiết bị ngưng tụ trực tiếp đóng vai trò quan trọng trong việc chuyển đổi năng lượng và tối ưu hóa hiệu suất làm mát.
Để ngưng tụ hơi nước hoặc hơi từ các chất lỏng không có giá trị hoặc không tan trong nước, cần chú ý rằng các chất lỏng này có thể trộn lẫn với nước, dẫn đến quá trình làm nguội không hiệu quả.
Sơ đồ nguyên lý hoạt động của thiết bị ngưng tụ baromet ngược chiều loại khô được minh họa trong hình vẽ Thiết bị này bao gồm một thân hình trụ (1) với các tấm ngăn hình bán nguyệt được gắn kết.
Thiết bị có lỗ nhỏ và ống baromet để loại bỏ nước và chất lỏng ngưng tụ Hơi đi vào từ dưới, trong khi nước chảy từ trên xuống và tràn qua tấm ngăn, một phần cũng đi qua các lỗ của tấm ngăn Hỗn hợp nước và chất lỏng ngưng tụ chảy xuống ống baromet, trong khi khí không ngưng đi lên thiết bị thu hồi bọt và tập trung chảy xuống ống baromet Khí không ngưng được hút ra qua phía trên bằng bơm chân không Ống baromet thường có chiều cao lớn hơn 11 m để đảm bảo rằng khi độ chân không 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 của hệ thống, do nồi cuối thường hoạt động ở áp suất chân không.
Các số liệu cần biết:
- Hơi thứ ở nồi cuối trong hệ thống cô đặc: W 2 = 4285,15kg/h
- Áp suất ở thiết bị ngưng tụ: p ng = 0,2 at => T ng = 59,7 oC
- Các thông số vật lý của hơi thứ ra khỏi nồi cuối của hệ thống: t 2’ = 60,7 oC i 2’ = 2608444 (J/kg.độ) p 2’ = 0,21 at r 2’ = 2355556 (J/kg.độ)
1.1 Tính toán lượng hơi nước ngưng tụ
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 với áp suất tuyệt đối p = 5,0 at Nhiệt độ của hơi nước bão hòa đạt t bh = 151,1 oC theo bảng I.251 [1 – 314].
7 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 ống thép X18H10T với đường kính d = 32 2 mm và chiều dài L = 3m là yêu cầu thiết kế quan trọng cho thiết bị gia nhiệt hỗn hợp Việc xác định bề mặt truyền nhiệt là yếu tố chính trong thiết kế, bên cạnh đó cần xác định các thông số khác như đường kính, chiều cao, số lượng 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) -C p : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp C p = C 0 = 3976,7 (J/kg.độ) -t F : Nhiệt độ cuối của dung dịch, t F = t so = 116,04 (oC)
-t f : Nhiệt độ đầu của dung dịch, lấy bằng nhiệt độ môi trường, t f = 25 (oC) Thay số vào ta có nhiệt lượng trao đổi của dung dịch là:
3.2 Hiệu số nhiệt độ hữu ích
Do ∆t đ /∆t c = 3,6> 2 nên nhiệt độ trung bình của hai lưu thể là:
𝑙𝑛 ∆𝑡 𝑐 𝑙𝑛 35,06 Hơi đốt có nhiệt độ trung bình t 1tb = 151,1 oC
Phía hỗn hợp: t 2tb = t 1tb – ∆t tb = 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 ∆t 1 = 3,9 ℃ => t T1 = t bh - ∆t 1 = 151,1 – 3,9 = 147,2 ℃
Hệ số A phụ thuộc vào nhiệt độ màng t m = 0,5 (t T1 + ∆t 1 ) = 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: q 1 = α 1 ∆t 1
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:
Pr t là giá trị chuẩn số Pran của hỗn hợp lỏng, được tính dựa trên nhiệt độ trung bình của tường Hệ số hiệu chỉnh ε 1 phản ánh 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
+ C p là nhiệt dung riêng đẳng áp của hỗn hợp đầu tại t 2tb = 79,89 ℃.
+ μ là độ nhớt động lực của hỗn hợp ở t 2tb = 79,89 ℃.
+ λ: Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch
Chọn chất lỏng tiêu chuẩn là nước, t 1 = 20oC; t 2 = 30 oC Tra bảng I.107 [1-100] và nội suy ta có: t 1 = 20oC, x = 5% → μ 11 = 0,98 10−3
Tra bảng I.102 [1-94] và nội suy ta có: μ 11 = 0,98 10−3 [N.s/m2] → θ 11 = 21,05 oC μ 21 = 0,8 10−3[N.s/m2] → θ 21 = 30,04 oC
Tại t s1 = 116,04 oC, dung dịch có độ nhớt là μ dd1 tương ứng với đột nhớt của nước có nhiệt độ là θ 31 :
Tra bảng I.102 [1-95] và nội suy với θ 31 = 105,07 oC ta được μ dd1 = 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 √ M
Trong đó + C p là nhiệt dung riêng đẳng áp của hỗn hợp đầu tại t tb = 79,89 ℃ Đã tính được C p = 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
N KNO3 : Phần mol của KNO 3 trong dung dịch
Thay vào công thức trên ta có:
M 1 = 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:
∆t T = t T1 − t T2 = q 1 ∑ r Trong đó: t T1 , t T2 : nhiệt độ thành ống hơi nước và về phía hỗn hợp
8 r 1 ; r 2 : 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: q 2 = 𝜌 2 ∆𝑡 2 = 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
Chọn giá trị α 1 = 6548,4 (W/m2 độ) và lượng nhiệt truyền cho 1m2 ống truyền nhiệt
Ho ặc cũng có thể tính thông qua nhiệt tải riêng q tb = 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
Trong đó + F = 34 m 2 là tổng diện tích bề mặt trao đổi nhiệt + f = 𝜌 d h 0 : là diện tích xung quanh của một ống truyền nhiệt, m2 + h 0 = 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
Trong đó + G đ là lưu lượng thể tích chất lỏng (m3) + d t = 0,033 m là đường kính trong của 1 ống + Khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng tại t tb = 71,12 ℃ là 𝜌 = 1001,125 (kg/m3) Thay số ω t
Ta phải chia ngăn để quá trình cấp nhiệt diễn ra ở chế độ xoáy.
Số ngăn của thiết bị là
𝑥 = ω t 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 = d n = 36 mm là đường kính ngoài của ống truyền nhiệt + t là bước ống thường t = (1,2 – 1,5) d.
Chọn t = 1,4d = 1,5 0,036 = 0,054 mThay số D = t (b – 1) + 4d = 0,054 (13 – 1) + 4 0,032 = 0,776 mQuy chuẩn D = 0,8 m