Cô đặc 3 nồi cho dung dịch đường mía, năng suất 5200 kg h tính theo nhập liệu

Thiết kế hệ thống thiết bị cô đặc ba nồi cho dung dịch đường mía, năng suất thiết bị là 5200 kgh tính theo nguyên liệu đầu vào. Nồng độ ban đầu 8% tới nồng độ cuối là 40% (theo khối lượng) Sử dụng loại nồi cô đặc liên tục, có ống tuần hoàn trung tâm Sử dụng hơi bão hòa làm nguồn cấp nhiệt 1.2. Tính chất nguyên liệu Thành phần chủ yếu trong nước mía là saccarozo Nước mía sau khi làm sạch có nồng độ chất khô khoảng 1215%. Cần cô đặc đến nồng độ khoảng 65% để đáp ứng nhu cầu nấu đường. Nồng độ không được quá loãng vì sẽ tốn thời gian nấu đường, cũng như không được quá đặc vì sẽ kết tinh đường trong ống Trong quá trình cô đặc cần khống chế nhiệt độ, rút ngắn thời gian lưu để tránh tổn thất đường do chuyển hóa và phân hủy. Nhiệt độ nóng chảy và phân hủy của saccarozo là 186C. Dung dịch ban đầu có độ nhớt khá nhỏ, ở 30C với nồng độ 10% thì độ nhất là 1.37cP

TỔNG QUAN

Tên đề tài

Thiết kế hệ thống thiết bị cô đặc ba nồi cho dung dịch đường mía, năng suất thiết bị là 5200 kg/h tính theo nguyên liệu đầu vào

Nồng độ ban đầu 8% tới nồng độ cuối là 40% (theo khối lượng)

Sử dụng loại nồi cô đặc liên tục, có ống tuần hoàn trung tâm

Sử dụng hơi bão hòa làm nguồn cấp nhiệt

Tính chất nguyên liệu

Thành phần chủ yếu trong nước mía là saccarozo

Nước mía sau khi làm sạch có nồng độ chất khô khoảng 12-15% Cần cô đặc đến nồng độ khoảng 65% để đáp ứng nhu cầu nấu đường

Nồng độ không được quá loãng vì sẽ tốn thời gian nấu đường, cũng như không được quá đặc vì sẽ kết tinh đường trong ống

Trong quá trình cô đặc cần khống chế nhiệt độ, rút ngắn thời gian lưu để tránh tổn thất đường do chuyển hóa và phân hủy Nhiệt độ nóng chảy và phân hủy của saccarozo là 186C

Dung dịch ban đầu có độ nhớt khá nhỏ, ở 30C với nồng độ 10% thì độ nhất là 1.37cP

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 chỉ xét hệ thống cô đặc nhiều nồi Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó nó có ý nghĩa kinh tế cao về sử dụng nhiệt Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều 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 thứ cuối 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

3 cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm việc trong mỗi nồi phải giảm dần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau Thông thường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển

1.4.1 Định nghĩa quá trình cô đặc

Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi 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 (cất nước)

1.4.2 Các phương pháp cô đặc

Phương pháp nhiệt: 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 thấp nhiệt độ đến một mức nào đó thì một cấu từ 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 thiết bị làm lạnh

1.4.3 Bản chất của quá trình cô đặc

Dựa theo thuyết động học phân tử: Để tạo thành hơi (trạng thái tự do) thì tốc độ chuyển động vì nhiệt của các phân tử chất lỏng gần mặt thoáng lớn hơn tốc độ giới hạn Phân tử khi bay hơi sẽ thu nhiệt để khắc phục lực liên kết ở trạng thái lông và trở lực bên ngoài Do đó, ta cần cung cấp nhiệt để các phân tử đủ năng lượng thực hiện quá trình này

Bên cạnh đó, sự bay hơi chủ yếu do các bọt khí hình thành trong quá trình cấp nhiệt và chuyển động liên tục, do chênh lệch khối lượng riêng các phần tử ở trên bề mặt và dưới đáy tạo nên sự tuần hoàn tự nhiên trong nội có đặc

1.4.4 Ứng dụng của cô đặc Ứng dụng trong sản xuất hóa chất, thực phẩm, dược phẩm Mục đích để đạt được nồng độ dung dịch theo yêu cầu, hoặc đưa dung tinh dịch đến trạng thái quá bão hòa để kết

Sản xuất thực phẩm: đường, mì chính, các dung dịch nước trái cây

Sản xuất hóa chất: NaOH, NaCl, Cach, các muối vô cơ

Thiết bị cô đặc

1.5.1 Phân loại và ứng dụng

1.5.1.1 Theo cấu tạo và tính chất của đối tượng cô đặc

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 Có ưu điểm: tăng cường hệ số truyền nhiệt, dùng chodung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt

Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng, chảy một lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu làm biến chất sản phẩm Thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như nước trái cây, hoa

1.5.1.2 Theo phương pháp thực hiện

Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở): có nhiệt độ sôi, áp suất không đối Thường dùng cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, đạt 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 thấp hơn do có áp suất chân không Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo căn, sự bay hơi nước liên tục

Cô đặc nhiều nồi: Mục đích chính là tiết kiệm hơi dẹt Sẽ nói không liên lớn quá vì sẽ làm giảm hiệu quả tiết kiệm hơi so với chi phí bỏ ra Có thể cô đặc chân không, có đặc áp lực hay phối hợp cả hai phương pháp Đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu quả kinh tế

Cô đặc liên tục: Cho kết quả tốt hơn cô đặc gián đoạn, có thể tự động hóa

1.5.2 Thiết bị chính và thiết bị phụ

1.5.2.1 Thiết bị chính Ống tuần hoàn, ống truyền nhiệt

Buồng đốt, buông bốc, đáy, nắp

Bể chứa sản phẩm, nguyên liệu

Các loại bơm: bơm dung dịch, bơm nước, bơm chân không

Thiết bị ngưng tụ Baromet, Thiết bị đo và điều chỉnh

QUY TRÌNH

Thuyết mình quy trình

Nguyên liệu đầu tiên là dung dịch đường mía Dung dịch từ bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị để ổn định lưu lượng sau đó vào thiết bị gia nhiệt thông qua lưu lượng kế và được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi

Thiết bị gia nhiệt có 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 vỉ ống và vỉ ống được hàn dính vào thân Hơi nước bão hòa đi bên ngoài ống (phía vỏ) Dung dịch được đưa vào thiết bị, đi bên trong ống từ dưới lên Hơi nước bão hòa sẽ ngưng tụ trên các bề mặt ngoài của ống và cấp nhiệt cho dung dịch nâng nhiệt độ của dung dịch đến nhiệt độ sôi Dung dịch sau khi được gia nhiệt sẽ được đưa vào thiết bị cô đặc thực hiện quá trình bốc hơi Hơi ngưng tụ theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi chảy ra bên ngoài Dung dịch sau nồi 1 tiếp tục qua nồi 2, hơi từ nồi 1 dẫn qua nồi 2 để tiếp tục gia nhiệt, tương tự như vậy khi qua nồi 3

Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc: buồng đốt là thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm đặt thẳng đứng Dung dịch được nhập vào cửa bên dưới, gần vị trí nối ống tuần hoàn và buồng đốt, sau đó dung dịch đi trong ống truyền nhiệt, hơi đốt được cấp vào phía trên của buồng đốt sẽ đi trong khoảng không phía ngoài ống Hơi đốt sẽ ngưng tụ bên ngoài ống và sẽ nhả nhiệt, truyền nhiệt cho dung dịch chuyển động bên trong ống Dung dịch đi trong ống từ dưới lên và sẽ nhận nhiệt do hơi đốt ngưng tụ cung cấp và sẽ sôi rồi tràn vào buồng bốc hơi Hơi ngưng tụ theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi chảy ra ngoài

Phần phía ngoài là buồng bốc để tách hỗn hợp lỏng hơi thành hai dòng dựa theo sự khác nhau về khối lượng riêng, sản phẩm cần thu nhận có khối lượng riêng lớn hơn sẽ rơi xuống đáy buồng bốc và đi xuống theo ống tuần hoàn Khi đó, một phần dung dịch sẽ được đưa ra ngoài theo ống lấy sản phẩm, một phần sẽ được tuần hoàn lại, dòng hơi thứ đi lên phía trên buồng bốc đến bộ phận tách giọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ

Dung dịch sau khi cô đặc được bơm ra ngoài theo ống tháo sản phẩm nhờ bơm ly tâm, vào bể chứa sản phẩm Hơi thứ và khí không ngưng đi ra phía trên của thiết bị cô đặc vào thiết bị ngưng tụ baromet Thiết bị ngưng tụ baromet là thiết bị ngưng tụ kiểu trực tiếp Chất làm lạnh là nước được đưa vào ngăn trên cùng của thiết bị, dòng hơi thứ dẫn vào cuối thiết bị Dòng hơi thứ đi lên gặp nước giải nhiệt, nó sẽ ngưng tụ thành lỏng chảy ra ngoài bồn chứa, khí không ngưng tiếp tục đi lên trên và được dẫn qua bộ phận tách giọt để chỉ còn khí không ngưng được bơm chân không hút ra ngoài Khí ngưng tụ chuyển thành hơi lỏng thì thể tích của hơi sẽ giảm, làm áp suất giảm, do đó tự bản thân thiết bị áp suất sẽ giảm Vì vậy thiết bị ngưng tụ baromet là thiết bị ổn định chân không, nó duy trì áp suất chân không trong hệ thống Áp suất làm việc của thiết bị baromet là áp suất chân không do đó nó phải được lắp đặt ở một độ cao cần thiết để nước ngưng có thể tự chảy ra ngoài khí quyển mà không cần dùng máy bơm

Bình tách giọt là một vách ngăn, có nhiệm vụ là tách những giọt lỏng bị lôi cuốn theo dòng khí không ngưng để đưa về bồn chứa nước ngưng, còn khí không ngưng sẽ được bơm chân không hút ra ngoài

Bơm chân không có nhiệm vụ là hút khí không ngưng ra ngoài để tránh trường hợp khí không ngưng tồn tại trong thiết bị ngưng tụ quá nhiều, làm cho áp suất của thiết bị ngưng tụ tăng lên, có thể làm cho nước chảy ngược lại sang nồi cô đặc

CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

Dữ kiện ban đầu

Năng suất nhập liệu Gđ= 5200 kg/h Áp suất hơi bão hòa P = 2 at Áp suất chân không tại thiết bị ngưng tụ Pck = 0,76 at Áp suất thực trên chân không kế là Pc = Pa – Pck = 1 – 0,76 = 0,24 at.

Cân bằng vật chất

Áp dụng phương trình cân bằng vật chất:

0,4) = 1040 𝑘𝑔/ℎ Lượng hơi thứ của cả quá trình:

0,4) = 4160 kg Lượng nước bốc hơi của các nồi, W:

𝑊 1 , 𝑊 2 , 𝑊 3 lần lượt là lượng nước bốc hơi ở nồi 1, 2, 3 (kg/s)

Cô đặc nhiều nồi có hiệu quả kinh tế cao về sử dụng hơi đốt so với một nồi, vì nếu ta giả thuyết rằng cứ 1kg hơi đưa vào đốt thì ta được 1kg hơi thứ, như vậy 1kg hơi đốt đưa vào nồi đầu sẽ làm bốc hơi số kg hơi thứ tương đương với số nồi trong hệ thống

9 cô đặc nhiều nồi, hay nói cách khác là lượng hơi đốt dùng để bốc 1kg hơi thứ tỷ lệ nghịch với số nồi

Dựa vào giả thuyết trên ta có:

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 = 1512,7 (𝑘𝑔/ℎ) Nồng độ của dung dịch ra khỏi mỗi nồi tính theo công thức:

5200−1260,6 = 11,9(% khối lượng) Với nồi thứ hai:

5200−1260,6−1386,7= 19,5 (% khối lượng) Với nồi thứ ba:

5200−1260,6−1386,7−1512,7 = 40 (% khối lượng) 3.3 Phân phối chênh lệch áp suất và nhiệt độ dung dịch trong nồi

Giả sử áp hiệu số phân bố suất hơi đốt các nồi là: ∆P1 : ∆P2 : ∆P3 = 4.2 : 2,1 : 1

P1 = Phđ1 - Phđ2 => P hđ2 = Phđ1 - P1 = 2 – 0,7134 =1,2866 at

P2 = Phđ2 - Phđ3 => P hđ3 = Phđ2 - P2 = 1,2866 – 0,3567 = 0,9299 at

3.3.1 Tính nhiệt độ và áp suất hơi đốt mỗi nồi

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 (tra bảng I.250, trang 314 [1])

Bảng 3.1 Các thông số hơi đốt

Thđ ( 0 C) 121,212 77,9757 56,3575 ihđ (kJ/kg) 2710,44 2689,05 2673,4 rhđ (kJ/kg) 2208 2242,2 2265,8

Với thiết bị ngưng tụ baromet Pnt = 0,76 at => Tnt = 41,54 0 C

3.3.2 Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ cho mỗi nồi

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

Gọi thti là nhiệt độ hơi thứ nồi thứ i, 0 C Áp dụng công thức: thti = Thđi + ∆ 𝑖 ′′′

Nhiệt độ hơi thứ nồi sau = nhiệt độ hơi đốt nồi trước – 1 0 C

Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối = nhiệt độ thiết bị baromet + 1 0 C

Vậy từ những dữ kiện trên, ta có: tht1 = Thđ2 + 1 = 77,9757 + 1 = 78,9757 0 C tht2 = Thđ3 + 1 = 56,3575 + 1 = 56,3575 0 C tht3 = Tnt + 1 = 41,54+ 1 = 42,54 0 C

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 (tra bảng I.250, trang 314 [1])

Bảng 3.2 Các thông số hơi thứ

Pht (at) 0,1456 0,1057 0,0784 iht (kJ/kg) 2690,55 2675 2666,54

Tính tổn thất nhiệt độ mỗi nồi

3.4.1 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ Ở cùng một áp suất nhiệt độ sôi của dung dịch (tsdd ) bao giờ cũng lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (tsdm)

Hiệu số nhiệt độ ’= tsdd – tsdm gọi là tổn thất nhiệt độ sôi do nồng độ:

Với Δ’o là tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung môi f là hệ số hiệu chỉnh phụ thuộc vào nhiệt độ sôi của dung môi f = 16,2 (𝑡+273) 2

Trong đó : T là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất đã cho, 0 K; r là ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc,J/kg

Tổn thất nhiệt độ Δ’0 theo nồng độ a (% khối lượng)

2278,95.10 3 =1,5196 0 C Vậy tổng tổn thất nhiệt độ ở 3 nồi là: : ∑Δ’ = Δ 1’+ Δ 2’ + Δ 3’ = 2,0166 C

3.4.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (Δ’’)

Theo CT VI.12/60 – [2] ta có: h g h P

Có 1at = 9,81.10 4 N/m 2 Đổi công thức theo đơn vị at

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 mặt thoáng dung dịch, chọn h=0,5 cho cả 3 nồi h2 là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 4m cho cả 3 nồi g là gia tốc trọng trường, =9,81 m/s 2

 dds là khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m 3

Do chưa xác định được nhiệt độ sôi của dung dịch nên giả thiết lấy khối lượng riêng ở nhiệt độ 20 0 C.(tra bảng I.86, trang 58 [1]) xdd1 = 11,9% => ρdd1 = 1047,89 kg/m 3

14 xdd2 = 19,5% => ρdd2 = 1080,65 kg/m 3 xdd3 = 40% => ρdd3 = 1178,53 kg/m 3

2 10 −4 = 0,14 at Với Ptbi ta có ttbi là nhiệt độ sôi ứng với Ptbi

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

Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do cột chất lỏng là: ΣΔ’’ = 1,28 + 0,3125 + 3,3 4,892 o C

3.4.3 Tổn thất nhiệt độ trên đường ống dẫn hơi thứ (Δ’’’)

Chọn tổn thất áp suất do trở lực của đường ống trong từng nồi là  ' ' '= 1÷ 1,5 0 C Chọn nhiệt độ tổn thất trên mỗi đường ống là Δ’’’ = 1 o C

Vậy tổng tổn thất trên mỗi đường ống cho cả 3 nồi là ΣΔ’’’= ∆ 1 ′′′ + ∆ 2 ′′′ + ∆ 3 ′′′ 3°𝐶

3.4.4 Tổn thất cho toàn hệ thống

Tổn thất nhiệt độ của nồi 1 là: Δ1 =∆ 1 ′ + ∆ 1 ′′ + ∆ 1 ′′′ = 0,1045 + 1,28 + 1 2,3845 o C

Tổn thất nhiệt độ của nồi 2 là: Δ2 =∆ 2 ′ + ∆ 2 ′′ + ∆ 2 ′′′ = 0,3925 + 0,3125 + 1 1,705 o C

Tổn thất nhiệt độ của nồi 3 là: Δ3 =∆ 3 ′ + ∆ 3 ′′ + ∆ 3 ′′′ = 1,5196 + 3,3 + 1 5,8196 o C

=>Tổng tổn thất nhiệt độ cả 3 nồi: ΣΔ = Δ1 + Δ2 + Δ3 = 9,9091 o C

3.4.5 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích các nồi

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

Với tsi là nhiệt độ sôi của dung dịch tại nổi thứ i tsi = thti + ∆ 𝑖 ′ + ∆ 𝑖 ′′

Vậy ta có: ts1 = tht1 + ∆ 1 ′ + ∆ 1 ′′ = 78,9757 + 0,1045 + 1,28 = 80,3602 0 C ts2 = tht2 + ∆ 2 ′ + ∆ 2 ′′ = 57,3575 + 0,3925 + 0,3125 = 58,0625 0 C ts3 = tht3 + ∆ 3 ′ + ∆ 3 ′′ = 42,54 + 1,5196 + 3,3 = 47,3596 0 C

=> Hiệu số nhiệt hữu ích:

3.4.6 Phương trình cân bằng nhiệt lượng

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

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:

- Do dung dịch đầu: Gđ.Cđ.tđ

- Do hơi đốt mang vào: D2.ihđ2

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

- Do hơi đốt mang vào : D3.ihđ3

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

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)

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)

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

GđCđtđ + D1.ihđ1 = W1.iht1 + (Gđ – W1).C1.ts1+ D1.Cn1 θ1+ 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1) (1) Nồi 2:

D2.ihđ2 + (Gđ – W1).C1.ts1 = W2.iht2 + (Gđ –W1 –W2).C2.ts2 + D2Cn2 θ2 + 0,05.D2.(ihđ2 –

D3.ihđ3 + (Gđ – W1 –W2).C2.ts2 = W3.iht3 + (Gđ –W1 –W2 –W3).C3.ts3 + D3Cn3θ3+ 0,05.D3.(ihđ3 – Cn3 θ3) (3)

Công thức tính C với dung dịch loãng có x< 20% nên áp dụng ( CT I.43/152 –[1] )

J/kg.độ Dung dịch đặc có x > 20% nên áp dụng CT I.44/152 – [1]

J/kg.độ Với Cht được tính theo công thức I.41/152- [1]

Trong đó: Chất hòa tan C12H22O11 có:

M = 342 kg/kmol nC, nH, nO: là số nguyên tử C, H, O trong hợp chất

CC, CH, CO: là nhiệt dung riêng của các nguyên tố C, H, O và

CH = 18000J/kg.độ CC = 11700J/kg.độ CO %100J/kg.độ

Vậy, với dung dịch đầu, xđ = 8% < 20%, ta có:

100) = 3851,12 J/kg.độ Với dung dịch 1, có xdd1 = 11,9 % < 20%

100) = 3687,866 J/kg.độ Với dung dịch 1, có xdd1 = 19,5 % < 20%

100) = 3369,73 J/kg.độ Với dung dịch 3, có xdd3 = 40% > 20%

100) = 3461,8924 J/kg.độ Tính Qtt lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn bốc hơi ở từng nồi:

Với ili là nhiệt lượng riêng của nức ngưng nồi 1,2,3

Phđ1 = 2 at  il1 = 502,4 kJ/kg

Phđ3 = 0,9299 at  il3 = 406,7179 kJ/kg

 Qtt1 = 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1) = 0,05.D1( ihđ1 – il1), J

 Q tt2 = 0,05.D2.(ihđ2 – Cn2.θ2) = 0,05.W1( ihđ2- il2), J

 Qtt3 = 0,05.D3.(ihđ3 – Cn3.θ3) = 0,05.W2( ihđ3- il3), J

Thay các dữ kiện trên vào phương trình (1), (2), (3), với các ẩn là W1, W2, W3, D1 ta có kết quả như bảng sau:

Bảng 3.3 Kết quả tính toán của phương trình cân bằng nhiệt lượng

THIẾT BỊ CHÍNH

Tính kích thước buồng đốt

F là tổng bề mặt đốt, m 2 F = 150 m 2 d là đường kính của ống truyền nhiệt, m

Do trong cả ba nồi hệ số cấp nhiệt của hơi đốt α1 > hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi Vậy chọn d là đường kính trong của ống truyền nhiệt Ống truyền nhiệt loại 64x7, tức là: Đường kính ngoài: dn = 64 mm d.10 -3 m Độ dày: δ = 7mm = 7.10 -3 m đường kính trong của ống d = dn - 2δ = 64.10 -3 – 2.7.10 -3 = 0,07m l là chiều dài ống truyền nhiệt, m Chọn l = 4m

Vậy từ các giả thiết trên, ta có số ống trong buồng đốt là: n= F π.d.l = 150 π.0,07.4 = 170,5 ống

Số ống theo hình 6 cạnh

Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh = 23 ống

Tổng số ống không kể các ống trong các hình viên phân = 397 ống

Tổng số ống trong tất cả hình viên phân = 42 ống

Tổng số ống của thiết bị = 439 ống

4.1.2 Thiết bị ống tuần hoàn trung tâm (tính theo bề mặt trong)

Vì đây là thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm Nên tiết diện tuần hoàn trung tâm Fth lấy bằng khoảng 25% - 35% tổng bề mặt tiết diện tất cả các ống truyền nhiệt

Tổng bề mặt tiết diện của các ống truyền nhiệt là:

Quy chuẩn theo 416 – [2] ta có: Đường kính trong dth = 0,39m Đường kính ngoài dn = 0,41m Độ dày ống δ = 0,013m

4.1.3 Đường kính trong buồng đốt Đường kính trong của buồng đốt tính theo công thức:

𝛽 = 1,4𝑚 dn là đướng kính ngoài của ống truyền nhiệt, dn = 0,064m sinα = sin 60 0 = √3

2 do xếp ống theo hình lục giác đều l là chiều dài ống truyền nhiệt, m Chọn l = 2m

F là tổng diện tích bề mặt đốt, m 2

Chọn 0,7 Utt(1at)00 m 3 /m 3 h; f là hệ số điều chỉnh - xác định theo đồ thị ( VI.3, trang 72, [2] )

Khi Ph < 1at thì đồ thị không chính xác với Pht3 = 0,0784 at →f = 1,015

Vậy ta tính được chiều cao không gian hơi H bằng công thức (VI.34, trang 72, [2])

Với Dtr.bb là đường kính trong buồng bốc Dtr = 1,8m

V là thể tích buồng đốt, m 3

Trong thực tế thường chiều cao của khoảng không gian hơi không nhỏ hơn 1,5m Vậy chọn H= 2,027 m

Vật liệu chế tạo buồng bốc là thép CT3 và bề dày buồng bốc tính theo công thức sau:

(m) (XIII.8, trang 360, [2]) Với: Đường kính trong là Dtr= 1,8 m

Hệ số bền của thành hình trụ theo phương dọc  = 0,95

Số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày C= 0,0014 m

P là áp suất trong thiết bị

Khảo sát với nồi 1 là nồi có áp suất làm việc lớn nhất

6 14283,36 0,95 = 9720,843> 50, nên bỏ qua P ở dưới mẫu trong công thức tính S

Ta thấy S – C < 10 mm nên ta tăng thêm C thêm 3 mm nên ta chọn S = 7 mm

Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử:

(N/m 2 ) (XIII.26, trang 365, [2]) Với P0 = Pth + Pl (XIII.27, trang 366, [2])

Pth là áp suất thủy lực, N/m 2 , Pth = 1,5 Pht1= 1,5.14283,36!425,04 N/m 2\

P1 áp suất thủy tĩnh của nước tại 20 0 C Tại 20 0 C, có ρnước = 998 kg/m 3

Vậy bề dày buồng bốc của cả 3 nồi được thiết kế là 7 mm Để thống nhất với độ dày phòng đốt nên chọn S = 10 mm

4.2.4 Bề dày nắp buồng bốc

Thiết kế nắp cho cả 2 nồi theo hình elip có gờ,vật liệu bằng thép cacbon

 h = 0,95 hb là chiều cao phần lồi của nắp;

2ℎ 𝑏 là hệ số hình học, theo kinh nghiệm 𝐷 𝑡𝑟

31 k là hệ số không thứ nguyên, xác định như sau: k= 1- 𝑑

𝐷 𝑏 (XIII.48, trang 385, [2]) Ở đây d là đường kính lỗ khoét ở đáy nắp, m Theo phần III.4.3 thì có d = 0,25m

P là áp suất của hơi thứ thiết bị, Pht = 130473 N/m2

21425,04 0,8214.0,95 S23,13 > 30 nên ta có thể bỏ P ở dưới mẫu số trong công thức tính S ở trên

Ta thấy S – C < 10 mm nên ta tăng C thêm 3mm nên ta chọn S = 1,54.10-3 + 3.10-3 4,54.10-3 m

KIểm tra ứng suất nắp ở ứng suất thử thủy lực theo công thức:

Ta có P0 7089,648 N/m2 ( theo mục III.2.3 đã tính ở trên)

Vậy nắp đậy nồi 1 có bề dày là 10 mm là đảm bảo độ bền

Do áp suất nồi hai và nồ ba nhỏ hơn nồi 1 nên ta cũng chọn bề dày là 10 mm

Chọn đường kính sửa chữa và làm vệ sinh là 0,5 m để cho thuận tiện cho việc sửa chữa và làm vệ sinh thiết bị

4.2.6 Đường kính các ống dẫn Đường kính ống dẫn và cửa ra vào của thiết bị xác định theo phương trình Lưu lượng: dd = √ V s

Trong đó: Vs là lưu lượng hơi đốt đi trong ống, m 3 /h; Vs = 𝑉

𝜌 w là vận tốc của hơi đi trong ống, m/s

Với chất lỏng nhớt chọn w = 0,5 ÷ 1 m/s

Với hơi nước bão hòa chọn w = 15 ÷ 25 m/s

4.2.7 Đường kính ống dẫn hơi đốt

Nồi 1 có lượng hơi đốt vào lớn nhất trong 3 nồi, nên tính đường kính nồi 1 là lớn nhất, quy chuẩn cho các nồi còn lại

Quy chuẩn cho ống dẫn hơi đốt của cả 3 nồi là 0,2 m

4.2.8 Đường kính ống dẫn dung dịch

Lưu lượng khối lương G = Gđ = 5200 kg/h

Nồng độ xđ = 8% => ρ = 1029 (kg/m 3 ) (tra bảng I.85, trang 57, [1])

Quy chuẩn ống dẫn dung dịch vào các nồi là 0,1 m w = 1m/s ϵ ( 0,5 ÷ 1 m/s) thỏa mãn

Vậy đường kính ống dẫn dung dịch vào các nồi là 0,1 m

4.2.9 Đường kính ống dẫn hơi thứ ra

Hơi thứ ra khỏi nồi 1 có : W1 = 1260,6 kg/h ρ ht1 = 0,9557 kg/m 3

4.2.10 Đường kính ống dẫn dung dịch ra

Dung dịch ra khỏi nồi 1 có: G1 = Gđ – W1 = 5200 – 1260,6= 3939,4 kg/h

Khối lượng riêng của dung dịch 1 là ρdd1 = 1047,89 kg/m 3

4.2.11 Đường 0kính ống tháo nước ngưng

Chọn kích thước ống tháo nước ngưng như ống dẫn dung dịch ra: Đường kính trong, dtr = 0,1 m

34 Đường kính ngoài, dng = 0,108 m Độ dày, δ = 4.10 -3 m

Mặt bích là bộ phận quan trong dùng để nối các phần của thiết bị cũng như nối các thiết bị này với thiết bị khác

Những yêu cầu của mặt bích: mối ghép phải luôn kín ở áp suất và nhiệt độ làm việc, luôn bền, tháo lắp nhanh và đảm bảo sản xuất hàng loạt, giá thành rẻ

Mặt bích nối thân thiết bị với đáy và nắp:

Chọn bích liền bằng thép loại một để nối thiết bị Dựa vào áp suất làm việc P 1,962.10 5 N/m 2

Theo Bảng XIII.27/417 – [2] ta có bảng số liệu sau:

Bảng 4.1 Mặt bích nối thân thiết bị với đáy và nắp

Bích liền bằng kim loại đen loại 1 để nối các bộ phận thiết bị và ống dẫn:

Theo bảng XIII.26/409 – [2] ta có bảng số liệu sau:

Bảng 4.2 Bích liền kim loại đen loại 1 để nối các bộ phận thiết bị và ống dẫn Ống dẫn Dy

Chọn 4 tai treo bằng thép CT3 cho một buồng đốt

Vậy tải trọng cho1tai treo là: Q 4

Với: G=Gống + 2.Gvĩ + Gđáy + Gnắp + Gthành + 2.Gbích + Glỏng + Gh

Trọng lượng thân buồng đốt G th :

Với  t - khối lượng riêng của thép,  t = 7,85.10 3 kg/m 3

Dđ là đường kính của buồng đốt, Dt = 1,7 m δ là bề dày của buồng đốt, δ = 10.10 -3 m

H là chiều cao của buồng đốt, H = 1,269m g là trọng lượng riêng, g = 9.81 m/s 2

Trọng lượng của ống truyền nhiệt:

Với: n là số ống truyền nhiệt, n = 439 ống;

36 d là đường kính ống truyền nhiệt, d = 0,038 m; h là chiều cao ống truyền nhiệt, h = 2m; δ là bề dày ống truyền nhiệt, δ = 2.10 -3 m; dtt là đường kính ống trung tâm,dtt = 0,4 m;

Trọng lượng của dung dịch trong thiết bị:

Tính cho nồi 3 với nồng độ cao nhất

)S. t g Với S là chiều dày của vĩ ống S = 0,01 m

Trọng lượng của đáy buồng đốt:

Trong đó Fđ- mặt trong của đáy thiết bị, F được tính bằng cách tra bảng XIII.21/394 – [2] dựa vào đường kính buồng đốt

Sđ là bề dày đáy buồng đốt, Sđ = 0,02 m;

Trọng lượng của nắp buồng đốt:

Fn – bề mặt trong của nắp buồng đốt,xác định theo bảng XIII.10/382 – [2] dựa vào đường kính buồng đốt

Sn- bề đày nắp buồng đốt, Sn = 0,02 m;

Trọng lượng của thân buồng bốc:

Trọng lượng của 4 bích ở buồng bốc:

(Tai treo thiết bị thẳng đứng)

4 4 0,1637.9,81 = 16,3𝑁 Vậy trọng lượng thiết bị:

G = Gth+ Gtn+ Gl+2.Gv+ Gđ+ Gn+ Gthb+ 2.Gb + Ghn

+ 2.7096,69 + 16,3 = 152486,8 𝑁 Vậy tải trọng tác dụng lên mỗi tai treo:

4 = 38121,7N Theo bảng XIII.36/438 – [2] ta chọn tải trọng cho phép trên mỗi tai treo là

G = 0,5.10 5 N để bảo đảm độ bền

Nên ta có các thông số sau:

Tải trọng cho phép lên bề mặt: q = 0,69.10 6 N

Khối lượng một tai treo là 1,23 kg

THIẾT BỊ PHỤ

Thiết bị ngưng tụ Baromet

5.1.1 Lượng nước lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngưng tụ

(kg/s) (VI.51/84 – [2]) Trong đó : W : lượng hơi ngưng đi vào thiết bị ngưng tụ, kg/h;

Gn : lượng nước lạnh cần thiết để ngưng tụ, kg/h; i : nhiệt lượng riêng (hàm nhiệt) của hơi ngưng, J/kg; t2đ,t2c : nhiệt độ đầu và cuối của nước lạnh, 0 C;

Cn : nhiệt dung riêng trung bình của nước,J/kg.độ;

Ta chọn: t2đ = 20 0 C, t2c = 50 0 C ( để tránh các muối dễ kết tủa và đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt) ttb = t 2đ + t 2c

2 = 35°𝐶 => Cn = 0,99859 kcal/kg.độ = 4180,89 J/kg.độ ( I.147/165 – [1])

5.1.2 Lượng không khi cần hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ

Lượng khí không ngưng và không khí cần hút cụ thể là:

– Có sẵn trong hơi thứ;

– Chui qua những lỗ hở của thiết bị;

– Bốc ra từ nước làm lạnh;

Chính lượng này vào thiết bị ngưng tụ làm giảm độ chân không, áp suất riêng phần và hàm lượng tương đối của hơi trong hỗn hợp giảm đồng thời làm giảm hệ số truyền nhiệt của thiết bị Vì vậy cần liên tục hút khí không ngưng và không khí ra khỏi thiết bị

Lượng khí không ngưng và không khí hút ra khỏi thiết bi tính theo công thức:

Khi đó thể tích không khí ở 0 0 C và 760 mm Hg cần hút là:

5.1.3 Đường kính thiết bị ngưng tụ Đường kính của thiết bị ngưng tụ được xác định theo hơi ngưng tụ và tốc độ hơi qua thiết bị Thiết bị làm việc ở áp suất 0,2 at nên tốc độ lựa chọn khoảng 35(m/s)

Thực tế thì người ta lấy năng suất của thiết bị gấp 1,5 lần so với năng suất thực của nó.Khi đó, đường kính của thiết bị tính theo công thức:

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

W: lượng hơi ngưng tụ, kg/s W = 1512,7/3600 = 0,42 kg/s

𝜌 ℎ : khối lượng riêng của hơi, kg/m 3 𝜌 ℎ = 0,1637 𝑘𝑔/𝑚 3

𝜔 ℎ : tốc độ hơi trong thiết bị ngưng tụ, (m/s)

Theo bảng VI.8/88 – [2], ta có các thong số cơ bản của thiết bị ngưng tụ baromet( tính bằng mm): Đường kính trong của thiết bị Dtr = 1000 mm

Chiều dày của thiết bị S = 6 mm

Khoảng cách từ ngăn trên cùng đến nắp thiết bị: a= 1300 mm

Khoảng cách từ ngăn cuối cùng đến đáy thiết bị: P = 1200 mm

Bề rộng tấm ngăn: b = 650 mm

Khoảng cách giữa tâm của thiết bị ngưng tụ và thiết thiết bị thu hồi:

Chiều cao của hệ thống thiết bị: H = 5680 mm

Chiều rộng của hệ thống thiết bị: T = 2600 mm Đường kính của thiết bị ngưng tụ : D1 = 500 mm

Chiều cao của thiết bị ngưng tụ: h1 = 1900 mm Đường kính của thiết bị thu hồi: D2 = 400 mm

Chiều cao của thiết bị thu hồi: h2 = 1350 mm

Khoảng cách giữa các ngăn: a1 = 320 mm

43 a2 = 326 mm a3 = 400 mm a4 = 475 mm a5 = 550 mm Đường kính các cửa vào:

 Hỗn hợp khí và hơi ra: d3 = 150 mm

 Nối với ống baromet: d4 = 200 mm

 Hỗn hợp khí và hơi vào thiết bị thu hồi: d5 = 150 mm

 Hỗn hợp khí và hơi ra khỏi thiết bị thu hồi: d6 = 100 mm

 Nối từ thiết bị thu hồi đến ống baromet: d7 = 70 mm

5.1.4 Kích thước tấm chắn Để đảm bảo làm việc tốt, tấm ngăn phải có dạng hình viên phân, do đó chiều rộng của tấm ngăn được xác định theo công thức sau: b = 𝐷 𝑡𝑟

Dtr: là đường kính trong của thiết bị ngưng tụ, (mm)

Vì trên tấm ngăn có nhiều lỗ nhỏ, chọn đường kính của lỗ là, 2 mm

Lấy nước sạch để làm nguội

Chiều cao của gờ cạnh tấm ngăn là 40 mm

Tổng diện tích bề mặt của các lỗ trong toàn bộ mặt cắt ngang của thiết bị ngưng tụ nghĩa là trên một cặp tấm ngăn:

Gn là lưu lượng nước, m 3 /s; Gn = 25404,3889 kg/h = 7,056.10 -3 m 3 /s

𝜔 𝑐 là tốc độ tia nước chọn 𝜔 𝑐 =0,62m/s khi chiều cao của gờ tấm ngăn là 40 mm ρ nước = 995,06kg/m 3

Các lỗ trên tấm ngăn sắp xếp theo hình lục giác đều nên ta có thể xác định bước của các lỗ bằng công thức:

Trong đó: d: đường kính của lỗ, (mm)

𝑓 𝑡𝑏 là tỷ số giữa tổng số diện tích tiết diện các lỗ với diện tích tiết diện của thiết bị ngưng tụ, thường lấy 0,025-0,1

5.1.5 Chiều cao thiết bị ngưng tụ Để chọn khoảng cách trung bình giữa các tấm ngăn và tổng chiều cao hữu ích của thiết bị ngưng tụ, ta dựa vào mức độ đun nóng nước và thời gian lưu của nước trong thiết bị ngưng tụ

Mức độ đun nóng nước được xác định bằng công thức:

Trong đó: t2c, t2đ là nhiệt độ cuối, đầu của nước tưới vào thiết bị, 0 C tbh là nhiệt độ hơi nước bão hoà ngưng tụ, 0 C 𝑡 𝑏ℎ = 63,3°𝐶

Quy chuẩn theo bảng VI.7/ 86 – [2]

Tra bảng VI.7/ 86 – [2], ta có:

Khoảng cách giữa các ngăn: 300 mm

Thơi gian rơi qua 1 bậc: 0,35 s

5.1.6 Kích thước ống Baromet Áp suất trong thiết bị là 0.2 at do đó để tháo nước ngưng và hơi ngưng tụ một cách tự nhiên thì cần phải có ống barômet: Đường kính ống barômet tính theo công thức:

Gn là lượng nước lạnh tưới vào tháp, kg/s

W là lượng hơi ngưng, kg/s

W = 1512,7 kg/h = 0,42 kg/s ω là tốc độ của hỗn hợp nước và chất lỏng đã ngưng chảy trong ống Baromet, m/s; thường lấy ω = 0,5 – 0,6 m/s

5.1.7 Chiều cao ống Baromet Được xác định theo công thức sau:

0,5 m là chiều cao dự trữ để ngăn ngừa nước dâng lên trong ống và chả trán vào đường ốn dẫn hơi khi áp suất khí quyển tăng

47 h1 là chiều cao cột nước trong ống barômet cân bằng với hiệu số giữa áp suất khí quyển và áp trong thiết bị ngưng tụ:

760 , 𝑚 (VI.59/86 – [2]) Ở đây b là độ chân không trong thiết bị ngưng tụ, mmHg b = 1-0,2 = 0,8 at = 588,48 mmHg

760 ≈ 8 𝑚 h2 là chiều cao cột nước trong ống barômet cần để khắc phục toàn bộ trở lực khi nước chảy trong ống:

Hệ số trở lực khi vào đường ống lấy 𝜉 1 = 0,5; khi ra khỏi ống lấy 𝜉 2 = 1 thì công thức trên có dạng như sau :

H: toàn bộ chiều cao ống Bazomet, m d: đường kính trong của ống Bazomet, m; d = 0,4 m

: hệ số ma sát khi nước chảy trong ống Để tính  ta tính hệ số chuẩn Re khi chất lỏng chảy trong ống Bazomet:

Trong đó: dlà đường kính ống dẫn, m

48 ω là tốc độ nước chảy trong ống baromet, ω = 0,5 m/s

 n là khối lượng riêng của nước tra theo ttb5 o C;  n

 là độ nhớt của nước tra ở 35 o C: à = 0,722.10 -3 N.s/m 2

Vậy ống barômet ở chế độ chảy xoáy ta dùng công thức sau để tính hệ số ma sát:

: độ nhám tương đối xác định theo công thức sau:

 là độ nhám tuyệt đối: ε =0,2mm theo bảng II.15/381 – [1] dtd là đường kính tương đối của ống

Nhưng trong thực tế người ta lấy chiều cao Baromet là 10m

Bồn cao vị

Bồn cao vị được đặt ở độ cao sao cho thắng được trở lực của các đường ống

Phương trình Bernoulli cho mặt cắt 1-1 ở mặt thoáng bồn cao vị và mặt cắt 2 – 2 ở mặt cắt ống nhập liệu vào buồng bốc nồi 1

= 1045 kg/m3 : Khối lượng riêng dung dịch nhập liệu

 = 1,37.10 -3 Ns/m2 : Độ nhớt của dung dịch

Z1 : Chiều cao từ bồn cao vị xuống đất, m

Z2 : Chiều cao từ mặt thoáng chất lỏng trong buồng bốc xuống đất, m h1-2 : Tổng tổn thất áp suất, m

Xác định hệ số ma sát trong ống

Chọn đường kính ống dẫn :chảy trong ống: d = 25 mm

Chọn ống thép CT3 là ống hàn trong điều kiện ăn mòn ít (bảng II.15, sổ tay quá trình và thiết bị tập 1, trang 381)

Ta có độ nhám tuyêt đối là ε = 0,2mm

Vì Regh < Re < Ren nên

Bảng 5.1 Các hệ số trở lực cục bộ

Yếu tố gây trở lực cục bộ Ký hiệu Hệ số trở lực cục bộ Đầu vào ξ vào 0,5 Đầu ra ξ ra 1

Tổng hệ số tổn thất cục bộ:

Chọn chiều dài đường ống từ bồn cao vị đến cửa nhập liệu nồi I: L = 20 m Tổn thất áp suất trên đường ống dẫn:

0,025+ 8,5) = 14,36 𝑚 Chiều cao từ cửa nhập liệu nồi 1 đến mặt thoáng của bồn cao vị:

Dung dịch đường mía luôn tự chảy từ bồn cao vị vào buồng bốc của nồi cô đặc khi có độ cao từ 19,54 m trở lên.

Thiết bị gia nhiệt

5.3.1 Lượng hơi đốt cần dùng

Hiệu nhiệt độ đầu vào và đầu ra:

Hiệu số nhiệt độ trung bình: skg tập 5/117

Phương trình cân bằng nhiệt

D.rh (1- 𝜑) =Gđ.( Cc.tc –Cđtđ) + Qtt

 0,95 D.rh (1-)= Gđ(Cc.tc –Cđtđ)

Lượng hơi đốt cần dùng:

C: Nhiệt dung riêng trung bình của dung dịch,J/kgđộ

C = 3885 J/kgđộ I.43, I.44, I.41/152 [1] rh: Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt, J/kg ,tra r = 2171.10 3 J/kg

Tính nhiệt tải riêng trung bình:

Giả thiết quá trình là liên tục và ổn định

Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:

H: Chiều cao ống truyền nhiệt, m Chọn H = 3 m Δt1: Hiệu số nhiệt độ giữa thành và hơi ngưng tụ, oC r: Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa ở áp suất 3 at => r = 2171.10 3 J/kg (tra bảng I.251, sổ tay QTTB tập 1, trang 314)

A: Hệ số, đối với nước thì phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng tm

Với tD, tt1: nhiệt độ hơi đốt và tường phía hơi ngưng

A: tra ở sổ tay quá trình thiết bị tập 2, trang 29

Nhiệt tải phía hơi nước bão hòa:

Trong đó: α1: Hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng; W/m 2 K r: Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa ở áp suất 3 at

Tra bảng I.251, sổ tay QTTB tập 1, trang 314: có r = 2171 10 3 J/kg

H: chiều cao của ống truyền nhiệt H = 3 m

A: Hệ số phụ thuộc vào màng nước ngưng

54 tt1: Nhiệt độ của mặt tường 1 tD: Nhiệt độ của hơi đốt;

Sau nhiều lần lặp lại ta chọn tv1 = 110°𝐶

Nhiệt tải phía hơi nước ngưng:

Nhiệt tải riêng từ bề mặt đốt đến lòng chất lỏng sôi

𝑚 2 𝑘) VI.27/71 – [2]) Trong đó: αn: Hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch Do nước sôi sủi bọt nên αn được tính theo công thức V.91/26 – [2])

Trong đó: Δt2: Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi Δt1: Chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống Δtt: Hiệu số truyền nhiệt giữa 2 mặt ống truyền nhiệt

∆𝑡: Hiệu số nhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và của nước sôi Δ𝑡 𝑡 = Q1 Σr Σr: Tổng nhiệt trở của thành ống truyền nhiệt

   r1, r2 nhiệt trở cặn bẩn 2 phía tường r1 = 0,23.10 -3 m 2 K/W Nhiệt trở của cặn bẩn r2 = 0,38 10 -3 m 2 K/W, Nhiệt trở của nước sạch

Tra bảng VI.6, sổ tay quá trình và thiết bị tập 2, trang 80:

Chọn ống truyền nhiệt có bề dày δ = 2mm = 0,002m

Tra bảng XII.7, sổ tay quá trình và thiết bị tập 2, trang 313 với ống được làm bằng thép không gỉ CT3

Vật liệu thép CT3 có λ = 16,3 W/m.K

16,3 + 0,38 10 −3 = 7,33.10 -4 m 2 k/W Δtt = Q1 Σr = 35811,6.7,33.10 -4 = 26,25 ℃ tt2 = tt1 – Δtt = 114,8 − 26,25 = 88,55 ℃ Δt2 = tt2 – tsdd(ptb) = 88,55 − 70 = 18,55℃

𝑚 2 𝐾) Tại tsdd(ptb) = 70 ( o C) và tsdm(ptb) = 64,76 ( o C) ta có

Cdm, àdm, λdm, ρdm: Tra bảng I.249, sổ tay quỏ trỡnh và thiết bị tập 1, trang 311 ρdd: tra ở các nồng độ khác nhau, tra bảng I.86, Sổ tay 1, trang 59,60 àdd: tra bảng I.112, trang 114

Trong đó: t: nhiệt độ của dung dịch, 0 C x: nồng độ của dung dịch, % λdd: Được tính theo công thức I.32, sổ tay QTTB tập 1, trang 123

A: Hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng Đối với chất lỏng liên kết A = 3,58.10 -8

M: Khối lượng mol của hỗn hợp, ở đây là hỗn hợp dung dịch đường sacharose (

So sánh sai số giữa 𝑄 1 và 𝑄 2 ta có:

Ta thấy ε = 1,88 % < 5% Chấp nhận sai số

Nhiệt tải riêng trung bình

Hệ số truyền nhiệt K cho quá trình cô đặc

5.3.3 Diện tích bề mặt truyền nhiệt

Chọn diện tích bề mặt truyền nhiệt chuẩn là F = 40 (𝑚 2 )

F = 40m 2 - diện tích bề mặt truyền nhiệt l = 3m - chiều dài của ống truyền nhiệt d - đường kính của ống truyền nhiệt

Chọn loại ống chùm và bố trí ống hình lục giác đều:

Số hình lục giác đều: 6 hình

Số ống trên đường chéo: 13 ống

Tổng số ống truyền nhiệt là: 127 ống

Theo bảng V.11, trang 48, sổ tay QTTB tập 2, trang 48, chọn số ống n = 327 và bố trí theo hình lục giác đều

5.3.5 Đường kính thiết bị gia nhiệt: Đường kính trong của thiết bị gia nhiệt được tính theo công thức sau:

59 d: Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt 0,025m, t: Bước ống, m Chọn t = 1,4d b: Số ống trên đường chéo của hình lục giác đều, ống

Chọn đường kính chuẩn cho thiết bị gia nhiệt là: Dt = 0,8 m

5.3.6 Kích thước của thiết bị gia nhiệt nhập liệu :

Bơm

Ta dùng bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị và công suất bơm được tính theo công thức: (II.189/439 – [1])

Q là năng suất của bơm, m 3 /s;

𝑠 ρ là khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m 3 ;

60 g là gia tốc trọng trường, m 2 /s;

H là áp suất toàn phần của bơm, m; η là hiệu suất chung của bơm; ta có thể chọn η = 0.85 Áp dụng phương trình Bernoulli với 2 mặt cắt là 1 – 1 (mặt thoáng của bể chứa nguyên liệu) và 2 – 2 (mặt thoáng của bồn cao vị):

2 𝑔 + ℎ 1−2 Trong đó: z1: độ cao mặt cắt (1-1) so với mặt đất, z1 = 1 m z2: độ cao mặt cắt (2-2) so với mặt đất, z2 = 5 m

P1 : áp suất tại mặt thoáng (1-1), chọn P1 = 1 at = 9,81.10 4 N/m 2

P2 : áp suất tại mặt thoáng (2-2), chọn P2 = 1 at = 9,81.10 4 N/m 2 v1 : vận tốc tại mặt thoáng (1-1), xem v1 = 0 m/s v2 : vận tốc tại mặt thoáng (2-2), xem v2 = 0 m/s

h: tổng tổn thất trong ống từ (1-1) đến (2-2)

Xác định hệ số ma sát trong ống:

Chọn đường kính ống dẫn: dhút = dđẩy = d= 50 mm

Vận tốc dòng chảy trong ống:

Chọn vật liệu làm ống là thép không gỉ CT3 Độ nhám 𝜀 = 0,2 mm

Regh < Re < Ren  hệ số ma sát 𝜆 tính theo công thức

Tổng hệ số tổn thất cục bộ:

Tổn thất áp suất trên đường ống dẫn:

+ h = 5 - 1 + 0 + 0 +0,36 = 4,36 m Suy ra công suất bơm:

Ta dùng bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị và công suất bơm được tính theo công thức: (II.189/439 – [2])

Q là năng suất của bơm, m 3 /s;

𝑠 ρ là khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m 3 ; g là gia tốc trọng trường, m 2 /s;

H là áp suất toàn phần của bơm, m; η là hiệu suất chung của bơm; ta có thể chọn η = 0.85 Áp dụng phương trình Bernoulli với 2 mặt cắt là 1 – 1 (mặt thoáng của bể chứa nguyên liệu) và 2 – 2 (mặt thoáng của bồn cao vị):

P1 t z 1 = 1 m - khoảng cách từ phần nối giữa ống tháo liệu và đáy nón đến mặt đất z 2 = 2 m - khoảng cách từ mặt thoáng của bể chứa sản phẩm đến mặt đất

Chọn dhút = dđẩy = 30 mm = 0,03 m => vhút = vđẩy = v

Chọn chiều dài đường ống từ bể chứa nguyên liệu đến ống tháo liệu là l m Tốc độ của dung dịch ở trong ống:

1,37.10 −3 = 16086,89 Chọn vật liệu làm ống là thép không gỉ CT3 Độ nhám 𝜀 = 0,2 mm

Regh < Re < Ren  hệ số ma sát 𝜆 tính theo công thức

Tổng hệ số tổn thất cục bộ:

Tổn thất áp suất trên đường ống dẫn:

2.9,81+ 0,56 = 1,56m Suy ra công suất bơm:

5.4.3 Bơm vào thiết bị ngưng tụ

Ta dùng bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị và công suất bơm được tính theo công thức: (II.189/439 – [1])

Q là năng suất của bơm, m 3 /s;

𝑠 ρ là khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m 3 ; g là gia tốc trọng trường, m 2 /s;

H là áp suất toàn phần của bơm, m; η là hiệu suất chung của bơm; ta có thể chọn η = 0.85 Áp dụng phương trình Bernoulli với 2 mặt cắt là 1 – 1 (mặt thoáng của bể chứa nguyên liệu) và 2 – 2 (mặt thoáng của bồn cao vị):

P1 t z 1 = 2 m - khoảng cách từ phần nối giữa ống tháo liệu và đáy nón đến mặt đất z 2 = 11 m - khoảng cách từ mặt thoáng của bể chứa sản phẩm đến mặt đất Chọn dhút = dđẩy = 200 mm = 0,2m => vhút = vđẩy = v

Chọn chiều dài đường ống từ bể chứa nguyên liệu đến ống tháo liệu là l=1,3m Tốc độ của dung dịch ở trong ống:

0,000805 = 57886,65 Chọn vật liệu làm ống là thép không gỉ CT3 Độ nhám 𝜀 = 0,2 mm

Regh < Re < Ren  hệ số ma sát 𝜆 tính theo công thức

Tổng hệ số tổn thất cục bộ:

Tổn thất áp suất trên đường ống dẫn:

995,7.9,81+ 0,02 = 9,02m Suy ra công suất bơm:

Bơm là máy thủy lực dùng để vận chuyển và truyền năng lượng cho chất lỏng Các đại lượng đặc trưng của bơm là năng suất, áp suất, hiệu suất, công suất tiêu hao và hệ số quay nhanh

Công suất của bơm chân không là:

𝑛 𝐶𝐾 : hệ số hiệu chỉnh 𝑛 𝐶𝐾 = 0,76 m : chỉ số đa biến, có giá trị từ 1,2 đến 1,62 , chọn m = 1,62

𝑝 1 : áp suất khí lúc hút

𝑝 2 : áp suất khí quyển bằng áp suất khí lúc đẩy, chọn 𝑝 2 = 1at = 9,81.10 4 N/m 2

𝑝 𝑘𝑘 : áp suất không khí trong thiết bị ngưng tụ

𝑝h: áp suất của hơi nước trong hỗn hợp ở tkk

𝑉 𝑘𝑘 :lưu lượng thể tích không khí cần hút

Suy ra công suất của bơm chân không là :

 Đồ án thiết kế hệ thống cô đặc đã đạt được những kết quả sau:

Cân bằng vật chất và năng lượng, tính kết cấu thiết bị cho hệ thống với 3 nồi xuôi chiều hoạt động liên tục, hơi thứ của nồi trước sử dụng cho nồi sau

Cân bằng nhiệt để tận dụng nhiệt độ cao của sản phẩm nhằm nâng nhiệt độ dòng nhập liệu, tiết kiệm lượng hơi đốt cấp cho thiết bị gia nhiệt

 Tuy nhiên vẫn còn một số vấn đề chưa giải quyết được như:

Việc tự động hóa chưa đi vào chi tiết

Phương án tiết kiệm năng lượng chỉ lựa chọn theo chủ quan, chưa đánh giá so sánh cụ thể với các phương án khác

 Đánh giá hiệu quả của thiết bị: Đảm bảo được năng suất, nồng độ theo yêu cầu Thích hợp sản xuất theo quy mô pilot hoặc trong các quy trình sản xuất hóa chất có thu hồi dung dịch

Chi phí năng lượng tương đối thấp

Tuy nhiên kích thước thiết bị tương đối lớn so với năng suất, vốn đầu tư cao Kiểu thiết bị khá lạc hậu so với hiện tại