Thiết kế hệ thống cô đặc đường 13 tấn giờ

ĐẶT VẤN ĐỀ Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta. Do nhu cầu thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiều địa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các ngành công nghiệp có liên quan không gắn kết với nhau đã gây khó khăn cho việc phát triển công nghiệp đường mía. Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệp mía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn lẻ mà đã chóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kịp thời. Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệu quả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện nay, nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre … nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó. Bên cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng với công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất. Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy, đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ. Trong đó, cải tiến thiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đây là một thành phần không thể xem thường.

MỤC LỤC ĐẶT VẤN ĐỀ - Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta. Do nhu cầu thò trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiều đòa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các ngành công nghiệp có liên quan không gắn kết với nhau đã gây khó khăn cho việc phát triển công nghiệp đường mía. - Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệp mía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn lẻ mà đã chóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kòp thời. - Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệu quả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện nay, nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre … nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó. Bên cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng với công nghệ lạc hậu, thiết bò cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất. - Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy, đổi mới dây chuyền thiết bò công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bò từ ngay bây giờ. Trong đó, cải tiến thiết bò cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đây là một thành phần không thể xem thường. PHẦN I TỔNG QUAN 1.1. Tổng quan về ngun liệu Nguyên liệu cô đặc ở dạng dung dòch, gồm: - Dung môi: nước. - Các chất hoà tan : gồm nhiều cấu tử với hàm lượng rất thấp (xem như không có) và chiếm chủ yếu là đường saccaroze. - Tùy theo độ đường mà hàm lượng đường là nhiều hay ít. Tuy nhiên, trước khi cô đặc, nồng độ đường thấp, khoảng 6 -10% khối lượng. 1.2. Đặc điểm của ngun liệu Sản phẩm ở dạng dung dòch, gồm: - Dung môi: nước. - Các chất hoà tan : có nồng độ cao. 1.3. Biến đổi của ngun liệu Trong quá trình cô đặc, tính chất cơ bản của nguyên liệu và sản phẩm biến đổi không ngừng. 1.3.1. Biến đổi tính chất vật lí Thời gian cô đặc tăng làm cho nồng độ dung dòch tăng dẫn đến tính chất dung dòch thay đổi: - Các đại lượng giảm: hệ số dẫn nhiệt, nhiệt dung, hệ số cấp nhiệt, hệ số truyền nhiệt. - Các đại lượng tăng: khối lượng riêng dung dòch, độ nhớt, tổn thất nhiệt do nồng độ, nhiệt độ sôi. 1.3.2. Biến đổi tính chất hoá học - Thay đổi pH môi trường : thường là giảm pH do các phản ứng phân hủy amit (Vd : asparagin) của các cấu tử tạo thành các acid. - Đóng cặn dơ : do trong dung dòch chứa một số muối Ca 2+ ít hoà tan ở nồng độ cao, phân hủy muối hữu cơ tạo kết tủa. - Phân hủy chất cô đặc. - Tăng màu do caramen hoá đường, phân hủy đường khử, tác dụng tương hỗ giữa các sản phẩm phân hủy và các amino acid. Phân hủy một số vitamin. 1.3.3. Biến đổi sinh học - Tiêu diệt vi sinh vật (ở nhiệt độ cao). - Hạn chế khả năng hoạt động của các vi sinh vật ở nồng độ cao. 1.4. Cơ sở và phương pháp cơ đặc 1.4.1 Định nghĩa cơ đặc Cơ đặc là q trình làm tăng nồng độ của chất rắn hòa tan trong dung dịch bằng cách tách bớt một phần dung mơi qua dạng hơi. 1.4.2 Đặc điểm của q trình cơ đặc - Q trình cơ đặc thường tiến hành ở trạng thái sơi, nghĩa là áp suất hơi riêng phần của dung mơi trên mặt dung dịch bằng áp suất làm việc của thiết bị, và có thể tiến hành ở các áp suất khác nhau. - Đặc điểm của q trình cơ đặc là dung mơi được tách khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn dung chất hòa tan trong dung dịch khơng bay hơi, do đó nồng độ của dung dịch sẽ tăng dần lên, khác với q trình chưng cất, trong q trình chưng cất các cấu tử trong hỗn hợp cùng bay hơi chỉ khác nhau về nồng độ trong hỗn hợp. - Hơi của dung mơi được tách ra trong q trình cơ đặc thường là hơi nước gọi là “hơi thứ”-thường có nhiệt độ cao, ẩn nhiệt hố hơi lớn có nên được sử dụng làm hơi đốt cho các nồi cơ đặc. Nếu “hơi thứ” được sử dụng ngồi dây chuyền cơ đặc gọi là “hơi phụ”. 1.4.3 Ứng dụng của cơ đặc - Làm tăng nồng độ chất tan (làm đậm đặc). - Tách chất rắn hồ tan ở dạng tinh thể (kết tinh). - Thu dung mơi ở dạng ngun chất (cất nước). 1.4.4 Các phương pháp cơ đặc - Q trình cơ đặc có thể tiến hành trong hệ thống cơ đặc một nồi hoặc nhiều nồi làm việc gián đoạn hay liên tục. + Khi cơ đặc gián đoạn: dung dịch cho vào thiết bị một lần rồi cơ đặc đến nồng u cầu, hoặc cho vào liên tục trong q trình bốc hơi để giữ mức dung dịch khơng đổi đến khi nồng độ dung dịch trong thiết bị đã đạt yêu cầu sẽ lấy ra một lần sau đó lại cho dung dịch mới để cô. + Khi cô đặc liên tục: dung dịch và hơi đốt cho vào liên tục, sản phẩm cũng được lấy ra liên tục. - Quá trình cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất(áp suất chân không, áp suất thường hay áp suất dư) tuỳ theo yêu câu kỹ thuật và sản phẩm cô đặc để lựa chọn áp suất làm việc thích hợp trong quá trình cô đặc. + Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao và dung dịch dễ bị phân huỷ vì nhiệt, ngoài ra còn làm tăng hiệu số nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ sôi trung bình của dung dịch (hiệu số nhiệt độ hữu ích), dẫn đến giảm bề mặt truyền nhiệt. Mặt khác, cô đặc chân không thì nhiệt độ sôi của dung dịch thấp nên có thể tận dụng nhiệt thừa của các quá trình khác (hoặc sử dụng hơi thứ) cho quá trình cô đặc. + Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển thường dùng cho các dung dịch không bị phân huỷ ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứ cho cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác. + Cô đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà thải ra ngoài môi trường. Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế. Trên thực tế, trong hệ thống cô đặc nhiều nồi thì nồi đầu tiên thường làm việc ở áp suất lớn hơn áp suất khí quyển, các nồi sau làm việc ở áp suất chân không. 1.4.5 Các thiết bị cô đặc - Quá trình cô đặc trong hệ thống một nồi hoặc nhiều nồi có thể xảy ra gián đoạn hay liên tục. Hơi bay ra trong quá trình cô đặc thường là hơi nước và sử dụng làm hơi đốt cho các nồi tiếp theo (do có nhiệt độ cao và ẩn nhiệt hóa hơi lớn). - Phân loại thiết bị cô đặc theo các cách sau: + Theo sự bố trí bề mặt đun nóng: nằm ngang, thẳng đứng, nghiêng. + Theo chất tải nhiệt: đun nóng bằng hơi nước (hơi nước bão hòa, hơi nước quá nhiệt), bằng khói lò, chất tải nhiệt có nhiệt độ cao (dầu, nước ở áp suất cao…), bằng dòng điện. + Theo chế độ tuần hoàn: tuần hoàn tự nhiên, tuần hoàn cưỡng bức… + Theo cấu tạo bề mặt đun nóng: vỏ bọc ngoài, ống xoắn, ống chùm. - Trong công nghiệp hóa chất thường dùng các thiết bị cô đặc đun nóng bằng hơi loại này gồm các phần chính sau: + Phòng đốt : bề mặt truyền nhiệt. + Phòng phân ly hơi : khoảng trống để tách hơi thứ ra khỏi dung dịch + Bộ phận tách bọt : dùng để tách những giọt lỏng do hơi thứ mang theo - Thiết bị cô đặc nhiều nồi cho phép tiết kiệm nhiều hơi đốt so với thiết bị một nồi. Hệ thống thiết bị cô đặc nhiều nồi có thể được sắp xếp theo nhiều phương án khác nhau: xi chiều ( hơi đốt và dung dịch đi cùng chiều với nhau từ nồi nọ sang nồi kia), ngược chiều (hơi đốt đi từ nồi đầu đến nồi cuối còn dung dịch đi từ nồi cuối đến nồi đầu) hay chéo dòng ( dung dịch đồng thời đi vào nồi, còn hơi đốt đi từ nồi nọ sang nồi kia ). Phương án cuối cùng ít dùng. - Trong hệ thống cơ đặc nhiều nồi ngược chiều: + Ưu điểm: ở nồi đầu, sản phẩm đi ra có độ đậm đặc tăng nhưng do có nhiệt độ cao nên độ nhớt gần như khơng đổi trong tất cả các nồi, kết quả là khó xảy ra hiện tượng đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt làm cho q trình truyền nhiệt khơng giảm mấy. Hơn thế nữa, hơi thứ đi ra ở nồi cuối có nhiệt độ thấp nên lượng hơi bốc ra ít, vì vậy lượng nước sử dụng trong thiết bị ngưng tụ cũng bị giảm đi. Dùng cho các dung dịch khơng bị biến tính ở nhiệt độ cao. + Nhược điểm: dung dịch đi từ nơi có áp suất thấp đến nơi có áp suất cao nên khơng tự di chuyển được mà phải sử dụng bơm làm cho chi phí tăng lên. - Trong hệ thống cơ đặc nhiều nồi cùng chiều: Nhiệt độ sơi của nồi trước lớn hơn nồi sau, do đó dung dịch tự đi vào mỗi nồi (trừ nồi 1) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sơi, kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh đi và nhiệt lượng này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là q trình tự bốc hơi. Nhưng khi dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sơi của dung dịch, do đó cần phải tiêu tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch, vì vậy, khi cơ đặc xi chiều dung dịch trước khi đưa vào cần được đun nóng sơ bộ bằng hơi phụ hoặc nước ngưng tụ. + Ưu điểm: dung dịch tự chuyển từ nồi trước sang nồi sau do sự chênh lệch áp suất giữa các nồi. + Nhược điểm: nhiệt độ sơi của dung dịch giảm dần, nồng độ dung dịch tăng, do đó độ nhớt tăng dẫn đến hệ số truyền nhiệt giảm. Dùng cho dung dịch bị biến tính ở nhiệt độ cao. 1.5. Quy trình cơng nghệ 1.5.1. Sơ đồ hệ thống 1.5.2. Thuyết minh quy trình Dung dòch từ bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vò, từ bồn cao vò dung dòch chảy xuống qua thiết bò gia nhiệt và được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi ứng với áp suất làm việc của nồi II. Dung dòch sau đó được đưa vào nồi II. Dung dịch từ nồi II được bơm chuyển sang nồi I rồi được bơm hút ra rồi chuyển vào bể chứa sản phẩm. Hơi thứ trong nồi II dùng làm hơi đốt nồi I để tận dụng nhiệt. Hơi thứ nồi I sẽ được đưa qua thiết bò ngưng tụ baromet và được chân không hút ra ngoài. PHẦN II TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ 2.1.Tính cân bằng vật liệu 2.1.1. Xác định lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W) Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống: G đ = G c + W Trong đó: G đ , G c : lưu lượng đi vào, đi ra khỏi thiết bị (kg/h) W : lượng hơi thứ đi ra khỏi thiết bị (kg/h) Viết cho cấu tử phân bố: G đ . x đ = G c . x c + W . x w Trong đó: x đ , x c : nồng độ đầu, cuối của dung dịch (% khối lượng) Xem lượng hơi thứ không mất mát, ta có: G đ . x đ = G c . x c Vậy lượng hơi thứ bốc ra của toàn bộ hệ thống được xác định: đ W G đ c X X = (1− ) (VI.1) [ STQTTB T2/55] Theo giả thuyết ta có: G đ = 13 tấn/h = 13000 kg/h X đ = 10 % X c = 55 % Thay vào biểu thức ta có: W = 13000 (1 - 10 55 ) = 10636,36364 (kg/h) 2.1.2. Xác định nồng độ cuối của mỗi nồi Ta có: W = W 1 + W 2 =10636,36364 (kg/giờ) Trong đó: W 1 , W 2 là lượng hơi thứ thoát ra ở mỗi nồi 1,2 Giả sử: W 1 = W 2 = 2 W = 10636,36364 2 = 5318,18182 (kg/h) Nồng độ cuối của mỗi nồi: (VI.2) [STQTTBT2/57] Nồi 1: x 1 = G đ W− d d G x = 13000 ( 10 13000 10636,36364− ) = 55 (% khối lượng) Nồi 2: x 2 = G đ 1 W− d d G x =13000 ( 10 13000 5318,18182− ) = 16,9231 (% khối lượng) 2.2. Cân bằng nhiệt lượng 2.2.1. Xác định áp suất trong mỗi nồi Gọi: P hđ1 , P ht1 : áp suất hơi đốt nồi 1, hơi thứ nồi 1 P hđ2 , P ht2 : áp suất hơi đốt nồi 2, hơi thứ nồi 2 P nt : áp suất của thiết bị ngưng tụ ∆P 1, ∆P 2 : chênh lệch áp suất trong nồi 1, nồi 2 ∆P: chênh lệch áp suất chung của toàn bộ hệ thống Giả thuyết hơi đốt dùng để bốc hơi và đun nóng là hơi nước bão hòa: Theo đề: P hđ1 = 3 (at) P nt = 0,3 (at) Ta có: ∆P = ∆P 1 + ∆P 2 = P hđ1 - P nt = 3 - 0,3 = 2,7 (at) Chọn : 1 2 P P ∆ ∆ = 1,2 ⇒ ∆ P 2 = 1,125 (at) ∆ P 1 = 1,575 (at) Mặt khác : ∆P 1 = P hđ1 - P hđ2 ⇒ P hđ2 = P hđ1 - ∆P 1 = 3 - 1,575 = 1,425 (at) 2.2.2. Xác định nhiệt độ trong các nồi Gọi t hđ1 , t hđ2 , t nt là nhiệt độ đi vào các nồi 1,2 và thiết bị ngưng tụ. t ht1 , t ht2 là nhiệt độ ra khỏi nồi 1,2 Từ áp suất: P hđ1 , P hđ2 , P nt đã biết ta tra bảng I.251, STQTTB,T1/Trang 314 xác định được t hđ1 , t hđ2 , t nt . P hđ1 = 3 at ⇒ t hđ1 =132,9 0 C P hđ2 = 1,425 at ⇒ t hđ2 = 109,2 0 C P nt = 0,3 at ⇒ t nt = 68,7 0 C Giả sử tổn thất nhiệt độ từ nồi 1 sang nồi 2 là 1 độ: t hđ2 = t ht1 -1 ⇒t ht1 =t hđ2 + 1 = 109,2 + 1 = 110,2 0 C ⇒ P ht1 = 1,472 (at) (bảng I.205) [STQTTB,T1/Trang 312] t ht2 = t nt = 68,7 0 C ⇒ P ht2 = 0,3 (at) Từ các số liệu trên ta có bảng tổng kết áp suất và nhiệt độ như sau: Bảng 2.1: Bảng tổng kết áp suất và nhiệt độ Loại hơi Hơi thứ Nồi 2 TB Baromet P(at) t( o C) P(at) t( o C) P(at) t( o C) Hơi đốt 3 132,9 1,425 109,2 0,3 68,7 Hơi thứ 1,472 110,2 0,3 68,7 2.2.3. Xác định các loại tổn thất nhiệt trong các nồi 2.2.3.1. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (∆ ’ ) Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất. Hiệu số của nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra. Ta có: '∆ = t o sdd - t o sdmnc (ở cùng áp suất). Áp dụng công thức Tisenco: r T s o 2 .2,16.'' ∆=∆ Trong đó: T s : là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ( o K). o '∆ : tổn thất nhiệt độ do áp suất thường (áp suất khí quyển) gây ra. r : ẩn nhiệt hoá hơi của nước ở áp suất làm việc. Dựa vào đồ thị VI.2, STQTTBT2/ trang 60 ta xác định được o '∆ : Bảng 2.2:Tổn thất nhiệt độ do áp suất thường hoặc áp suất khí quyển gây ra. Nồi 1 Nồi 2 Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 55 16,9231 o '∆ ( o C) 2,5 0,2 Tra bảng I.250,STQTTB,T1/Trang 312 ta xác định được ẩn nhiệt hóa hơi: Bảng 2.3: Nồi 1 Nồi 2 Áp suất hơi thứ (at) 1,472 0,3 Ẩn nhiệt hoá hơi r (J/kg) 2233,48.10 3 2332,9.10 3 Thay vào công thức Tisenco, ta có: Đối với nồi 1: 2 2 1 01 1 ( 273) ' ' .16,2. ' .16,2. s ht o T t r r + ∆ = ∆ = ∆ 2 3 (110,2 273) 2,5.16,2. 2,66 2233,48.10 + = = ( o C) Đối với nồi 2: 2 2 1 01 1 ( 273) ' ' .16,2. ' .16,2. s ht o T t r r + ∆ =∆ =∆ 2 3 (68,7 273) 2,5.16,2. 0,162 2332,9.10 + = = ( o C) =∆+∆=∆⇒ 21 ''' 2,66 + 0,162 = 2,822 ( o C) 2.2.3.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ( ∆ ’’ ) Trong lòng dung dịch,càng xuống sâu nhiệt độ sôi của dung dịch càng tăng do áp lực của cột chất lỏng. Hiệu số của dung dịch ở giữa ống truyền nhiệt và trên mặt thoáng gọi là tổn thất nhiệt dộ do áp suất thuỷ tĩnh. ''∆ = t (P+ ∆ P) - t P Với t (P+ ∆ P) : là nhiệt độ sôi ứng với P tb . t p : là nhiệt độ sôi tại mặt thoáng của dung dịch Tính áp suất thủy tĩnh ở độ sâu trung bình của chất lỏng: Theo CT VI.12,STQTTB,T2/Trang 60, ta có : P tb = P o + (h 1 + 2 2 h ).ρ dds .g (N/m 2 ) Hay P tb = P o + ∆P với ∆P = 1 . . . 2 s op g H ρ (N/m 2 ) Trong đó: P o : áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch, (N/m 2 ) ∆P: chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống, (N/m 2 ) ρ s : khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, (kg/m 3 ). Với: s ρ = 2 dd ρ g: gia tốc trọng trường, m/s 2 , g = 9,81 (m/s 2 ) ρ s : khối lượng riêng của dung dịch, (kg/m 3 ). op H : chiều cao thích ứng tính theo kính quan sát mực chất lỏng (m) op H = [ 0,26 + 0,0014.( dd ρ - ρ dm )].H 0 Tra bảng I.86, STQTTBT1/trang 58 ta xác định được dd ρ và bảng I.5, STQTTBT1 /trang 11 ta xác định được ρ dm . Số liệu được biểu diễn theo bảng sau: Bảng 2.4: Bảng khối lượng riêng của dung dịch và dung môi: x c (%) t ht ( 0 C) P ht (at) dd ρ (kg/m 3 ) ρ dm (kg/m 3 ) ρ s (kg/m 3 ) Nồi 1 55 110,2 1,472 1259,76 950,848 629,88 Nồi 2 16,9231 68,7 0,3 1069,24 978,53 534,62 Coi dd ρ trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ đang xét. Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H 0 = 2m. Nồi 1: 1op H = [ 0,26 + 0,0014.( 1dd ρ - ρ dm1 )].H 0 = [ 0,26 + 0,0014.(1259,76 - 950,848)].2 = 1,385 (m) ⇒ ∆ P 1 = 1 1 1 . . . 2 s op g H ρ = 5 1 .629,88.9,81.1,385.10 0,043 2 − = (at) ⇒ P tb1 = P ht1 + ∆ P 1 = 1,472 + 0,043 = 1,515 (at) Tra bảng I.251,STQTTB,T1/Trang 314 ta xác định được t ’’ 1 = 111 ( 0 C) ⇒ ∆ ’’ 1 = t ’’ 1 - t ht1 = 111 - 110,2 = 0,8 ( 0 C) Nồi 2: 2op H = [ 0,26 + 0,0014.( 2dd ρ - ρ dm2 )].H 0 = [ 0,26 + 0,0014.(1069,24 - 978,53)].2 = 0,774 (m) ⇒ ∆ P 2 = 2 2 1 . . . 2 s op g H ρ = 5 1 .534,62.9,81.0,774.10 0,02 2 − = (at) ⇒ P tb1 = P ht2 + ∆ P 2 = 0,3 + 0,02 = 0,32 (at) Tra bảng I.251,STQTTB,T1/Trang 314 ta xác định được t ’’ 2 = 70,04 ( 0 C) ⇒ ∆ ’’ 2 = t ’’ 1 - t ht2 = 70,04 - 68,7 = 1,34 ( 0 C) Vậy tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh của hai nồi là: ∆ ’’ = ∆ ’’ 1 + ∆ ’’ 2 = 0,8 + 1,34 = 2,14 ( 0 C) 2.2.3.3 Tổn thất do trở lực thủy lực Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi 1 sang nồi 2 và từ nồi 2 sang thiết bị ngưng tụ là 1 0 . Do đó: ∆ ’’’ 1 = 1 0 C ∆ ’’’ 2 = 1 0 C ⇒ ∆ ’’’ = ∆ ’’’ 1 + ∆ ’’’ 2 = 1 + 1 = 2 0 C 2.2.3.4 Tổn thất cho toàn bộ hệ thống ∆ = ∆ ’ + ∆ ’’ + ∆ ’’’ = 2,822 + 2,14 + 2 = 6,962 ( 0 C). 2.2.3.5 Hiệu số nhiệt độ có ích cho toàn bộ hệ thống và cho từng nồi * Cho từng nồi: + Nồi 1: Nhiệt độ sôi: t s1 = (t ht1 + ∆ ’ 1 + ∆ ’’ 1 + ∆ ’’’ 1 )= 110,2 + 2,66 + 0,8 + 1 = 114,66 ( 0 C) Hiệu số nhiệt độ hữu ích: ∆ t hi1 = t hđ1 – t s1 = 132,9 – 114,66 = 18,24 ( 0 C) + Nồi 2: Nhiệt độ sôi: t s2 = (t ht2 + ∆ ’ 2 + ∆ ’’ 2 + ∆ ’’’ 2 ) = 68,7 + 0,162 + 1,34 + 1 = 71,202 ( 0 C) Hiệu số nhiệt độ hữu ích: ∆ t hi2 = t hđ2 – t s2 = 109,2 – 71,202 = 37,998 ( 0 C) * Cho toàn bộ hệ thống: Ta có: ∆t hi = ∆ ch - ∆= t hđ1 - t nt - ∆ = 132,9 – 68,7 – 6,962 = 57,238 ( 0 C) 2.2.4 Cân bằng nhiệt lượng 2.2.4.1 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi [...]... thđ1 - ∆ t11 = 132 ,9 - 1,05 = 131 ,85 (0C) ⇒ tm11 = 0,5(tT11 + thđ1) = 0,5. (131 ,85 + 132 ,9) = 132 ,375 (0C) Tra STQTTB,T2/Trang 29 ta có: tm11 =132 ,375 0C ⇒ A1=191,7125 Tra bảng I.250,STQTTB,T2/Trang 312, ta có : thđ1 =132 ,9 0C, ta có r1= 2170,88.103(J/kg) → α11 = 2, 04.191,7125 4 2170,88.103 = 12470,52(W / m.o C ) 2.1, 05 q11: nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp cho thành thiết bị Ta có công thức tính q... Vậy thực tế bề mặt truyền nhiệt của thiết bị là: Bề mặt truyền nhiệt của nồi 1: F1 = Q1 4470607, 758 = = 227, 45 (m2) K1.∆thi1 984, 75.19,96 Bề mặt truyền nhiệt của nồi 2: F2 = Q2 3452325,947 = = 227, 43 (m2) K 2 ∆thi 2 417 ,134 .36,39 Như vậy dựa vào F1,F2 ta có thể thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi có diện tích truyền nhiệt bằng nhau và bằng 227,4 m2 PHẦN III TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH 3.1 Buồng đốt 3.1.1... α n (tT 2 − tkk ) 12, 2(50 − 30) Chọn δ = 13( mm) Do điều kiện làm việc của buồng đốt và buồng bốc của 2 nồi gần như tương tự nhau nên ta có thể chọn bề dày cách nhiệt cho thân buồng đốt và buồng bốc của cả 2 nồi là δ = 13( mm) 3.6 Chọn mặt bích Mặt bích là một bộ phận quan trọng dể nối các phần của thiết bị cũng như các bộ phận khác với thiết bị Hệ thống cô đặc đang tính có áp suất làm việc không cao...  σ= 2( S1 − C )ϕ = 135 ,156.106 (N/m2) 2.(5,3.10 −3 − 1,8.10 −3 ).0,95 σc σ c 240.10 6 = = 200.106(N/m2) ⇒ σ < 1,2 1,2 1,2 Và Vậy chọn S1 = 5,3 (mm) là đạt yêu cầu Nồi 2: Áp suất tính toán trong thiết bị là: P = Phđ2 = 1,425.9,81.104 = 139 792,5 (N/m2) [σ k ] 131 ,54.106 Vì: ϕ = 0,95 = 893,918 > 50 do đó có thể bỏ qua đại lượng P ở P 139 792,5 mẫu số của công thức (1) Dt Phd 2 2, 4 .139 792,5 -3 +C = + 1,8.10... I.103(J/kg) Cn(J/kgđộ) t( C) i.103(J/kg) 132 ,9 2730 4272,09 109,2 2694,25 4231,96 0 Và θ 2 = thđ2 = 109,2 C 110,2 2696,75 68,7 2620 Dung dịch C(J/kg.độ) ts(0C) 3281,26 3855,43 114,26 71,202 θ1 = thđ1 =132 ,9 0C W = 10636,36364 (kg/h) Gđ = 13 tấn/ h = 130 00 kg/h Cđ = 3992,3 (J/kgđộ) Thay số vào biểu thức (*) ta được: 10636,36364.2620.103 + (130 00 − 10636,36364).3855, 43.71, 202 − 130 00.3992,3.71,202 W= 0,95.2694,... Dựa vào công thức XIII.8, STQTTB T2/Trang 360 ta tính được bề dày của thân buồng đốt hình trụ: S = Dt p + C (m) 2[σ]ϕ − p (1) Trong đó: Dt: đường kính trong của buồng đốt, m [σ]: ứng suất cho phép, N/m2 φ: hệ số bền của thành hình trụ theo phương dọc P: áp suất trong thiết bị, N/m2 C: hệ số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày Ta có: + Dt= 2,6m + Trong trường hợp này ta chọn hệ số bền... = 35890,335 (W/m2) 2 2 2.3.4 Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi Xem hệ số truyền nhiệt trong các nồi là như nhau: F1=F2 , khi đó nhiệt độ hữu ích trong các nồi được tính: Qi ∆ hi ( k ) = n =Ki ∑ t hi (công thức VI.20,STQTTB,T2/Trang 68) t ∆ 2 Qi ∑ i = Ki 1 Trong đó: Σ∆thi : tổng nhiệt độ hữu ích trong toàn hệ thống ∆ thi nhiệt độ hữu ích trong các nồi Hệ số truyền nhiệt K : 1 K = 1 1 +... −3 = 0, 02576(m) =25,76(mm) 0, 785.1 Theo bảng XIII.26, STQTTBT2/ trang 412, chọn d = 50mm Tóm lại, chọn đường kính ống dẫn dung dịch cho toàn hệ thống là d = 50mm, dn = 57mm 3.3.4 Đường kính ống tháo nước ngưng Nồi 1 : D 7 413, 67 = 2, 06 (kg/s) Lưu lượng khối lượng là: W = 1 = 3600 3600 Ta có thđ1 =132 ,90C ⇒ ρ =932,648(kg/m3) (Bảng I.5) [STQTTBT1/Trang 11] 1 1 ⇒v = = = 1,0722.10-3(m3/kg) ρ 932,648 ⇒d=... chọn đường kính ống dẫn nước ngưng cho toàn hệ thống là d = 40mm,dn = 45mm 3.3.5 Đường kính ống tuần hoàn ngoài Giả sử lưu lượng khối lượng dung dịch chảy trong ống là 60% Nồi 1: W= G đ -W 130 00 − 10636,36364 60% = 60% = 0,394 (kg/s) 3600 3600 Vì v = 0,793.10-3 (m3/kg) 0,394.0,793.10−3 = 0, 01995(m) = 19,95(mm) Nên d = 0, 785.1 Theo bảng XIII.26, STQTTBT2/ trang 412, chọn d = 20(mm) Nồi 2: W= G đ -W2 130 00... thân thiết bị Nồi 1 : Chọn tkk = 300C tT2=500C (nhiệt độ bề mặt lớp cách nhiệt về phía không khí, chọn tT2=40 ÷ 500C) tT2= thđ1= 132 ,90C Hệ số cấp nhiệt từ bề mặt lớp cách nhiệt đến không khí: Theo công thức VI.67, STQTTBT2/ trang 92 : αn = 9,3 + 0,058.tT2 = 9,3 + 0,058.50 = 12,2 (W/m.độ) Theo công thức VI.66, STQTTBT2/ trang 92: λ αn (tT 2 −tkk ) = c (tT 1 −tT 2 ) δc δn = λc (tT 1 − tT 2 ) 0, 0372. (132 ,9 . các nồi tiếp theo (do có nhiệt độ cao và ẩn nhiệt hóa hơi lớn). - Phân loại thiết bị cô đặc theo các cách sau: + Theo sự bố trí bề mặt đun nóng: nằm ngang, thẳng đứng, nghiêng. + Theo chất tải. 0,44523.10 -3 (N.s/m 2 ) ⇒ θ 2 = 63,472 0 C Tra 1 2 , µ µ theo bảng I. 112, STQTTB T 1 /Trang 114 theo phương pháp tam suất Tra 1 2 , θ θ theo bảng I. 101, STQTTB T 1 /Trang 92 ⇒ k = 1 2 1 2 85. lỏng do hơi thứ mang theo - Thiết bị cô đặc nhiều nồi cho phép tiết kiệm nhiều hơi đốt so với thiết bị một nồi. Hệ thống thiết bị cô đặc nhiều nồi có thể được sắp xếp theo nhiều phương án khác nhau: