Thiết kế thiết bị cô đặc ba nồi xuôi chiều, buồng đốt trong, ống tuần hoàn trung tâm 28 tấn giờ

Công nghiệp mía đường là một nghành công nghiệp lâu đời ở nươc ta. Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành, nghành công nghiệp đã có bươc nhảy vọt rất lớn, diện tích mía tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không còn là một nghành đơn lẽ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp có liên quan chặt chẽ với nhau. Mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các nghành công nghiệp như bánh kẹo, sữa... đồng thời tạo ra phụ phẩm làm nguyên liệu giá rẻ cho ngành sản xuất cồn... Trong tương lai khả năng này còn có thể phát triển cao hơn nữa nếu có sự quan tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với năng cao khả năng chế biến và tieu thụ sản phẩm. Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, hàm lượng đường sẽ giảm nhiều và nhanh chóng thu hoạch trể và không chế biến kịp thời. Vì vậy, vấn đề đặt ra là hiệu quả sản xuất phải đảm bảo hiệu xuất thu hồi đường là cao nhất. Hiện nay, nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như Bình Dương, Quảng Ngãi. Tây Ninh, ... 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, thiếc bị cũ kỉ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất. Vì vậy, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy, đổi mới dây chuyền thiếc bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần thiết và cấp bách. Trong đó nghiên cứu cải tiến thiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất. Bên cạnh đó, cùng với sự phát triển không ngừng của khoa học và công nghệ, nghành công nghiệp nước ta dang phải đối đầu với những thách thức to lớn. Việc đào tạo nguồn nhân lực trẻ có đức có tài ngày càng trở thành một vấn đề hết sức quan trọng và không thể thiếu. Để trở thành một người kỷ sư, việc giải các bài toán công nghệ hay việc thực hiện công tác thiếc kế máy móc, thiết bị và dây chuyền công nghệ là một việc rất cần thiết và tất yếu. Ý thức được tầm quan trọng và vai trò của mình trong tương lai, em đã vận dụng những kiến thức mà mình đã được học trong suốt các năm học vừa qua vào việc hoàn thành đồ án thiết kế này.

MỤC LỤC

Trang ĐẶT VẤN ĐỀ 1 Chương I TỔNG QUAN SẢN PHẨM- PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ- CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ 2

I Giới thiệu sơ lược về nguyên liệu2

II Lý thuyết cơ bản của quá trình 2 1 Định nghĩa2

2 Các phương pháp cô đặc 2 3 Bản chất của sự cô đặc do nhiệt 3

4 Ứng dụng của sự cô đặc 3 5 Các thiết bị cô đặc nhiệt3 III Lựa chọn phương án thiết kế - Thuyết minh quy trình công nghệ 1 Lựa chọn phương án thiết kế4

2 Thuyết minh quy trình công nghệ 5

Chương II TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG 6

A TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT 6

1.1 Xác định lượng hơi thứ thoát ra khỏi hệ thống 6 1.2 Xác định nồng độ cuối mỗi nồi 7

B CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG

7 2.1 Xác định áp xuất trong mỗi nồi 7 2.2 Xác định nhiệt độ trong các nồi7 2.3 Xác định các loại tổn thất nhiệt trong các nồi 8 1.3.1 Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (')8 2.3.2 Tổn thất nhiệt do áp xuất thủy tĩnh ('') 9 2.3.3 Tổn thất do trở lực trên đường ống (''')10

2.3.4 Hiệu xuất nhiệt độ có ích cho toàn bộ hệ thống và cho từng nồi 11

2.4 Cân bằng nhiệt lượng11 2.4.1 Tính nhiệt dung riêng C (J/kg.độ) 11 2.4.2 Tính nhiệt lượng riêng

12 2.4.3 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng 12

C TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT

15 3.2 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch () 16 3.3 Hệ số cấp nhiệt ( )17 3.3.1 Về phía hơi ngưng tụ ( ) 17 3.3.2 Về phía dung dịch sôi ( )

18 3.4 Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi 20

Chương III THIẾT KẾ CHÍNH

23 3.1 Buồng đốt 3 1.1.Tính số ống truyền nhiệt 23 3.1.2 Buồng bốc 23 3.2.1 Đường kính buồng bốc23 3.2.2 Chiều cao buồng bốc 23 3.3.1 Đường kính ống dẫn hơi đốt 25 3.3.3 Đường kính ống dẫn dung dịch 26 3.3.4 Đường kính ống tháo nước ngưng28 3.3.5 Đường kính ống tuần hoàn ngoài 29 3.4 Chiều dài vĩ ống 30 3.5 Chiều dày lớp cách nhiệt 30 3.5.1 Tính bề dày lớp cách nhệt của ống dẫn30 3.5.2 Tính về bề dày của lớp cách nhiệt của thân thiết bị 32 3.6 Chọn mặt bích 33 3.6.1 Buồng đốt 33 3.6.2 Buồng bốc33 3.7 Chọn tai treo 34 3.7.1 Tai treo buồng đốt 34

Chương 4 THIẾT BỊ PHỤ 44

4.1 Cân bằng vật liệu 44

4.1.1 Lượng nước lạnh cần thiết để tưới vào thiết bị ngưng tụ 44

.4.1.2.Thể tích khí không ngưng và không khí được hút ra khỏi thiết bị 4.2 Kích thước thiết bị ngưng tụ 45

4.2.1 Đường kính thiết bị ngưng tụ 45

4.2.2 Kích thước tấm ngăn 46

4.2.3 Chiều cao thiết bị ngưng tụ 47

4.2.4 Tính kích thước óng baromet 48

4.3 Chọn bơm 50

4.3.1 Bơm chân không 50

4.3.2 Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ 51

4.3.3 Bơm dung dịch lên thùng cao vị 54

56

Chương 5 KẾT LUẬN 59

TÀI LIỆU THAM KHẢO 60 ĐẶT VẤN ĐỀ Công nghiệp mía đường là một nghành công nghiệp lâu đời ở nươc ta Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành, nghành công nghiệp đã có bươc nhảy vọt rất lớn, diện tích mía tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không còn là một nghành đơn lẽ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp có liên quan chặt chẽ với nhau Mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các nghành công nghiệp như bánh kẹo, sữa đồng thời tạo ra phụ phẩm làm nguyên liệu giá rẻ cho ngành sản xuất cồn

Trong tương lai khả năng này còn có thể phát triển cao hơn nữa nếu có sự quan tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với năng cao khả năng chế biến và tieu thụ sản phẩm Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, hàm lượng đường sẽ giảm nhiều

và nhanh chóng thu hoạch trể và không chế biến kịp thời Vì vậy, vấn đề đặt ra là hiệu quả sản xuất phải đảm bảo hiệu xuất thu hồi đường là cao nhất Hiện nay, nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như Bình Dương, Quảng Ngãi Tây

Ninh, 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, thiếc bị cũ kỉ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trìnhsản xuất

Vì vậy, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy, đổi mới dây

chuyền thiếc bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần thiết và cấp bách Trong đó nghiên cứu cải tiến thiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất

Bên cạnh đó, cùng với sự phát triển không ngừng của khoa học và công nghệ,nghành công nghiệp nước ta dang phải đối đầu với những thách thức to lớn Việc đào tạo nguồn nhân lực trẻ có đức có tài ngày càng trở thành một vấn đề hết sức quan trọng và không thể thiếu Để trở thành một người kỷ sư, việc giải các bài toán công nghệ hay việc thực hiện công tác thiếc kế máy móc, thiết bị và dây chuyền công nghệ là một việc rất cần thiết và tất yếu Ý thức được tầm quan trọng

và vai trò của mình trong tương lai, em đã vận dụng những kiến thức mà mình đã

được học trong suốt các năm học vừa qua vào việc hoàn thành đồ án thiết kế này.

Chương I TỔNG QUAN SẢN PHẨM - PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU

CHẾ-CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ

I Giới thiệu sơ lược về nguyên liệu

Đường là nguyên liệu quan trọng được sử dụng nhiều trong các nhành công nghiệp chế biến như nước ngọt, bánh kẹo, dược, hóa học, đặc biệt trong đời sống của con người Đường cung cấp chất dinh dưỡng cho hoạt động sống của con người Do đó nghành công nghiệp sản xuất đường rất phát triển trên thế giới có nhiều nguyên liệu sản xuất đường như mía, củ cải đường Ở Việt Nam mía là cây phát triển mạnh ở khí hậu nhiệt đới nên đươc sử dụng là cây chủ lực sản xuất đường

Nguyên liệu cho công đoạn cô đặc là nước chè trong (đã được làm sạch, loại

bỏ các tạp chất, tẩy màu, tẩy mùi) có pH =6,8 - 7 ; Bx = 13-15% Thành phần chính của nước chè trong là đường saccharose một phần nhỏ là các đường đơn (glucose, fructose ) và một số các chất vô cơ, hữu cơ khác ( axit amin, HNO3,

NH3, protein, )

Do có hàm lượng đường cao, nước mía là môi trường thuận lợi cho vi sinh vật phát triển nên trong quy trình sản xuất đường, nước mía cần được chứa đựng, vận chuyển, sử lí trong các thiết bị kín, liên tục

Đường saccharose không bền nhiệt, ở nhiệt độ cao và pH axit, nó dễ bị biến đổi thành các đường đơn, các hợp chất có màu làm giảm hiệu suất thu hồi đường

và giãm giá thành sản phẩm Vì vậy trong quá trình sản xuất, người ta luôn tìm cách giảm nhiệt độ vẫn bảo và giảm thời gian dung dịch tiếp xúc với nhiệt độ cao

II Lý thuyết cơ bản của quá trình

1 Định nghĩa

Cô đặc là phương pháp dùng để nâng cao nồng độ các chất hòa tan trong dung dịch hai hay nhiều cấu tử Quá trình cô đặc của dung dịch lỏng - rắn hay lỏng- lỏng có chênh lệch nhiệt độ sôi rất cao thường được tiến hành bằng cách tách một phần dung môi (cấu tử dễ bay hơi hơn ) Đó là các quá trình vật lí - hóa học

2 Các phương pháp cô đặc

- Phương pháp nhiệt ( đun nóng ): dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái hơi dưới tác dụng của nhiệt khi áp suất riêng phần của đó 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 tử sẽtách 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 mặc thoáng mà quá trình kết tinh đó xảy ra ở nhiệt độ cao hay thấp và đôi khi phải dùng đến máy lạnh

3 Bản chất của sự cô đặc do nhiệt

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 phan tử khi bay hơi sẽ thu nhiệt để khắc phục lực liên kết ở trạng thái lỏng và trở lực bên ngoài Do đó, tacần cung cấp nhiệt để các phần tử đủ năng lượng thực hiện quá trình này

-Bên cạnh đó, sự bay hơi chủ yếu là 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 nồi cô đặc Tách không khí và lắng keo (protit) khi đun sơ bộ sẽ ngăn chặn được sự tạo bọt khi cô đặc

4 Ứng dụng của sự cô đặc

- Dùng trong sản xuất thực phẩm: đường,mì chính,nước trái cây

- Dùng trong sản xuất hóa chất:NaOH, NaCl,CaCl2các muối vô cơ

5 Các thiết bị cô đặc nhiệt

a Phân loại và ứng dụng

*Theo cấu tạo

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

khá loãng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dể dàng qua bề mặt truyền nhiệt Gồm :

- Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc ), có thể có ống tuần hoàn trong hoặc ngoài

- Có buồng đốt ngoài (không đồng trục buồng bốc)

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, dùngcho dung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt Gồm :

- Có buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài

- Có buồng đốt ngoài, ống tuần hoàn ngoài

Nhóm 3 : dung dịch chảy thành màng mỏng, chảy một lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu

làm biến chất sản phẩm.Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như dungdịch nước trái cây, hoa quả ép 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 dich sôi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ

* Theo phương pháp thực hiện quá trình

- Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở) : có nhiệt độ sôi, áp suất không đổi Thường dùng cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định để đạt năng xuất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn nhất Tuy nhiên, nồng độ dung dịch đạt được là không cao

- Cô đặc áp chân không : dung dịch có nhiệt độ sôi dưới 100oC, áp suất chân không Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, sự bay hơi nước liên tục

- Cô đặc nhiều nồi : mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt Số nồi không nên lớn quá vì sẽ làm hiệu quả tiết kiệm hơi Có thể cô chân không, cô áp lực hay phối hợp cả hai phương pháp Đặt 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 áp dụng điều khiển tự động, nhưng chưa có cảm biến tinh cậy

III Lựa chọn phương án thiết kế- Thuyết minh qui trình công nghệ

1 Lựa chọn phương án thiết kế

Theo tính chất của nguyên liệu, cũng như ưu nhược điểm của các dạng thiết

bị nói trên ta chọn loại thiết bị cô đặc ba nồi xuôi chiều, phòng đốt trong ống tuần hoàn trong

nhiệt dộ sôi,kết quả là dung dịch được làm nguội đi và lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc.

Hệ thống cô đặc này thường dùng cho các dung dịch có độ nhớt cao, ăn mòn

- Nhược điểm

.Khi cô đặc xuôi chiều thì nhiệt của dung dịch ở các nồi sau thấp dần, nhưng nồng độ của dung dịch tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh, kết quả là hệ số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối

2 Thuyết minh quy trình công nghệ

Dung dịch ban đầu trong thùng chứa(1)được bơm(2) bơm lên thùng cao vị (3) qua van tiết lưu đều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế sao đó vào thiết bị đun nóng(4) Tại thiết bị gia nhiệt(4)dung dịch đến nhiệt độ sôi của nồi 1.Tại nồi 1 dung dịch đường bốc hơi một phần tại buồng bốc(8),hơi thứ thoát lên đi vào phòng đốt của nồi 2, hơi thứ của nồi 2 đi vào phòng đốt của nồi 3 và hơi thứ của nồi 3 đi vào thiết bị ngưng tụ (12 )được ngưng tụ còn lượng khí không ngưng còn lại được bơm chân không hút ra ngoài sau khi qua thiết bị thu hồi bọt Còn dung dịch vào nồi một tiếp tục chuyển sang nồi 2 rồi nồi 3 nhờ chênh lệch áp suất trong các nồi

để tiếp tục quá trình cô đặc, khi đến nòng độ yêu cầu thì được đưa ra ngoài vào để chứa sản phẩm(17)

Ở nồi 1 hơi đốt được cung cấp từ ngoài vào, còn ở nồi 2 thì hơi đốt chính là hơithứ của nồi 1.ở nồi 3 thì hơi đốt chính là hơi thứ của nồi 2

Chương II.TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

A TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT

Các số liệu ban đầu :

- Năng suất tính theo dung dịch đầu ( Tấn/h) : 28 tấn /h = 28000 Kg/h

- Nồng độ ban đầu của dung dịch : 18% Khối lượng

- Nồng độ cuối của dung dịch : 53% Khối lượng

- Áp suất hơi đốt nồi 1: 4,5 at

- Áp suất hơi còn lại trong thiết bị ngưng : 0,3 at

1.1 Xác định lượng hơi thứ thoát ra khỏi hệ thống( w)

- Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống

Gđ = Gc + W (1)

Trong đó :

+ Gđ, Gc : Lưu lượng đi vào, đi ra khỏi thiết bị ( Kg/h)

+ W : Lượng hơi thứ thoát ra của toàn bộ hệ thống ( Kg/h)

- Viết cho cấu tử phân bố:

Ta có: W = W1 + W2+ W3= 18490,566 (kg/h)

Trong đó : W1, W2, W3 : lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1, 2, 3

Lượng hơi thư bốc ra ở mỗi nồi là khác nhau, giả sử cho:

Nồi 3: X3= Gđ ( W Gđ1.Xđ W2 W3) =

) 842 , 6723 522

, 6163 202

, 5603

(

28000

18 28000







= 53%

B CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG

2.1 Xác định áp suất trong mỗi nồi:

Gọi P1, P2, P3, Pnt: là áp suất của nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ

P1: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2

P2: hiệu số áp suất của nổi 2 so với nồi 3

P3: hiệu số áp suất của nổi 3 so với thiết bị ngưng tụ

P: hiệu số áp suất của toàn bộ hệ thống

Giả sư rằng sử dụng hơi đốt để dùng bốc hơi và đun nóng là hơi nước bảo hòa

1

P

P P

P

1,6Suy ra :

P1= 2,084( at)

P2=1,302 ( at)

P3= 0,814 (at)

Suy ra :

P1 = P1 - P2  P2 =P1 - P1 = 4,5 - 2,084 = 2,416 (at)

P2= P2- P3  P3 = 2,416 - 1,302 = 1,114 (at)

2.2.Xác định nhiệt độ trong các nồi

Gọi thđ1, thđ2, thđ3, tnt: nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ tht1, tht2,tht3: nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2, 3

Giả sử tổn thất nhiệt do trở lực trên đường ống gây ra khỏi chuyển từ nồi 1 sang nồi 2, từ nồi 2 sang nồi 3 là 1oC

Bảng 2 1 Tóm tắt nhiệt độ áp suất (giả thiết) của các dòng hơi

Thiết bị ngưng tụ

P (at) toC P (at) toC P (at) toC P

Ta có: '=to

sdd - to sdm (ở cùng áp suất )

Áp công thức của Tasenco:

'=  'o *f

Trong đó:

 'o : Tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường

f: Hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp suất thường

f=16.2 *

ri

i

t' ) 2 273

t'i : nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ i

ri : ẩn nhiệt hóa hơi của hơi ở nhiệt độ t'i

Bảng 2.2 Tra bảng VI.2.STQTTB, T2 / trang 60

Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3Nồng độ dung dịch(% khối lượng) 22,503 31,047 53

Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2191,165.103 2252,525.103 2333,76.103Với nồi 1:

) 273 133 , 126 (

2 ,

) 273 007 , 103 (

2 ,

r

t i



'3 = 1,9 3 2

10 76 , 2333

) 273 7 , 69 (

2 ,

=1,5490C   '   ' 1 +'2 +'3 =0,412+0,61+1,549 = 2,5710C

2.3.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ( ')

Áp suất dung dịch thay đổi theo chiều sâu của lớp dung dịch Ở trên bề mặt thì bằng áp suất hơi trong phòng bốc hơi ,còn ở đáy ống thì bằng áp suất trên maawtj cộng với áp suất thủy tĩnh của cột dung dịch kể từ đáy ống Trong tính toán , ta thường tính theo áp suất trung bình của dung dịch :

g

,at

Trong đó :

Po : áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch ,N/m2

h1: chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên của ống truyền nhiệt đến mặt thoáng dung dịch , m ( chọn h1 = 0,5 m cho cả 3 nồi )

h2 : chiều cao ống truyền nhiệt ,m Chọn h2 =4 m cho cả 3 nồi

 dds : Khối lượng riêng của dung dịch khi sôi , kg/m3

= 547,028 (kg/m3)

Ta có : Po1 = 2,455 (at)

Suy ra :

= 2,592 (at)  ttb1 = 127,474 (oC) (Tra bảng I.251 STQTTB,T1/Trang 314 )

= 0,47 (at)  ttb3= 79,250C Tra bảng I 251.STQTTB,T1/Trang 314

Mà "3 = ttb3 - ttm3

+Nồi 2 :

thi2 = thd2 - thd3 - 2 = 125,133 - 102,007 - ( 0,61 + 2,721 + 1) = 18,7250C thi2 = thd2 - ts2  ts2 = thd2 - thi2 = 125,133-18,725 = 106,338 (oC)

+Nồi 3 :

hi3 = thd3 - tng -3 = 102,007- 68,7- ( 1,549 + 8,001 +1) = 22.7570C thi3 = thd3 - ts3  ts3 = thd3 - thi3= 102,007- 22,757 = 79,25 0C

Cho toàn hệ thống :

hi = tchung -   = thd1 - tng -

hi = 147 - 68,7 - 17,222 = 61,078 0C

2.4 Cân bằng nhiệt lượng

2.4.1 Tính nhiệt dung riêng C ( J/ kg.độ)

Ta có :

C = 4190 - (2514 - 7,542.t ).x , J/kg.độ

Trong đó : t : nhiệt độ sôi của dung dịch, oC

2.4.2 Tính nhiệt lượng riêng

I : nhiệt lượng riêng của hơi đốt (J/kg)

i : nhiệt lượng riêng của hơi thứ (J/kg)

(Tra bảng I.249 STQTTB,T1/Trang 310,bảng I.250 STQTTB,T1/Trang 312)

Cn(J/kg.độ)

t (oC)

i.103 (J/kg)

C(J/kgđộ)

ts(oC)

Gọi:

– D1, D2, D3 là lượng hơi đốt vào nồi 1, 2, 3 (kg/h)

– Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối hệ thống (kg/h)

– W1, W2, W3 là lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1, 2, 3 (kg/h)

– C1, C2, C3 là nhiệt dung riêng của dung dịch trong nồi 1,2,3 (J/kg.độ) – Cđ, Cc là nhiệt dung riêng của dung dịch dịch vào và ra (J/kg.độ) – Cn1, Cn2, Cn3 là nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, 2, 3 (J/kg.độ) – I1, I2, I3 là hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, 2, 3, (J/kg)

– i1, i2, i3 là hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, 2, 3, (J/kg)

– tđ, tc là nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch, (oC)

– t1, t2, t3 là nhiệt độ sôi của dung dịch nồi 1, 2, 3 ở Ptb (oC)

–  1, 2, 3. là nhiệt độ nước ngưng nồi 1, 2, 3, (oC)

– Qtt1, Qtt2, Qtt3 là nhiệt tổn thất ra môi trường nồi 1, 2, 3, (J)

Nhiệt lượng vào :

Nồi 1 :

+ Do hơi đốt mang vào : D1I1

+Do dung dịch mang vào : GđCđtđ

Nồi 2 :

+ Do hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 1) :D2I2 = W1i1

+Do dung dịch ở nồi 1 mang vào : (Gđ -W1)C1ts1

Nồi 3 :

+ Do hơi đốt mang vào ( hơi thứ nồi 2) : D3I3= W2i2

+Do dung dịch ở nồi 2 mang vào : ( Gđ-W1-W2)C2ts2

Nhiệt lượng ra

Nồi 1 :

+ Do hơi thứ mang ra : W1i1

+Do dung dịch mang ra : (Gđ -W1)C1ts1

+ Do hơi nước ngưng tụ mang ra : D1 Cn1 1

Với D2I2 = W1i1

Nồi 3 :

D3I3 +( Gđ -W1 -W2)C2ts2 = W3i3 +(Gđ -W)C3ts3 +D3Cn3 3+0,05D3(I3 -C3 3) (3) Với D3I3 = W2i2 , W= W1 +W2 + W3

Ta có :

(2)  W1.(0,95i1 + C2ts2 -C1ts1- 0,95Cn2 2) + W2( C2ts2 - i2) = Gđ ( C2ts2 - C1ts1) Với :

202 , 5603 628

,

=2,935%< 5%

 2= 100 %

244 , 6200

522 , 6163 244

694 , 6517 842

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

Cp:nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng (J/kg.độ)

 : khối lượng riêng (kg/m3)

M: khối lượng mol của chất lỏng

i dd i

M

Xi M

X M X

% 675 ,

% 675 , 22

878 , 1094

% 447 ,

% 447 , 31

930 , 1135

= 0,527 (W/m.độ)Nồi 3:

mi3 =

18

% 53 1 342

%

53 342

% 53

44 , 1248

= 0,45 (W/m.độ)

3.3 Hệ số cấp nhiệt ( )

3.3.1 Về phía hơi ngưng tụ ( 1 )

 1 = 2,04 .A.4

1

t H

r

 (Công thức V.100STQTTB T2/Trang 28 )Với r : ẩn nhiệt ngưng (J/kg)

H : chiều cao ống truyền nhiệt (chon H= 4 m)

10 2123

  12 = 2,04.189,274.4

77 , 1 4

10 601 , 2193



  12 = 2,04.179,407.4

3

204 , 2 4

10 183 , 2255

565 , 0

2

2 3

d

u

u C

 dd,  dd,Cdd.udd lần lượt là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng

Trong đó: r1 : nhiệt trở do lớp nước ngưng

r2 : nhiệt trở do lớp cặn của dung dịch bám trên thành ống

 : bề mặt ống truyền nhiệt (  =2mm)

 : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt

r3: nhiệt trở qua lớp vật liệu

Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 có  = 50W/m.độ ( Tra bảng XII.7, STQTTB, T2/313

Chọn: r1= 0,232.10 3 (m2 độ/W); r3 = 0,387.10 3 (m2 độ/W)

  r= 0,232.10 3 +

50

10

Hiệu số cấp nhiệt của nước:

3 3 2

565 , 0

10 214 , 0

10 223 , 0 958 , 4216

95 , 3837 897

, 936

878 , 1094

3 3 2

565 , 0

10 584 , 0

10 267 , 0 239 , 4228

628 , 3651 71

, 953

930 , 1135

2 = 1676516765,372,37216124,1 100%= 3,825 % < 5%

Vậy nhiệt tải trung bình là:

3 3 2

565 , 0

10 843 , 1

10 358 , 0 4 , 4194

363 , 3174 25

, 972

44 , 1248

= 17724,773 (W/m2 )

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

 thi ( công thức VI.20,STQTTB,T2/Trang 68)

Trong đó: thi : nhiệt dộ hữu ích trong các nồi

Qi : lượng nhiệt cung cấp

Qi=

3600

1

1r D

(W/m2)

Di: lượng hơi đốt mỗi nồi

ri : ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi

Ki : hệ số truyền nhiệt

K=

2 1

1 1

= 3702547,383 (W/m2 )

K1=

21 12

1 1

1 10

659 , 0 657 , 8946 1

= 3517456,265 (W/m2 )

K2=

22 12

1 1

1 10

659 , 0 661 , 9109 1

= 3884079,129(W/m2 )

K3=

23 13

1 1

1 10

659 , 0 896 , 8230 1

2 1

1

3

Q K

Q K

604 , 3938

= 18,582 (oC)

Nồi 2:

thi2 = 61 , 078

167 , 12946

667 , 4046

= 19,092 (oC)

Nồi 3:

thi3 = 61 , 078

167 , 12946

896 , 4960

Vậy thực tế bề mặt truyền nhiệt của thiết bị là:

- Bề mặt truyền nhiệt của nồi 1:

F1=

1 1

1

. t hi K

2

. t hi K

3

. t hi K

Số ống tron g tất cả các viên phân là : b= 27 ống

3.1.2 Đường kính ống tuần hoàn trung tâm:



t th



=0,3

4

547 ) 034 0 (

14 ,

f

14 3

149 , 0 4

= 0,436 (m)Chọn Dth= 500 (mm)

3.1.3.Đường kính thiết bị buồng đốt:

Đối với thiết bị cô đặc tuần hoàn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục giácđều thì đường kính trong của buồng đốt có thể tính theo công thức :

Dt=

h

d F d

n th

.

60 sin 4 , 0 ) 2 (

0 2

Dth = 0,5 (m) : Đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm.

F = 211,958 (m2) : Diện tích bề mặt truyền nhiệt

Thay vào ta có :

4 8 , 0

038 , 0 958 , 211 60 sin 5 , 1 4 , 0 ) 038 , 0 5 , 1 2 5 , 0 (

0 2

5 , 0

3.3.2 Chiều cao buồng bốc

Thể tích không gian hơi được xác định:

Trong đó:

Vkgh: làthể tích không gian hơi (m3)

W : là lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị (kg/h)

 h: là khối lượng riêng cảu hơi thứ (kg/m3)

Utt: là cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gianhowi trongmột đơn vị thời gian (m3/m3.h)

Theo CT VI.33, STQTTB,T2/Trang 72:

Utt =f.Utt(1 at) khi plat

Với U tt(l at): cường độ bốc hơi cho phép ở P= 1 at

Thường thì U tt = 1600 - 1700 (m3/m3.h)

Chọn U tt= 1600

Chiều cao không gian hơi: Hkgh = 2

4

= 3,564 (m)

Chọn chiều cao của phần dịch sôi tràn lên buồng bốc là :3,5 (m)

Vậy chọn chiều cao buồng bốc cho cả 3 nồi là :3,5 (m)

W: là lưu lượng khối lượng, kg/s

V: là thể tích riêng, m3/kg

3.3.1 Đường kính ống dẫn hơi đốt

= 1,722 (kg/s).

Ở nhiệt độ thđ3 = 102,007 oC

 v= 0,64 (m3/kg) ( Theo bảng I 250, STQTTB, T1/Trang 312)

= 1,81 (kg/s)

d = 10,81,785.5,.12120 = 0,768 (m)