THIẾT kế hệ THỐNG cô đặc 3 nồi DUNG DỊCH ĐƯỜNG

Được sự hướng dẫn của thầy Tôn Thất Minh, em đã thực hiện đồ án môn quá trình và thiết bị chuyển khối với đề tài:“Thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi dung dịch đường “ Tuy đã có nhiều cố gắn

LỜI NÓI ĐẦU

Theo chương trình đào tạo ngành công nghệ thực phẩm, sinh viên sẽ thực hiện

đồ án môn quá trình và thiết bị chuyển khối Việc thực hiện đồ án nhằm giúp

sinh viên làm quen với việc thiết kế một thiết bị chế biến và lựa chọn vật liệu

thích hợp Đồng thời, đồ án này còn giúp sinh viên tổng hợp được kiến thức

đã học ở các môn cơ sở

Được sự hướng dẫn của thầy Tôn Thất Minh, em đã thực hiện đồ án môn quá

trình và thiết bị chuyển khối

với đề tài:“Thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi dung dịch đường “

Tuy đã có nhiều cố gắng trong việc thực hiện đồ án, nhưng với kiến thức còn

hạn chế, quyển đồ án này vẫn có những thiếu sót không mong muốn, rất mong

nhận được sự đóng góp của quý Thầy, Cô cũng như các bạn trong ngành Công

nghệ thực phẩm để bản thân rút ra kinh nghiệm và thành công hơn trong

những đề tài tiếp theo

Cuối cùng, xin chân thành cám ơn các Thầy cô trong bộ môn Công nghệ thực

phẩm đã tạo điều kiện cho em thực hiện đồ án này Em xin cám ơn sự giúp đỡ

tận tình của thầy Tôn Thất Minh trong suốt thời gian thực hiện đồ án cùng các

anh chị trong ngành cũng như các bạn cùng lớp !

Xin chân thành cảm ơn !

Sinh viên thực hiện

Lê Bá Tân

LBTBKHN

LBTBKHN

MỤC LỤC

LỜI NÓI ĐẦU ……… 2

MỤC LỤC……… 3

PHẦN 1: GIỚI THIỆU ……….6

I.TỔNG QUAN VỀ ĐƯỜNG MÍA ……….6

II.GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ ĐẶC………….7

1.Giới thiệu chung về cô đặc………7

2.Phân loại……….8

3.Thiết bị ống tuần hoàn trung tâm ……….10

PHẦN 2: THIẾT BỊ CHÍNH ……….11

I ĐIỀU KIỆN BAN ĐẦU……….11

II CÂN BẰNG VẬT CHẤT……….11

1 Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống……….11

2 Tính sơ bộ lượng hơi thứ bốc ra mỗi nồi……….12

3 Nồng độ cuối của dung dịch trong từng nồi……….12

III CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG……….13

1 Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi……… 13

2 Xác định nhiệt độ tổn thất trong quá trình bốc hơi………15

a.Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao ( )…………15

b Tổn thất nhiệ độ do áp suất thủy tĩnh………16

c.Tổn thất nhiệt do trở lực thủy lực trên đường ống ( )……17

3.Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi………17

LBTBKHN

4 Cân bằng nhiệt lượng………18

a Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi………18

b Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng………19

IV TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT………22

1.Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp………22

2 Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi ………22

a Nhiệt tải riêng trung bình ………22

b Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ………23

c Tính hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi ………25

3.Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực mỗi nồi……….…27

4.Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích……… 27

5 Diện tích bề mặt truyền nhiệt……….28

V TÍNH KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC VÀ BUỒNG ĐỐT……… 28

1 Kích thước buồng bốc……… 28

a Đường kính buồng bốc……… 28

b Chiều cao buồng bốc ………30

2 Kích thước buồng đốt………30

a Xác định số ống truyền nhiệt……….31

b Đường kính ống tuần hoàn trung tâm………31

c.Đường kính buồng đốt………32

VI.TÍNH KÍCH THƯỚC CÁC ỐNG DẪN LIỆU , THÁO LIỆU……… 32

PHẦN 3: THIẾT BỊ PHỤ……… 34

1.Thiết bị ngưng tụ Baromet………34

a Lượng nước lạnh tưới vào thiết bị ngưng tụ……… 34

LBTBKHN

LBTBKHN

b Thể tích không khí và khí không ngưng cần hút ra khỏi thiết bị……34

c.Các kích thước chủ yếu của thiết bị ngưng tụ Baromet………35

2 Tính bồn cao vị……….38

3.Tính bơm chân không………40

4.Tính bơm nước vào thiết bị ngưng tụ,bơm nhập liệu……….41

TÀI LIỆU THAM KHẢO………44

LBTBKHN

PHẦN 1: GIỚI THIỆU

I.TỔNG QUAN VỀ MÍA ĐƯỜNG

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 cộng 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 trở thành một hệ thống liên hiệp các ngành có quan hệ chặt chẽ với nhau Mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các ngành công nghiệp như bánh, kẹo, sữa… đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất như rượu…

Trong tương lai, khả năng này còn có thể phát triển hơn nữa nếu có sự quan tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với nâng cao khả năng chế biến và tiêu thụ sản phẩm Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, độ đường sẽ giảm nhiều và nhanh chóng nếu thu hoạch trễ vàkhông 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 Bình Dương, Quãng 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, thiết bị cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất

LBTBKHN

LBTBKHN

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

Một vài số liệu về sản lượng đường trên thế giới (đơn vị tính: 1000 tấn):

II.GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ CƠ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CƠ ĐẶC

1.Giới thiệu chung về cơ đặc

Cơ đặc là quá trình làm tăng nồng độ một cấu tử nào đĩ trong dung dịch hay nhiều cấu tử, bằng cách tách một phần dung mơi ra khỏi dung dịch

ở dạng hơi, cịn dung chất hịa tan trong dung dịch khơng bay hơi, do đĩ nồng độ của dung chất sẽ tăng dần lên

Quá trình cơ đặc thường được tiến hành ở trạng thái sơi nghĩa là áp suất hơi riêng phần của dung mơi trên bề mặt dung dịch bằng áp suất làm việc của thiết bị

Quá trình cơ đặc thường được ứng dụng rộng rãi trong cơng nghiệp hĩa chất

thực phẩm như cơ đặc muối, đường, sữa,…

Hơi của dung mơi được tách ra trong quá trình cơ đặc được gọi

là hơi thứ, hơi thứ ở nhiệt độ cao cĩ thể dùng để đun nĩng cho một thiết

bị khác, nếu dùng hơi thứ để đun nĩng một thiết bị ngồi hệ thống cơ đặc gọi là hơi phụ

LBTBKHN

Truyền nhiệt trong quá trình cô đặc có thể thực hiện trực tiếp hoặc gián tiếp, khi truyền nhiệt trực tiếp thường dùng khói lò cho tiếp xúc với dung dịch, còn truyền nhiệt gián tiếp thường dùng hơi bão hòa để đốt nóng

Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau, khi làm việc ở áp suất thường thì có thể dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp suất khác (chân không hoặc áp suất dư) thì dùng thiết bị kín

Quá trình cô đặc có thể tiến hành liên tục hay gián đoạn trong thiết bị một

nồi hoặc nhiều nồi

Khi cô đặc một nồi, nếu muốn sử dụng hơi thứ để đốt nóng lại thì phải nén hơi thứ đến áp suất của hơi đốt (gọi là thiết bị có bơm nhiệt)

Khi cô đặc nhiều nồi thì dung dịch đi từ nồi nọ sang nồi kia, hơi thứ của nồi trướclàm hơi đốt cho nồi sau

2.Phân loại

Có nhiều cách phân loại khác nhau nhưng tổng quát lại cách phân loại theo đặc điểm cấu tạo có 6 loại được chia làm ba nhóm chủ yếu sau đây:

- Nhóm 1: Dung dịch đối lưu tự nhiên

+ Loại 1: Có buồng đốt trong; có thể có ống tuần hoàn trong hay ống tuần hoàn ngoài

+ Loại 2: Có buồng đốt ngoài

- Nhóm 2: Dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức)

+ Loại 3: Có buồng đốt trong, có ống tuần hoàn ngoài

LBTBKHN

LBTBKHN

+ Loại 4: Có buồng đốt ngoài, có ống tuần hoàn ngoài

Tốc độ tuần hoàn càng lớn thì tốc độ cấp nhiệt của dung dịch càng tăng và làm

giảm sự đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt

LBTBKHN

Quá trình tuần hoàn tự nhiên của thiết bị đƣợc tiến hành liên tục cho đến khi

nồng độ dung dịch đạt yêu cầu thì mở van đáy để tháo sản phẩm ra

c Ưu và nhược điểm

- Ƣu điểm: + Thiết bị cấu tạo đơn giản , dễ sửa chữa và làm sạch + Hệ số truyền nhiệt K khá lớn

+ Khó bị đóng cặn trên bề mặt gia nhiệt nên có thể dùng để cô đặc

dung dịch dễ bị bẩn tắt

+ Dung dịch tuần hòan tự nhiên giúp tiết kiệm đƣợc năng lƣợng

- Nhược điểm: Tốc độ tuần hoàn giảm dần theo thời gian vì ống tuần

hoàn trung tâm cũng bị đun nóng

LBTBKHN

LBTBKHN

PHẦN 2: THIẾT BỊ CHÍNH

I Điều kiện ban đầu

+ Dung dịch đường mía

+Nồng độ dịch đường : XD= 13 %; XC = 60 %

+ Năng suất : 1000 tấn nước mía/ngày = 41 666,7 kg/h

+ Nước mía cô đặc = lượng mía

+ Hơi thứ nồi cuối : 66 oC

+Hơi nước bão hòa : 127 oC

+Hơi thứ nồi 1 đun nóng đường và 13% nước mía

+Hơi thứ nồi 2 để đun nóng nước mía từ 40 độ C đến 85 độ C

+ Hơi thứ nồi 3 để đun nóng nước mía từ 25 độ C đến 65 độ C

x

x G

W   tấn/ngày công thức VI.1 sổ tay hóa công 2, trang 55

Trong đó:

W: lượng hơi thứ của toàn hệ thống , kg/h

: lượng dung dịch ban đầu , kg/h

, : nồng độ đầu, cuối của dung dịch ,Bx ( % khối lượng) Thay số vào ta có

LBTBKHN

% khối lượng; 5.26[1]

( ) ( ) kg/h

2 Tính sơ bộ lƣợng hơi thứ bốc ra mỗi nồi

Giả thiết lượng hơi thứ ở các nồi như sau (sau quá trình tính lặp và kiểm tra):

W1= 1,2W2 , W2 = 1,1W3

W = W1 + W2 + W3 = 32638.89 , kg/h  W1= 12597.47 kg/h

W2= 10497.89 kg/h

W3 = 9543.54 kg/h

3 Nồng độ cuối của dung dịch trong từng nồi:

Gc = Gđ – W = 41666.67 - 32638.89 = 9027.78 kg

=

– = 18.63 % khối lƣợng







2 2

(W +W 3 ) G

x G x

d

d d





LBTBKHN

LBTBKHN

W1, W2, W3 - lượng hơi thứ bốc lên từ các nồi, kg/h;

xđ - nồng độ đầu của dung dịch, % khối lượng;

Gđ - lượng dung dịch đầu, kg/h;

III Tính cân bằng nhiệt lượng

1.Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi

Hơi thứ nồi cuối t3= 66 oC

Suy ra P3= 0.265 at (tra bảng I.250/312 [4])

Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối bằng nhiệt độ thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1oC

 to tại thiết bị ngưng tụ = 65 oC

Tra bảng I.250/312 [4]] Áp suất tại thiết bị ngưng tụ :

0,255 at

Hơi bão hòa có nhiệt độ t= 127 oC

 áp suất hơi đốt cho nồi 1 là: P1 = 2.60 at (tra bảng

I.250/313 [4])

3

G

x G x

d

d d

W 1 +W 2 +W 3





LBTBKHN

Hiệu số áp suất cho cả hệ thống:

P = P1 – Pnt = 2.60 – 0,255 = 2.345 at

Chọn tỷ lệ hiệu số áp suất cho các nồi như sau: P1/P2 = 2,0 ,

P2/P3 = 2,0

Mà: P1 + P2 +P3 = P = 2.345 at Suy ra: P1 = 1.340 at

Với: P1,P2, P3: áp suất hơi đốt nồi 1, 2 và 3 (at)

Pnt : áp suất ở thiết bị ngưng tụ (at) P1, P2,P3 : hiệu số áp suất nồi 1 so với nồi 2, nồi 2 so với nồi 3, nồi 3 so với thiết bị ngưng tụ (at)

P: hiệu số áp suất cho cả hệ thống (at)

Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi

1 (1 chính là tổn thất nhiệt độ do trở lực thuỷ học trên ống dẫn), còn nhiệt độ hơi thứ của nồi cuối cùng thì bằng nhiệt độ ở thiết bị

ngưng tụ cộng thêm 1oC (trang 106 [2])

Bảng 1: Áp suất, nhiệt độ của hơi đốt và hơi thứ ở mỗi nồi

LBTBKHN

LBTBKHN

Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3 TBNT

P (at) T(oc) P

(at)

T (oc)

-P (at) T(

oc) P (at) T(oc)

Hơi đốt 2.60 127 1.26 105 0,59 85

0,25

Hơi thứ 1.3 106 0.62 86

0,26

5 66

(tra bảng I.250, I.251 [4])

2.Xác định nhiệt độ tổn thất trong quá trình bốc hơi

a.Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao ( ):

Áp dụng công thức Tisenco (công thức VI.10,trang 59, [2] )

Trong đó :

tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường, tính gần đúng theo công thức VI.9 , trang 58,[2]

=0,52N , oC (N là số mol đường tan trong 1 lít nước) Tra

đồ thị hình VI.2 trang 60 sổ tay 2

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

( )

: nhiệt độ hơi thứ nồi thứ i

: ẩn nhiệt hóa hơi của hơi ở nhiệt độ (tra bảng I.250 , trang 312, [1] )

Từ đó ta lập được bảng sau :

LBTBKHN

b.Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh

Nhiệt độ sôi của dung dịch cô đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh (tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao):

dm : Khối lượng riêng dung môi , kg/m3;

H : Chiều cao ống truyền nhiệt, m;  Chọn H = 2,5m

Po : Áp suất trên mặt thoáng dung dịch lấy bằng áp suất hơi thứ, at;

g : gia tốc trọng trường, lấy g = 9,81 m/s2

4 op

10

* 81 9

gH 0.5 hhLBTBKHN

LBTBKHN

Ptb (at)

Lưu ý: với dd là khối lượng riêng dung dịch theo nồng độ cuối ở tsdd(Ptb) (

là nhiệt độ đang cần xác định ) , nên ta cần chọn một nhiệt độ thích hợp ( chọn

t = tsdm 0C) để tính dd ( do  thay đổi không đáng kể trong một khoảng nhiệt độ nhỏ

c.Tổn thất nhiệt do trở lực thủy lực trên đường ống ( )

Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang nồi khác và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1 Do đó:

 ∑ 3 , o

C Tổn thất chung trong toàn hệ thống :

∑ ∑ ∑ ∑ 3,98 + 7,7 + 3 = 14,68 ,

3.Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:

Theo định nghĩa, hiệu số nhiệt độ hữu ích là:

 ti = tch - ∑ III-9/111 [2]

Mà:  tch = T – tng Hoặc:  ti = T – ts III-10/111 [2]

Vậy hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:

Nồi I:  tiI = TI – tsI = TI – (tI’ + I ’ + I’’) Nồi II:  tiII = TII– tsII = TII – (tII’ + II ’ + II’’) Nồi III:  tiIII = TIII– tsIII = TIII – (tIII’ + III ’ + III’’)

Trong đó:



 tiI, tiII,tiIII : Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở nồi I, nồi II, nồi III, oC

TI, TII , TIII : Nhiệt độ hơi đốt nồi I, nồi II, nồi III, oC tI’, tII’ ,tIII’ : Nhiệt độ hơi thứ nồi I, nồi II, nồi III, oC tsI, tsII, tsIII : Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi I, nồi II, nồi III, oC

I’, II’,III’ : Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở nồi I, nồi II, nồi III, oC I’’,II’’,III’’ : Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ở nồi I, nồi II, nồi III, oC

Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống:

a, Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi :

Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x < 20%

C = 4186.(1 - x), J/kg.độ; I.43/152 [4]

x: nồng độ chất hòa tan, phần khối lượng(%);

Nhiệt dung riêng dung dịch đầu: Cđ = 4186.(1 - 0,13) = 3641.82 J/kg.độ;

Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x > 20% C = Cht.x + 4186.(1 - x), J/kg.độ; I.44/152 [4] Cht : nhiệt dung riêng của chất hoà tan (J/kg.độ); Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi I: C1 = 4186.(1 - 0,18) = 3405.99 J/kg.độ; Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi II: C2 = 1452x0,29 + 4186.(1 - 0,29) = 3388.58 J/kg.độ; Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi III: C3 = 1452x0,6 + 4186.(1 - 0,6) =2545.6 J/kg.độ; Theo công thức: MC 6H12O6 Cht = Ci.Ni I.41/152 [4] M : khối lượng mol của hợp chất Ci : nhiệt dung riêng của đơn chất Ni : số nguyên tử trong phân tử Ta có: CC = 7500 (J/kg.độ); Co = 16800 (J/kg.độ) CH = 9630 (J/kg.độ) Vậy : Cht =

=

= 1452 J/kg.độ

b.Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng :

D : Lượng hơi đốt dùng cho hệ thống, kg/h

C6H12O6

O O C C

M

C

n

C

n LBTBKHN  NH CH

(2)

Gđ : Lượng dung dịch ban đầu, kg/h

 : Độ ẩm của hơi đốt

i, i1, i2 : Hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi I và nồi II, J/kg

tđ, t1, t2, t3 : Nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi I, nồi II, nồi III của dung

dịch,

Cđ, C1, C2 , C3: Nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi I, nồi II, nồi III của dd, J/kg.độ

1, 2,3 : Nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi I, nồi II, nồi III

Cng1, Cng2,Cng3: Nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ ở nồi I, nồi

II, nồi III J/kg.độ

Qxq1, Qxq2, Qxq3: Nhiệt mất mác ra môi trường xung quanh, J

Phương trình cân bằng nhiệt lượng:

Nồi I: Di + (Gđ - W2 – W3)C2t2 = W1i1 + DCng1θ1 + (Gđ – W)C1t1 + Qxq1

Nồi II: W1i1+(Gđ –W3)C3t3 = W2i2 + (Gđ – W2 – W3)C2t2 + W1Cng22 + Qxq2

NồiIII: W2i2+GđCđtđ = W3i3 + (Gđ - W3)C3t3 + W1Cng22 + Qxq3

Mà: W = W1 + W2 + W3

Cho: Qxq1 = 0,05 D(i – Cng11) (5)

Qxq2 = 0,05 W1(i1 – Cng22) Qxq3 = 0,05 W2(i2 – Cng33)

Xem hơi đốt và hơi thứ ở trạng thái hơi bão hoà, các thông số tra được:

Hàm nhiệt của hơi đốt và hơi thứ nồi I và nồi II:

(tra Bảng I.250/312 [4])

i = 2749.4 kJ/kg i1 = 2691.4 kJ/kg i2 = 2656.6 kJ/kg i3 = 2619.26 kJ/kg Nhiệt độ sôi của dung dịch:

tđ = 100 oC t1 = 107.87 oC t2 = 88.97 oC

(3) (1)

(4)

LBTBKHN

LBTBKHN

t3 = 72.84 oC Nhiệt dung riêng của dung dịch:

Cđ = 3641.82 J/kg.độ C1 = 3405.99 J/kg.độ C2 = 3388.58 J/kg.độ C3 = 2545.60 J/kg.độ Nhiệt độ nước ngưng tụ (xem như bằng nhiệt độ hơi đốt):

1 = 127 o

C

2 = 105 o

C 3 = 85 o

C Nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ:

(tra Bảng I.249/310 [4])

Cng1 = 4,305 kJ/kg.độ Cng2 = 4,226 kJ/kg.độ Cng3 = 4,201 kJ/kg.độ

 Thay các giá trị tra được bên trên vào các phương trình (2), (3), (4), giải hệ 3 phương trình 3 ẩn số W1, W2, W3, ta được:

 W1= 12037.87 kg/h; W2 = 10644.31 kg/h; W3 = 9956.71 kg/h

Kiểm tra lại giả thiết phân phối hơi thứ ở các nồi:

W1 : lượng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị lớn

Wn : lượng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị nhỏ

% 100

IV, TÍNH BỂ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT

Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt có thể tính theo công thức tổng quát như sau:

Trong đó:

Q : nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp, W

Q = Dr nếu chất tải nhiệt là hơi nước bão hoà

D : lượng hơi đốt, kg/s

r : ẩn nhiệt ngưng tụ, J/kg

K : hệ số truyền nhiệt, W/m2độ

ti : hiệu số nhiệt độ hữu ích,

Giả thuyết quá trình truyền nhiệt là liên tục và ổn định

1.Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp:

Nồi I: QI = Dr , W Nồi II: QII = W1r1 , W Nồi III: QIII = W2r2 , W

r, r1, r2 : Ẩn nhiệt hóa hơi (ngưng tụ) của hơi đốt ở nồi I và nồi II, nồi III J/kg

2.Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi

a.Nhiệt tải riêng trung bình: (trang 116 [2])

Nhiệt tải riêng của hơi đốt cấp cho thành thiết bị:

i

t K

Q F





LBTBKHN

LBTBKHN