Cô đặc NaOH 3 nồi liên tục ống tuần hoàn trung tâm

Đồ án này làm về cô đặc dung dịch NaOH ba nồi liên tục xuôi chiều có ống tuần hoàn trung tâm, dưới sự hướng dẫn của thầy Trịnh Văn Dũng, bộ môn quá trình và thiết bị, trường Đại học Bách Khoa thành phố Hồ Chí Minh

MỤC LỤC LỜI NÓI ĐẦU Trong ngành công nghệ hóa học, thực phẩm, việc tách dung môi khỏi dung dịch để tăng nồng độ dung dịch vấn đề quan trọng cần thiết Cô đặc phương pháp dùng nhiệt để làm bốc dung môi khỏi dung dịch, tăng nồng độ cấu tử dung dịch Bên cạnh đó, có số dung dịch bị biến tính nhiệt độ cao, làm dung dịch giảm chất lượng hư hỏng, nên người ta nghĩ phương pháp cô đặc điều kiện nhiệt độ thấp dung dịch Đó phương pháp cô đặc chân không Cô đặc chân không phương pháp cô đặc điều kiện áp suất chân không, dựa vào nguyên lý áp suất điểm sôi dung môi Đồ án làm cô đặc dung dịch NaOH ba nồi liên tục xuôi chiều có ống tuần hoàn trung tâm, hướng dẫn thầy Trịnh Văn Dũng, môn trình thiết bị Đồ án hội để em làm quen tìm hiểu sâu với trình tính toán, thiết kế thiết bị thực tế I/ TỔNG QUAN Tính chất dung dịch NaOH -Natri hydroxid NaOH nguyên chất chất rắn màu trắng, có dạng tinh thể, khối lượng riêng 2,13 g/ml, nóng chảy 318 oC sôi 1388 oC áp suất khí NaOH tan tốt nước (1110 g/l 20 oC) hoà tan toả nhiệt mạnh NaOH tan dung môi hữu methanol, ethanol… NaOH rắn dung dịch NaOH dễ hấp thụ CO2 từ không khí nên chúng cần chứa thùng kín - Dung dịch NaOH base mạnh, có tính ăn da có khả ăn mòn cao Vì vậy, ta cần lưu ý đến việc ăn mòn thiết bị đảm bảo an toàn lao động trình sản xuất NaOH Phương pháp chế biến Trước công nghiệp, NaOH sản xuất cách cho Ca(OH) tác dụng với dung dịch Na2CO3 loãng nóng Ngày nay, người ta dùng phương pháp đại điện phân dung dịch NaCl bão hoà Tuy nhiên, dung dịch sản phẩm thu thường có nồng độ loãng, gây khó khăn việc vận chuyển xa Để thuận tiện cho chuyên chở sử dụng, người ta phải cô đặc dung dịch NaOH đến nồng độ định theo yêu cầu Nhưng không nên cao để tránh tượng kết tinh Thiết bị cô đặc Có nhiều loại thiết bị cô đặc, bao gồm : thiết bị cô đặc có + Buồng đốt thẳng đứng + Buồng đốt treo + Buồng đốt nằm ngang + Buồng đốt có ống tuần hoàn trung tâm + Buồng đốt có ống tuần hoàn Tùy vào trường hợp mà ta sử dụng thiết bị cô đặc khác đồ án chọn thiết bị cô đặc buồng đốt có ống tuàn hoàn trung tâm, chọn thiết bị thiết bị có cấu tạo đơn giản, dễ lắp ráp chế tạo, dễ vệ sinh sửa chửa nhiên thiết bị cho tuần hoàn nhỏ nên hệ số truyền nhiệt thấp , suất không cao so với thiết bị có buồng đốt Phương pháp cô đặc Cô đặc trình làm bay phần dung môi dung dịch chứa chất tan không bay hơi, nhiệt độ sôi với mục đích: Làm tăng nồng độ chất tan, tách chất rắn hòa tan dạng tinh thể - Cô đặc áp suất thường: nhiệt độ sôi áp suất không đổi; thường dùng cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, nhằm đạt suất cực đại thời gian cô đặc ngắn - Cô đặc áp suất chân không: dung dịch có nhiệt độ sôi thấp áp suất chân không Dung dịch tuần hoàn tốt, tạo cặn bay dung môi diễn liên tục - Cô đặc nhiều nồi: mục đích tiết kiệm đốt Số nồi không nên lớn làm giảm hiệu tiết kiệm Người ta cô chân không, cô áp lực hay phối hợp hai phương pháp; đặc biệt sử dụng thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu kinh tế II/ THUYẾT MINH QUY TRÌNH Hình 1: Sơ đồ quy trình cô đặc NaOH liên tục ba nồi xuôi chiều Nguyên liệu ban đầu dung dịch NaOH có nồng độ 10% Dung dịch từ bể chứa nguyên liệu bơm lên bồn cao vị Từ bồn cao vị, dung dịch chảy qua lưu lượng kế vào thiết bị gia nhiệt đun nóng đến nhiệt độ sôi Thiết bị gia nhiệt thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm: thân hình trụ, đặt đứng Nguồn nhiệt nước bão hoà có áp suất 3.5 at bên ống (phía vỏ) Dung dịch từ lên bên ống Hơi nước bão hoà ngưng tụ bề mặt ống cấp nhiệt cho dung dịch để nâng nhiệt độ dung dịch lên nhiệt độ sôi Dung dịch sau gia nhiệt chảy vào thiết bị cô đặc để thực trình bốc Hơi nước ngưng tụ thành nước lỏng theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy chảy Nguyên lý làm việc nồi cô đặc: Phần thiết bị buồng đốt, gồm có ống truyền nhiệt ống tuần hoàn trung tâm Dung dịch ống đốt (hơi nước bão hoà) khoảng không gian ống Hơi đốt ngưng tụ bên ống truyền nhiệt cho dung dịch chuyển động ống Dung dịch ống theo chiều từ xuống nhận nhiệt đốt ngưng tụ cung cấp để sôi, làm hoá phần dung môi Hơi ngưng tụ theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy để chảy Nguyên tắc hoạt động ống tuần hoàn trung tâm: Khi thiết bị làm việc, dung dịch ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp lỏng – có khối lượng riêng giảm bị đẩy từ lên miệng ống Đối với ống tuần hoàn, thể tích dung dịch theo đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn so với ống truyền nhiệt nên lượng tạo ống truyền nhiệt lớn Phần phía thiết bị buồng bốc để tách hỗn hợp lỏng – thành hai dòng Hơi thứ lên phía buồng bốc, đến phận tách giọt để tách giọt lỏng khỏi dòng Giọt lỏng chảy xuống thứ tiếp tục lên Dung dịch lại hoàn lưu.Hơi thứ từ buồng bốc nồi tiếp tục dùng để đun nóng cho nồi Sản phẩm nồi đưa sang buồng bốc nồi 2.Ở nồi xảy trình nồi 1, truyền nhiệt bốc Hơi thứ lại từ buồng bốc nồi tiếp tục dùng để đun nóng cho nồi Sở dĩ có di chuyển dòng hệ thống chênh lệch áp suất nồi P1>P2>P3 Dung dịch sau cô đặc bơm theo ống tháo sản phẩm vào bể chứa sản phẩm nhờ bơm ly tâm Hơi thứ khí không ngưng thoát từ phía buồng bốc nồi thứ vào thiết bị ngưng tụ baromet (thiết bị ngưng tụ kiểu trực tiếp) Chất làm lạnh nước bơm vào ngăn dòng thứ dẫn vào ngăn thiết bị Dòng thứ lên gặp nước giải nhiệt để ngưng tụ thành lỏng chảy xuống bồn chứa qua ống baromet Khí không ngưng tiếp tục lên trên, dẫn qua phận tách giọt bơm chân không hút Khi thứ ngưng tụ thành lỏng thể tích giảm làm áp suất thiết bị ngưng tụ giảm III/ TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH Tính cân vật chất • Dữ kiện ban đầu Nồng độ đầu: xđ = 10 % Nồng độ cuối: xc = 40 % Năng suất đầu: Gđ= 5000 kg/h • Năng suất nhập liệu Theo công thức 5.16, [3]: Áp dụng phương trình cân vật chất Gđ xđ = Gc.xc Gc = => • ( III.1.1 ) Gd xd 5000 × 0.1 = = 1250, kg / h xc 0.4 Lượng thứ bốc lên toàn hệ thống Tính theo công thức 5.16, [3]: Gđ = W + G c ( III.1.2 ) ⇒ W = Gđ – Gc = 5000 – 1250 = 3750, kg/h • Chọn tỉ lệ phân phối thứ nồi Giả sử tỷ lệ bốc lên từ nồi nồi : W1 W2 = =1 W2 W3 Ta có : W1 = W2 = W3 = 1250 ,kg/h • Xác định nồng độ dung dịch nồi x 'c = Nồng độ cuối khỏi nồi : x '' c = Nồng độ cuối khỏi nồi 2: Nồng độ cuối khỏi nồi 3: Gd xd 5000 × 0.1 = = 13.33% Gd − W1 5000 − 1250 Gd xd 5000 × 0.1 = = 20% Gd − W1 − W2 5000 − 1250 − 1250 x '''c = 40% Cân nhiệt lượng: a Xác định áp suất nhiệt lượng nồi Theo đề ta có Pnt =0.2 at , áp suất đốt vào nồi P1=3.5 at  Hiệu số áp suất hệ thống cô đặc : ∆Pt =P1 – Png = 3.5 – 0.2= 3.3 at Chọn tỷ số phân phối nồi : ∆P1 ∆P2 = = ∆P2 ∆P3 Dựa vào kiện ta tra bảng 41, [4] ; ta được: Bảng 1: Thông số nhiệt độ, áp suất nồi Loại Hơi đốt Hơi thứ Nồi Áp suất (at) 3.5 2.11 Nhiệt độ (oC) 138 121 Nồi Áp suất (at) 2.07 1.04 Nhiệt độ (oC) 120.5 100.1 Nồi Áp suất (at) 0.21 Nhiệt độ (oC) 99.1 60.7 Thiết bị ngưng tụ: Áp suất: 0.2 at Nhiệt độ: 59.7oC b Xác định nhiệt độ tổn thất • Tổn thất nồng độ tăng cao ∆’ Theo công thức Tisencô, [2]: ∆’=∆’o f ( III.2.1 ) Trong đó: ∆’o - tổn thất nhiệt độ nhiệt độ sôi dung dịch lớn nhiệt độ sôi dung môi áp suất khí f: hệ số hiệu chỉnh khác áp suất khí quyển, tính theo công thức VI.11, [2]: f = 16.2 (273 + t 'i ) ri ( III.2.2 ) Trong đó: t - nhiệt độ thứ r - ẩn nhiệt hoá dung môi nguyên chất áp suất làm việc Tra bảng 5.2, [3] bảng 41, [4]: Tại nồng độ x’c=13.33% ta có ∆’o = 4.3 oC ,ro=2156.103 J/kg Thay vào công thức III.2.2, ta được: => (121 + 273) ∆ '1 = 16.2 × 4.3 × = 5.020 C 2156 ×10 Tại nồng độ x’c= 20% ta có ∆’o =8.2 oC ,ro=2210.103 J/kg ∆ '2 = 16.2 × 8.2 × (100.1 + 273) = 8.40 C 2210 ×103 => Tại nồng độ x’c= 40% ta có ∆’o =28oC ,ro=2264.103 J/kg ∆ '3 = 16.2 × 28 × => => • (60.7 + 273) = 22.310 C 2264 ×103 ∑∆' = ∆' + ∆' + ∆ ' = 5.02 + 8.4 + 22.31 = 35.73o C Do áp suất thủy tĩnh ∆” Ptb = Po + (h1 + Áp dụng công thức VI.13 [2] : ρ ×g h2 ) × dds 9.81× 104 ( III.2.3 ) Với Po: Áp suất thứ, kg/cm2 h1: chiều cao lớp dung dịch sôi, chọn h1 =1m h2: chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h2 =2m ρ dds : khối lượng riêng dung dịch sôi= nửa khối lượng riêng dd sôi 20 oC Tra bảng 4, [4]; ta được: ρ dd ρ dd ρ dd nồi 1= 1146 kg/m => nồi 2= 1219 kg/m3 => nồi 2= 1430 kg/m => ρ dds =573 kg/m3 ρ dds ρ dds =609.5 kg/m3 =715 kg/m3 Áp dụng công thức III.2.3, ta được: Nồi 1: Nồi 2: Nồi 3: => • 573 × 9.81 Ptb1 = 2.11 + (1 + ) × = 2.225at 9.81× 104 Ptb = 1.162, at Ptb = 0.353, at => ttb2=103.2oC =>∆”=103.2-100.1= 3.1oC => ttb3=72oC =>∆”=72-60.7= 11.3oC ∑ ∆" = ∆" + ∆" + ∆ => ttb1=122.5 oC=> ∆”=122.5-121= 1.5oC '' = 1.5 + 3.1 + 11.3 = 15.9o C Tổn thất trở lực đường ống ∆’” Tổn thấp đường ồng từ nồi sang nồi từ nồi sang tháp ngưng tụ, ta chấp nhận chọn: ∆’”1=0.5oC, ∆’”2=1oC, ∆’’’3=1oC  ∆’”=2.5oC • Tổng tổn thất toàn hệ thống cô đặc ∑ ∆ = ∑ ∆ '+ ∑ ∆ "+ ∑ ∆ '" = 35.91 + 14.39 + 1.5 = 51.1 o C c Hiệu số hữu ích nồi • Tổng chênh lệch nhiệt độ (biểu kiến) hệ thống: ∆t = TD − Tc = 138 − 59.7 = 78.3o C • Tổng chênh lệch nhiệt độ hữu ích hệ thống là: ∑ ∆t • i = ∆t − ∑ ∆ i = 78.3 − 51.1 = 27.2o C Nhiệt độ dung dịch nồi: Nồi 1: Nồi 2: Nồi 3: ∆ i1 = Tht1 + ∑ ∆1 = 121 + 5.02 + 1.5 + 0.5 = 128.02o C ∆i = Tht + ∑ ∆ = 100.1 + 8.4 + 3.1 + = 112.6o C ∆ i = Tht + ∑ ∆ = 60.7 + 22.31 + 11.3 + = 95.31o C d Cân nhiệt lượng • Tính nhiệt lượng riêng nồi Nhiệt dung riêng dung dịch NaOH nồng độ khác tính theo công thức I.43 I.44, [1]: xd = 10 % (a < 0.2): cđ = 4190(1 - a) = 4190(1 – 0.1) =3771 J/(kg.K) xc= 41 % (a > 0.2): cc = 4190 - (4190 - cct)xc = 4190 – (4190 – 1310)0.4 = 3038 J/(kg.K) Với cct nhiệt dung riêng NaOH khan, tính theo công thức I.41 bảng I.141, [1]: Cct = Cna × + CO ×1 + CH ×1 = 1310 M ct J/kg.K ( III.2.4 ) Với giá trị CNa,CO,CH tra bảng I.141 [1] CNa= 26000 J/kg.K CO= 18600 J/kg.K CH=9630 J/kg.K Mct=40 • Phương trình cân nhiệt lượng, theo công thức VI.62, VI.63 VI.64,[2]: Nồi 1: D.i+GD.CD.tD=W1.i1’+(GD – W1)C1.t1+D.Cng1 θ1+0.05D(i1- Cng1 θ1) Nồi 2: W1.i1+(GD-W1)C1.t1=W2.i2’+(GD – W1–W2)C2.t2+W1.Cng2.θ2+0.05W1(i2- Cng2.θ2) Nồi 3: W2.i1+(GD-W1-W2)C2.t2=W3.i3’+(GD-W1-W2-W3)C3.t3+W2.Cng3.θ3+0.05W2(i3- Cng3.θ3) Với D2=W1, D3=W2 Trong đó: D: Lượng thứ đốt toàn hệ thống, kg/h i: Hàm nhiệt tương ứng đốt, tra bảng 41, [4]: i1= 2735 kJ/kg i2= 2711 kJ/kg i3= 2677 kJ/kg i’: Hàm nhiệt tương ứng thứ, tra bảng 41, [4]: i1’= 2712.2 kJ/kg i2’= 2679 kJ/kg i1= 2608.3 kJ/kg C: Nhiệt dung riêng dung dịch ứng với mõi nồng độ C1= 3632.73 J/(kg.K) C2= 3614 J/(kg.K) C3= 3038 J/(kg.K) Cng: Nhiệt dung riêng nước ngưng, tra bảng 43, [4]: Cng1= 4270 J/(kg.K) Cng2= 4230 J/(kg.K) Cng3= 4190 J/(kg.K) θ:nhiệt độ nước ngưng (lấy nhiệt độ đốt), oC T:nhiệt độ dung dịch thực, oC Giải phương trình cân nhiệt lượng nồi 3, ta :  W1= 1240 kg/h W2= 1237 kg/h  W3= W –W1 –W2= 3750- 1240-1237= 1273 kg/h Lượng đốt chung: D= = • W1.i1 + (GD − W1 ).C1.t1 − GD C D t D 0.95(i1 − Cng1.θ1 ) 1240 × 2712200 + (5000 − 1240) × 3632.73 ×128.02 − 5000 × 3771× 128.02 = 1324, kg / h 0.95 × (2735000 − 4270 ×138) Kiểm tra lại giả thiết nồi %( I ) = 1250 − 1240 ×100 = 0.8% < 5% 1250 => thỏa 10 0.4 0.4 P H   0.0775 2000  S = 1.18 × Db ×  × b ÷ = 1.18 × 1800 ×  × ÷ = 6.01, mm E D 202413 1800   b   t ' • ( IV.2.1 ) Bề dày thực S: - Dt= 1800mm => Smin= 4mm < S’ - Vật liệu xem bền học nên Cb=Cc=0 - Chọn hệ số ăn mòn hóa học Ca= 1mm( thời gian làm việc 10 năm) = > hệ số bổ sung bề dày là: C= Ca+Cb+Cc+Co= 1+0+0+0.5= 1.5 mm = > bề dày thực S= S’ +C=6.01+1.5= 7.51,mm Chọn bề dày S= mm Kiểm tra điều kiện theo công thức 5.15 5.16 tr 99, [5]: 1.5 × 2(S− Ca ) H b Db ≤ ≤ ⇔ 0.1323 ≤ 1.11 ≤ 11.34 Db Db 2( S − Ca ) Hb E ≥ 0.3 × tt Db σc ( IV.2.2 ) 3/  2( S − Ca )  × ÷ Db   ⇔ 1.11 ≥ 0.31 ( IV.2.3 ) = > Thỏa mãn điều kiện bền Áp suất cho phép: [ ( IV.2.4) 2 D  S − Ca  S − Ca 1800  −  −1 p ] = 0.649 × E t × b ×  = 0.649 × 202413 × × = 0.112 > 0.0775 ÷× ÷× H b  Db  Db 2000  1800  1800 Thỏa điều kiện Để tiện cho việc thiết kế, ta chọn bề dày nồi S= mm Tính nắp Chọn nắp elipse có gờ có Dt=1800mm ht = 0.25 => ht = 450, mm Dt (chiều sâu elip mặt trong) ( IV.3.1 ) Chiều cao gờ = 25mm Chọn nắp có bề dày mm 25 Pn= 0.0775N/mm2 σ< Điều kiện bền (*): σc 1.2 ( IV.3.2 ) Kiểm tra ứng suất cho phép: Theo công thức XIII.49, [2]: [ Dt + 2.ht ( S − Ca )] pn [1.82 + × 0.45 × (0.008 − 0.001)] × 0.0775 σ= = = 14.2, N / mm 7.6.k1.ϕ ht ( S − Ca ) 7.6 × 0.78 × 0.95 × 0.45 × (0.008 − 0.001) (IV.3.3 ) Với k hệ số không thứ nguyên k=1-d/dt (công thức XIII.48, [2] ) σ< σ c 143 = = 119.17, N/ mm 1.2 1.2  thỏa điều kiện bền (*) Vậy bề dày thiết bị 8mm Tính đáy Chọn đáy hình nón có gờ, góc đáy 2α=90o Tra bảng XIII.22, [2], ta được: Đường kính đáy: Dt= 1600 mm Rt= 240 mm, H= 899mm, hgờ =40mm, Vđ= 0.799m3 Chiều cao cột chất lỏng: H=H1+H2+H3=899+40+1400= 2439mm Áp suất buồng đốt: po =3.5at = 0.3434 N/mm2 Áp suất tính toán: p= p0 +ρ.g.H= 0.3434+1109x9.81x2.439x10-6 = 0.37 N/mm2 Chọn bề dày = 8mm với bề dày thực buồng đốt Ht = 0.25Dt= 400 mm Kiểm tra theo công thức IV.3.2: σ= [1.62 + × 0.4 × (0.008 − 0.001)] × 0.37 = 47.43, N / mm 7.6 × 0.99 × 0.95 × 0.4 × (0.008 − 0.001) σ < σc = 137 = 114.2 1.2 N/m2 => thỏa yêu cầu, chọn bề dày mm Quy chuẩn bề dày thiết bị cô đặc 8mm 26 Tính bu lông bích D Db h D1 db D0 Dt Hình 2: Cấu tạo bích bu lông Bu lông bích làm từ thép CT3 Mặt bích dùng để nối nắp thiết bị với buồng bốc, buồng bốc với buồng đốt buồng đốt với đáy thiết bị Chọn bích liền thép, kiểu (bảng XIII.27, trang 417, [2]) Các thông số mặt bích: Dt – đường kính gọi; mm D – đường kính mặt bích; mm Db – đường kính vòng bu lông; mm D1 – đường kính đến vành đệm; mm D0 – đường kính đến vành đệm; mm db – đường kính bu lông; mm Z – số lượng bu lông; h – chiều dày mặt bích; mm +Mặt bích nối buồng đốt đáy, nắp buồng bốc Các thông số bích tra từ bảng XIII.27, trang 419, [2]: Bảng 5: Kích thước bích nối Py Dt BUỒNG BỐC-ĐỐT VÀ BUỒNG ĐỐT-ĐÁY Kích thước nối Kiểu bích 27 D N/m 0.6 mm mm 160 177 Db D1 D0 170 166 161 BUỒNG BỐC-NẮP 0.1 180 194 189 186 181 0 0 Kích thức bích nối bu lông tuân theo cấu trúc hình Bu lông db Z h δd mm mm mm M3 40 40 M2 40 28 Tính vỉ ống Chọn vỉ ống loại phẳng tròn, lắp cứng với thân thiết bị Vỉ ống phải giữ chặt ống truyền nhiệt bền tác dụng ứng suất Dạng vỉ ống giữ nguyên trước sau nong Vật liệu chế tạo thép không gỉ CT3 Chọn bè dày vỉ ống 30mm σ= p 3.6(1 − 0.7 dn h ) l l Kiểm tra bền vỉ ống: Ứng suất uốn vỉ xác định theo công thức 8-53, [5]: ( IV.6.1 ) Trong đó: dn = 38 mm – đường kính ống truyền nhiệt l= 3 ×t = × 1.25 × 38 = 41.14, mm 2 – xác định theo hình 8-14, trang 182, [5] với ống bố trí theo đỉnh tam giác t = 1.25dn – bước ống Điều kiện (*): < [ơ]=146 N/mm2 h’= 5+dn/8 = 10mm ( IV.6.2 ) Nồi 1: 28 P= P1-P1’=3.5-2.11= 1.39 at = 0.136 N/mm2 Thay số vào công thức IV.6.1, ta được: σ= 0.136 = 0.044, N / mm < [σ ] 38 10 3.6 × (1 − 0.7 × )× 41.14 41.14  thỏa điều kiện bền (*) Nồi 2: P = P2-P2’= 2.07-1.01= 1.06 at = 0.104 N/mm2 σ= 0.104 = 0.034, N / mm < [σ ] 38 10 3.6 × (1 − 0.7 × )× 41.14 41.14  thỏa điều kiện bền (*) Nồi 3: P = P3+ (Pkq –P3’) = 1- (1-0.21) =0.21 at =0.02 N/mm2 σ= 0.02 = 0.007, N / mm < [σ ] 38 10 3.6 × (1 − 0.7 × )× 41.14 41.14  thỏa điều kiện bền (*) Tính tai treo Hình 3: Cấu tạo tay treo thẳng đứng Khối lượng tai treo cần chịu: m = mtb + mdd mtb = mđ + mn + mbb + mbđ + mc + mvỉ + mống TN + mống TH + mbích + mcn Trong đó: 29 mđ – khối lượng thép làm đáy; kg mn – khối lượng thép làm nắp; kg mbb mbd – khối lượng thép làm buồng bốc; kg – khối lượng thép làm buồng đốt; kg mc – khối lượng thép làm phần hình nón cụt nối buồng bốc buồng đốt; kg mống TN – khối lượng thép làm ống truyền nhiệt; kg mống TH – khối lượng thép làm ống tuần hoàn trung tâm; kg mcn – khối lượng lớp cách nhiệt; kg Khối lượng riêng thép CT3 ρ1 = 7850 kg/m3 Khối lượng riêng thép X18H10T ρ2 = 7900 kg/m3 mbb = ρ × π 3.14 × H × ( Dn − Dt ) = 7900 × × × (1.816 − 1.82 ) = 718, kg 4 mbd = ρ × π 3.14 × H × ( Dn − Dt ) = 7900 × × × (1.616 − 1.6 ) = 639, kg 4 + Buồng bốc: + Buồng đốt: mongTH = ρ1 × π 3.14 × H × ( Dthn − Dtht ) = 7850 × × × ( 0.504 − 0.5 ) = 55, kg 4 +Ống tuần hoàn: mongTN = ρ1 × +Ống tr nhiệt: n ×π 552 × 3.14 × H × ( Don − Dot ) = 7850 × × × ( 0.0382 − 0.0342 ) = 1973, kg 4 +Bích Buồng bốc nắp: π 3.14 m = × ρ × × H × ( Dn − Dt ) = × 7850 × × 0.028 × (1.942 − 1.892 ) = 67, kg 4 Buồng đốt đáy, buồng đốt buồng bốc: π 3.14 m = × ρ1 × × H × ( Dn − Dt ) = × 7850 × × 0.04 × (1.77 − 1.7 ) = 240, kg 4  mb= 307 kg 30 +Vỉ ống : m = 2× ρ × π 3.14 × H × ( Dn − nDtn − Dth2 ) = × 7850 × × 0.01× (1.62 − 552 × 0.0382 − 0.62 ) = 173, kg 4 Tra theo [2], ta được: +Nắp :m= 232 kg +Đáy: m= 208 kg +Phần nón cụt buồng đốt bốc: Giả sử khoảng 250 kg +D ung dịch: mdd = ρdd × Vdd = 1430 × 0.5 × = 4290, kg +Lớp cách nhiệt: mcn = 50 kg =>∑m= 718+639+55+1973+67+240+173+232+208+250+4290+50 = 8895, kg Chọn tai treo, tải trọng tai treo là: G= 9.81× 8895 = 21815, N Bảng 6: Các thông số tai treo chọn từ bảng XIII.36, trang 438, [2]: (Vật liệu làm tay treo thép CT3) G.10-4 F.10-4 q.10-6 L 2 N m N/m mm 2.5 173 1.45 150 B B1 12 13 0 Kích thức tai treo tuân theo cấu trúc hình H S l a d 21 60 20 30 m kg 3.48 V/ TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ Thiết bị ngưng tụ baromet a Lượng nước vào thiết bị ngưng tụ Tính theo công thức VI.51, [2] : Gn = W3 (i − Cn t2 c ) Cn (t2 c − t2 d ) ( V.1.1 ) Trong : 31 Gn – lượng nước tưới vào thiết bị ngưng tụ; kg/s W = 1273 kg/h = 0.354 kg/s – lượng thứ vào thiết bị ngưng tụ i = 2610 kJ/kg – nhiệt lượng riêng nước (bảng I.251, trang 314, [1]) Cn = 4190 J/(kg.K) – nhiệt dung riêng trung bình nước t2c t2d = tnt-10 = 59.7- 10 = 49.7 oC = 25 oC Gn =  W3 (i − Cn t2 c ) 1273 × (2610 ×103 − 4190 × 49.7) = = 8.31, kg / s Cn (t2 c − t2 d ) 3600 × 4190 × (49.7 − 25) b.Thể tích khí không ngưng không khí cần hút khỏi thiết bị Lượng khí cần rút khỏi thiết bị theo công thức VI.43, [2]: Gkk=25x10-6.(Gn+W2)+0.01.W2= 25.10-6(8.31+0.354) + 0.01x0.354 = 3.76.10-3 kg/s Thể tích không ngưng cần hút tính theo công thức VI.49, [2]: Vkk = 288.Gkk (273 + tkk ) png − ph ( V.1.2 ) Đối với thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô, nhiệt độ không khí tính theo công thức VI.50, trang 84,[2]: tkk= t2d+ + 0,1.( t2c-t2d) = 25+ 4+ 0.1x ( 49.7 – 25 ) =31.5 oC ⟹ ph= 0,049 at ( trang 312, [1]) Vkk = 288 × 3.76 × 10−3 × (273 + 31.5) = 0.021, m3 / s (0.21 − 0.049) × 9.81×104 c.Kích thước baromet Thông thường, suất tính toán chọn lớn 1,5 lần so với suất thực tế Khi đó, đường kính thiết bị tính theo công thức VI.52, trang 84, [2]: Dt = 1.383 W3 ρ hϖ h ( V.1.3 ) Trong đó: 32 ρh = 0,13423 kg/m3 – khối lượng riêng thứ (tra bảng I.251, [1]) ωh = 20 m/s – tốc độ thứ thiết bị ngưng tụ (chọn) Dt = 1.383 W3 0.354 = 1.383 = 0.5022, m ρ hϖ h 0.13423 × 20 Chọn D= 0.6m Kích thước ngăn: Tấm ngăn có dạng hình viên phân để đảm bảo làm việc tốt Chiều rộng ngăn (công thức VI.53, trang 85, [2]): B= Dt +50 = 300+50 = 350 mm Có nhiều lỗ nhỏ đục ngăn, nước làm nguội nước nên đường kính lỗ chọn d = mm Chọn chiều cao gờ ngăn h = 40 mm, chiều dày ngăn δ = mm Các lỗ xếp hình lục giác với bước lỗ 0.5mm p= Mức độ đun nóng nước: t2 c − t2 d 49.7 − 25 = = 0.712 tng − t2 d 59.7 − 25 Tra bảng VI.7, trang 86, [2] với d = mm P = 0,712: Số ngăn n = Số bậc n = Khoảng cách ngăn h = 400 mm Thời gian rơi qua bậc τ = 0,41 s Trong thực tế, thiết bị ngưng tụ từ lên thể tích giảm dần Do đó, khoảng cách hợp lý ngăn nên giảm dần theo hướng từ lên khoảng 50 mm cho ngăn Chọn khoảng cách ngăn 400 mm Tra bảng VI.8, [2], ta được: Khoảng cách từ ngăn đến nắp thiết bị a= 1300 mm Khoảng cách từ ngăn đến đáy thiết bị P= 1200 mm Tra bảng XIII.15, [2], ta được: Chiều cao phần gờ nắp 25 mm 33 Chiều cao phần nắp ellipse 125 mm Chiều cao phần đáy nón 175 mm =>Chiều cao thiết bị baromet h=125+25+1300+400x5+1200+175= 4825 mm +Kích thước ống baromet Đường kính ống baromet tính theo công thức VI.57, [2]: dt = 0.004(Gn + W) 0.004(8.31 + 0.354) = = 0.142, m π ϖ 3.14 × 0.55 Chọn đường kính ống Barômet ���= 150 mm Trong đó: � = (0,5 ÷ 0,6): tốc độ hỗn hợp nước chất lỏng ngưng chảy ống Barômet, chọn 0,55 Chiều cao ống baromet tính theo công thức VI.58, [2]: H’ = h1 + h2 + 0.5 ; m ( V.1.4 ) Trong đó: Chiều cao cột nước ống baromet cân với hiệu số áp suất khí áp suất thiết bị ngưng tụ h1 tính theo công thức VI.59, [2]: h1 = 10.33 × Po (1 − 0.21) × 760 = 10.33 × = 8.16, m 760 760 Po – độ chân không thiết bị ngưng tụ; mmHg H2- Chiều cao cột nước ống baromet cần để khắc phục toàn trở lực nước chảy ống h2 tính theo công thức VI.60, trang 87, [2]: h2 = h ϖ2 (1 + λ ba + ∑ ζ ) 2g dba ( V.1.5 ) Chọn hệ số trở lực vào ống ξ1 = 0,5 khỏi ống ξ2 = ⇒ Σξ = 1,5 Nước lạnh nước ngưng tụ có: ttb = 37.5 oC ρn = 993 kg/m3 μn = 0,000543 Ns/m2 34 Re = ϖ × dba × ρ 0.55 × 0.15 × 993 = = 150870, > 4000 µ 5.43 ×10 −4 (chế độ chảy rối) Chọn ống thép CT3 ống hàn điều kiện ăn mòn (bảng II.15, trang 381, [1]) ⇒ độ nhám tuyệt đối ε = 0,2 mm Regh tính theo công thức II.60, trang 378, [1]: 8/7 d  Re gh ;  ÷ ε  8/7  150  = 6× ÷  0.2  = 11586 Ren tính theo công thức II.62, trang 379, [1]: 9/8 9/8 d  150  Re n ; 220  ÷ = 220 ×  ÷ = 377456 ε   0.2  ⇒ Regh < Re < Ren (khu vực độ) ⇒ Hệ số ma sát λ tính theo công thức II.64, trang 380, [1]: 0.25  ε 100  λ = 0.11.46 + ÷ dba Re   0.25 0.2 100   = 0.11.46 + 150 150870, ÷   = 0.023 0.552 H h2 = (1 + 0.023 + 1.5) × 9.81 0.15 Chọn chiều cao dự trữ h3 = 0,5 m để đề ngăn ngừa nước dâng lên ống chảy tràn vào đường ống dẫn áp suất khí tăng =>H = 0.552 H (1 + 0.023 + 1.5) + 8.16 + 0.5 × 9.81 0.15  H= 8.72 m Thực tế người ta chọn chiều cao Baromet H= 10 m Bơm chân không Công suất bơm m −1    p2  m m  N= × × pkk × Vkk ×  ÷ − 1  p1   ηCK m −   ( V.2.1) Trong đó: m – số đa biến, có giá trị từ 1,2 đến 1,62 35 Chọn m = 1,6 p1 – áp suất không khí thiết bị ngưng tụ p1 = pc – ph = 0,2 – 0,049 = 0,151 at Với: ph – áp suất nước hỗn hợp p2 = pa = at = 9,81.104 N/m2 – áp suất khí Vkk – lưu lượng thể tích không khí cần hút ηck = 0,8 – hệ số hiệu chỉnh Thay số vào công thức V.2.1, ta được: 1.6 −1   0.05 1.6  1.6   = 1070, W ⇒N= × 0.021× 0.151× 9.81 ×10  −  0.151 ÷  0.8 1.6 −    Công suất động theo công thức II.250, [1]: N dc = N β η tr η dc β Với: :là hệ số dự trữ công suất,thường lấy η tr :hiệu suất truyền động (thường chọn η dc :hiệu suất động cơ, lấy ⇒ N dc = η dc ( V.2.2 ) β =1,1-1,15, chọn η tr β =1,12 =0,96 ÷ 0,99), chọn η tr =0,96 =0,95 1070 ×1.12 = 1314, W 0.96 × 0.95 Vậy công suất động bơm chân không Ndc= 1314 W 36 KẾT LUẬN Các phần tính toán nêu cho thấy: - - Hệ thống cô ba nồi xuôi chiều có ống tuần hoàn trung tâm dung dịch NaOH với suất đầu 5000kg/h đơn giản Vì kích thước lớn với tổng chiều dài gần 6m tổng chiều ngang khoảng 2m ,bề dày thiết bị dày 8mm có khối lượng tổng 8.75 nên có lẽ chi phí đầu tư cho thiết bị cao Kết cấu thiết bị đơn giản điều khiển tự động Việc thiết thiết kế đồ án giúp em củng cố kiến thức trình cô đặc nói riêng trình khác nói chung; Nâng cao khả tra cứu, tính toán, xử lí số liệu, 37 TÀI LIỆU THAM KHẢO [1] Nhiều tác giả, Sổ tay Quá trình Thiết bị Công nghệ Hoá chất, tập 1, NXB Khoa học Kỹ thuật, 2006 [2] Nhiều tác giả, Sổ tay Quá trình Thiết bị Công nghệ Hoá chất, tập 2, NXB Khoa học Kỹ thuật, 2006 [3] Phạm Văn Bôn, Nguyễn Đình Thọ, Quá trình thiết bị Công nghệ Hoá học & Thực phẩm, tập 5, Quá trình thiết bị truyền nhiệt, Quyển 1: Truyền nhiệt ổn định, NXB ĐHQG TPHCM, 2006 [4] Bộ môn máy thiết bị, Bảng tra cứu: Quá trình học, Truyền nhiệt – Truyền khối, NXB ĐHQG TPHCM [5] Hồ Lê viên, , Tính toán, thiết kế chi tiết thiết bị hóa chất dầu khí, NXB khoa học kỹ thuật, 2006 38 39 [...]... • Ống tháo nồi 1 và nhập nồi 2: G = 1240 kg/h = 0 .34 44 kg/s v = 0.4 m/s ρ = 1146 kg/m3 d= • 4.G 4 × 0 .34 44 = = 0. 031 , m π v.ρ 3. 14 × 0.4 × 1146 Ống tháo nồi 2 và nhập nồi 3: 20 G = 1 237 kg/h =0 .34 4 kg/s v = 0.4 m/s ρ = 1219 kg/m3 d= • 4.G 4 × 0 .34 4 = = 0. 03, m π v.ρ 3. 14 × 0.4 × 1219 Ống tháo nồi 3: G = 12 73 kg/h =0 .35 4 kg/s v = 0 .3 m/s ρ = 1 430 kg/m3 d= 4.G 4 × 0 .35 4 = = 0. 03, m π v.ρ 3. 14 × 0 .3 ×... 0.6005 kg/m3 d= 4.G 4 × 0 .34 4 = = 0.156m π v.ρ 3. 14 × 30 × 0.6005 Chọn d= 0.2m • Ống dẫn hơi thứ nồi 3 G = 12 73 kg/h = 0 .35 4 kg/s v = 30 m/s ρ = 0. 134 23 kg/m3 d= 4.G 4 × 0 .35 4 = = 0 .33 5, m π v.ρ 3. 14 × 30 × 0. 134 23 Chọn d=0.4m Ống dẫn ngưng nồi 1, nồi 2 và nồi 3 lấy bằng ống nhập liệu d= 0.04m IV/ TÍNH CƠ KHÍ Để thuận tiện trong quá trình tính toán và chế tạo, ta chọn bề dày ba nồi là như nhau và chọn... 0 .3 × 1 430 Chọn d = 0.04m • Ống dẫn hơi đốt nồi 1 G = 132 4 kg/h =0 .36 8 kg/s v = 20 m/s ρ = 1.869 kg/m3 d= 4.G 4 × 0 .36 8 = = 0.112, m π v.ρ 3. 14 × 20 × 1.869 Chọn d = 0.15m • Ống dẫn hơi thứ nồi 1 G = 1240 kg/h =0 .34 44 kg/s v = 30 m/s 21 ρ = 1.1581 kg/m3 d= 4.G 4 × 0 .34 44 = = 0.1124, m π v.ρ π × 30 × 1.1581 Chọn d= 0.15m • Ống dẫn hơi thứ nồi 2 G = 1 237 kg/h = 0 .34 4 kg/s v = 30 m/s ρ = 0.6005 kg/m3 d=... II ) = 1250 − 1 237 × 100 = 1.04% < 5% 1250 %( III ) = 12 73 − 1250 × 100 = 1.8% < 5% 12 73 => thỏa => thỏa 3 Tính bề mặt truyền nhiệt a Tính nhiệt lượng hơi đốt cung cấp Nồi 1: Q1=D.r1= 132 4x2156 /36 00 = 792, 93 kW Nồi 2: Q2=D.r2= 132 4x2210 /36 00 = 812.79 kW Nồi 3: Q3=D.r3= 132 4x2264 /36 00 = 832 .65kW b Tính hệ số truyền nhiệt mỗi nồi K= CT Tổng quát : 1 δ 1 1 +∑ i + α1 λi α 2 ( III .3. 1 ) 11 Công thức V.101,... bị 3 - 66 6 13 ko kể các ống trong các hình Ở dãy viên phân thứ 547 nhất 9 củahình 27 Phần trăm ống dự trữ: thứ 2 2 6 13 − 562 = 8 .32 , % 6 13 b Đường kính ống tuần hoàn trung tâm Áp dụng công thức III.26, trang 121, [6]: Dth = 4 × ft π ( III.4.9 ) 16 FD = Chọn ft= 0.3FD với f t = 0 .3 × => π d n 2 n 4 π × dn2 × n 3. 14 × 0. 038 2 × 552 = 0 .3 × = 0,1925, m 2 4 4 Dth = CT III.4.9 = > 4 × 0.1925 = 0.495, m 3. 14... 0.00 03 × 0. 134 23 = = 3. 1 µh 1 .31 5 ×10 −5 ( III.4.4 ) = 1 .31 5x10-5 – độ nhớt động lực học của hơi thứ (tra bản 42, [4]) Tốc độ lắng: Được tính theo công thức (5.14), trang 276, [5] ωo = 4 × 9.81× ( ρl − ρ h ) × d 4 × 9.81× ( 930 − 0. 134 23) × 0.00 03 = = 1.7, m / s 3 × ε × ρh 3 × 9 .38 × 0. 134 23 ( III.4.5) Trong đó : ρl = 930 kg/m3 – khối lượng riêng của giọt lỏng ở t(po) (tra bảng I.249, trang 31 1, [1])... đường kính trong của ống truyền nhiệt Chọn loại ống dt= 34 mm, dn= 38 mm h= 2 m: chiều cao ống truyền nhiệt Chọn cách sắp xếp số ống theo hình sáu cạnh, theo bảng V.11, Trang 48, [2] chọn số ống tiêu chuẩn n= 562 ống Bảng 4: Sự phân bố ống truyền nhiệt (loại ống chùm) Số hình Số ống trên đường xuyên 6 cạn h 13 tâm Số ống trong các hình viên Tổng số ống phân Tổng tất cả Tổng số Ở số ống ống Ở dãy trong hình... nhiệt độ hữu ích thực mỗi nồi Q ∑ ∆ti ∆thi = i × Q Ki ∑ Ki i ( III .3. 7 ) Nồi 1: ∆thi = Q1 ∑ ∆ti 792. 93 27.2 × = × = 6.74 Qi 1001.25 792. 93 812.79 832 .65 K1 + + ∑K 1001.25 862.17 568.95 i Nồi 2: ∆thi = Q2 ∑ ∆ti 812.79 27.2 × = × = 8.02 Q 792. 93 812.79 832 .65 K2 862.17 i + + ∑K 1001.25 862.17 568.95 i Nồi 3: ∆thi = • Q3 ∑ ∆ti 832 .65 27.2 × = × = 12.45 Qi 568.95 792. 93 812.79 832 .65 K3 + + ∑K 1001.25 862.17... điều kiện: Dthn 504 = = 13. 3 > 10 dn 38 = > các thông số chọn hợp lý Tính lại số ống truyền nhiệt được thay thế bới ống tuần hoàn: ≥ Theo công thức V.140, [2]: Dth ≤ t.(b-1) + 4.dn  b 8. 63 Chọn b =9, vậy số ống thay thế là 61 ống Vậy số ống truyền nhiệt còn lại là n= 552 ống Diện tích bề mặt truyền nhiệt lúc này là: F = (n '× dt + Dth ) × π × H = (552 × 0. 038 + 0.5) × 3. 14 × 2 = 135 > 120 •  thỏa ( III.4.10... tổng quát: F1 = Q1 792 930 = = 117.5, m 2 K1 × ∆thi 1001.25 × 6.74 F2 = Q2 812790 = = 117.5, m 2 K 2 × ∆thi 862.17 × 8.02 F3 = Q3 832 650 = = 117.25, m 2 K 3 × ∆thi 568.95 ×12.45 Nồi 1: Nồi 2: Nồi 3: Q K × ∆t hi ( III .3. 8 ) 15 Chọn F1= F2= F3= 120,m2 4 Tính kích thược buồng đốt, buồng bốc: a Tính kích thước buồng đốt: • Số ống truyền nhiệt n= F 120 = = 562 π dtr h 3. 14 × 0. 034 × 2 ống ( III.4.8 ) Trong