Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau tùy theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường áp suất khí quyển thì có thể dùng thiết bị hở; còn làm việc ở các áp su[r]
(1)CỘNG HOÀ XÃ HÔI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM KHOA CƠ KHÍ CÔNG NGHỆ Độc lập - Tự - Hạnh phúc Bộ môn: Công nghệ sau thu hoạch o0o TRƯỜNG ĐẠI HỌC NÔNG LÂM HUẾ NHIỆM VỤ THIẾT KẾ ĐỒ ÁN THIẾT BI Họ và tên sinh viên: Nguyễn Đăng Việt Lớp: CNTP43 Ngành: Công nghệ Thực Phẩm 1/ Tên đề tài: Thiết kế hệ thống cô đặc ba nồi ngược chiều Thiết bị cô đặc phòng đốt ống tuần hoàn ngoài Cô đặc dung dịch KOH 2/ Các số liệu ban đầu: - Năng suất tính theo dung dịch đầu (Tấn/giờ): 10 - Nồng độ đầu dung dịch (% khối lượng): 12 - Nồng độ cuối dung dịch (% khối lượng) 30 - Ap suất đốt nồi (at): 3.5 - Ap suất còn lại thiết bị ngưng (at): 0,3 3/ Nội dung các phần thuyết minh và tính toán: - Đặt vấn đề - Chương I: Tổng quan sản phẩm, phương pháp điều chế, chọn phương án thiết kế - Chương II:Tính toán công nghệ thiết bị chính - Chương III:Tính và chọn thiết bị phụ: Thiết bị Baromet, bơm chân không, bơm dung dịch, thiết bị gia nhiệt - Chương IV: Kết luận - Tài liệu tham khảo 4/ Các vẽ và đồ thị (ghi rõ các loại và kích thước các loại vẽ): - vẽ hệ thống thiết bị chính, khổ A1 và A3 đính kèm thuyết minh - vẽ thiết bị chính, khổ A1 5/ Giáo viên hướng dẫn: Phần: toàn Họ và tên giáo viên: Tống Thị Quỳnh Anh 6/ Ngày giao nhiệm vụ: 03/03/2012 7/ Ngày hoàn thành nhiệm vụ: 03/05/2012 Thông qua môn GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN Ngày tháng năm 2010 (Ký, ghi rõ họ tên) TỔ TRƯỞNG BỘ MÔN (Ký, ghi rõ họ tên) (2) MỤC LỤC ĐẶT VẤN ĐỀ CHƯƠNG I: TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM – PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ - CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ I Tổng quan sản phẩm .7 II Cơ sở lý thuyết và các phương pháp cô đặc .8 Định nghĩa Các phương pháp cô đặc .10 Ứng dụng cô đặc 10 Cấu tạo thiết bị cô đặc 10 III Lựa chọn phương án thiết kế - thuyết minh quy trình công nghệ .12 Lựa chọn phương án thiết kế .12 Thuyết minh quy trình công nghệ .12 CHƯƠNG II: TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG 14 Tính cân vật chất 14 1.1 Xác định lượng dung môi bốc 14 1.2 Xác định nồng độ dung dịch cuối nồi 15 Cân nhiệt lượng 16 2.1 Xác định áp suất ban đầu 16 2.2 Xác định nhiệt độ các nồi 17 2.3 Xác định các loại tổn thất nhiệt độ các nồi .18 2.3.1 Tổn thất nồng độ gây ( ') .18 2.3.2 Tổn thất nhiệt độ áp suất thủy tĩnh ( '') 19 2.3.3 Tổn thất trở lực đường ống ( ''') 21 2.3.4 Tổn thất cho toàn hệ thống .21 2.3.5 Hiệu số nhiệt độ hữu ích cho toàn hệ thống và cho nồi 21 (3) 2.4 Cân nhiệt lượng .22 2.4.1 Tính nhiệt dung riêng 22 2.4.2 Tính nhiệt lượng riêng 23 Tính bề mặt truyền nhiệt .27 3.1 Độ nhớt .27 3.2 Hệ số dẫn nhiệt dung dịch 30 3.3 Hệ số cấp nhiệt 31 3.3.1 Về phía ngưng tụ .31 3.3.2 Về phía dung dịch sôi 33 3.4 Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi .35 CHƯƠNG III: THIẾT KẾ CHÍNH .41 3.1 Buồng bốc 41 3.1.1 Tính số ống truyền nhiệt 41 3.1.2 Đường kính thiết bị buồng đốt 41 3.1.3 Chiều dày buồng đốt .42 3.1.4 Chiều dày đáy buồng đốt .44 3.2 Buồng bốc 46 3.2.1 Đường kính buồng bốc 46 3.2.2 Chiều cao buồng bốc .46 3.2.3 Chiều dày buồng bốc .48 3.2.4.Chiều dày nắp buồng bốc .49 3.3 Đường kính các ống dẫn 50 3.3.1 Đường kính ống dẫn đốt 50 3.3.2 Đường kính ống dẫn thứ 51 3.3.3 Đường kính ống dẫn dung dịch .52 3.3.4 Đường kính ống tháo nước ngưng 54 (4) 3.3.5 Đường kính ống tuần hoàn ngoài 56 3.4 Chiều dày vĩ ống 56 3.5 Chiều dày lớp cách nhiệt 57 3.5.1 Chiều dày lớp cách nhiệt ống dẫn 57 3.5.2 Tính chiều dày lớp cách nhiệt thân thiết bị .60 3.6 Chọn mặt bích 62 3.6.1 Mặt bích nối thân thiết bị với đáy và nắp 62 3.6.2 Bích liền kim loại đen để nối các phận thiết bị và ống dẫn 63 3.7 Chọn tai treo .63 3.7.1 trọng lượng thân thiết bị 63 3.7.2 Tải trọng ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn ngoài .64 3.7.3 trọng lượng dung dịch thiết bị .65 3.7.4 trọng lượng 65 3.7.5 Trọng lượng vĩ ống 65 3.7.6 Trọng lượng đáy buồng đốt 66 3.7.7 Trọng lượng nắp buồng bốc 66 3.7.8 Trọng lượng bích 66 3.7.9 Trọng lượng lớp cách nhiệt 67 3.7.10 Tổng trọng lượng thiết bị và tải trọng tai treo .67 CHƯƠNG IV: THIẾT BI PHỤ 69 4.1 Cân vật liệu 69 4.1.1 lượng nước lạnh cần thiết để tưới vào thiết bị ngưng tụ .69 4.1.2 Thể tích khí không ngưng và không khí hút khỏi thiết bị 69 4.2 kích thước thiết bị ngưng tụ .71 4.2.1 Đường kính thiết bị ngưng tụ 71 4.2.2 Kích thước ngăn .71 (5) 4.2.3 Chiều cao thiết bị ngưng tụ 73 4.2.4 Kích thước ống baromet 74 4.3 Chọn bơm 76 4.3.1 Bơm chân không 76 4.3.2 Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ 78 4.3.3 Bơm dung dịch lên thùng cao vị 82 4.3.4 Bơm dung dịch từ nồi vào nồi 84 4.3.5 Bơm dung dịch từ nồi vào nồi 86 4.3.6 Bơm dung dịch từ nồi sang bể chứa sản phẩm 89 4.4 Thiết bị gia nhiệt 92 CHƯƠNG V KẾT LUẬN 94 TÀI LIỆU THAM KHẢO 95 (6) ĐẶT VẤN ĐỀ Ngày công nghiệp sản xuất hóa chất là ngành công nghiệp quan trọng ảnh hưởng đến nhiều ngành khác Một sản phẩm quan tâm sản xuất khá nhiều là Kali hydroxyt (KOH) khả sử dụng rộng rãi nó Trong quá trình sản xuất KOH, quá trình cô đặc thường sử dụng để thu dung dịch KOH có nồng độ cao, thỏa mãn nhu cầu sử dụng đa dạng và tiết kiệm chi phí vận chuyển, tồn trữ Nhiệm vụ cụ thể đồ án này là thiết kế hệ thống cô đặc nồi ngược chiều, phòng đốt ống tuần hoàn ngoài, cô đặc dung dịch KOH từ 12% lên 30% Đối với sinh viên ngành công nghệ thực phẩm, việc thực đồ án thiết bị là quan trọng Nó vừa tạo hội cho sinh viên ôn tập và hiểu cách sâu sắc kiến thức đã học các quá trình thiết bị vừa giúp sinh viên tiếp xúc, quen dần với việc lựa chọn, thiết kế, tính toán các chi tiết thiết bị với các thông số kỹ thuật cụ thể Tuy nhiên, quá trình thiết bị là các môn học khó và kiến thức thực tế sinh viên thì hạn chế nên việc thực đồ án thiết bị còn nhiều thiếu xót Em mong góp ý và dẫn thầy cô và bạn bè để có thêm nhiều kiến thức chuyên môn Đồ án thực giúp đỡ và hướng dẫn GV Tống Thị Quỳnh Anh và các thầy cô môn khoa khí – công nghệ, trường Đại học Nông lâm Huế Em xin chân thành cảm ơn cô Tống Thị Quỳnh Anh cùng các thầy cô giáo và các bạn đã giúp em thực đồ án này (7) CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM, PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ, CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ 1.1 Tổng quan sản phẩm: Trong hầu hết các ngành công nghiệp nay, các hóa chất sử dụng từ ngành công nghiệp hóa chất có vai trò không thể thiếu và ứng dụng rộng rãi Kalihydroxyt với công thức hóa học KOH, là hóa chất thông dụng với nhiều ứng dụng tực tiễn, KOH sản xuất ngày càng lớn Các tính chất vật lý KOH: KOH là khối tinh thể suốt, không màu, ăn da mạnh Nhiệt độ nóng chảy là 360,40C (khan) Nhiệt độ sôi là 13250C (khan) Độ nhớt là 1,63 Cp 200C (dung dịch 20%) Nó hấp thu mạnh ẩm và CO không khí, dễ chảy rữa thành K 2CO3 KOH dễ dàng tan nước, 100g nước hòa tan 112g KOH, tỏa nhiều nhiệt tạo dung dịch KOH Áp suất nước trên KOH nhiệt độ phòng là 0,002 mmHg Các ứng dụng KOH: Sản xuất dầu diesel sinh học Sản xuất xà phòng mềm, làm chất tẩy rữa Tiền thân các hợp chất kali khác Làm pin điện phân Các phương pháp sản xuất: Điện phân (có màng ngăn) dung dịch KCl: (8) H2 Cl2 KCl + H2O KOH + Điều chế KOH từ kali: K H2O KOH H2 Điều chế từ dung dịch K2CO3: K2CO3 + Ca(OH)2 2KOH + CaCO3 1.2 Cơ sở lý thuyết và các phương pháp cô đặc 1.2.1 Định nghĩa Cô đặc là quá 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 các chất rắn hòa tan dạng tinh thể - Thu dung môi dạng nguyên chất Quá trình cô đặc tiến hành nhiệt độ sôi, áp suất (áp suất chân không, áp suất thường hay áp suất dư), hệ thống thiết bị cô đặc hay hệ thống nhiều thiết bị cô đặc Trong đó: Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao, dễ bị phân hủy vì nhiệt Cô đặc áp suất cao áp suất khí dùng cho dung dịch không bị phân hủy nhiệt độ cao các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng thứ cho cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác Cô đặc áp suất khí thì thứ không sử dụng mà thải ngoài không khí Đây là phương pháp đơn giản không kinh tế (9) Trong công nghiệp hóa chất và thực phẩm thường làm đậm đặc dung dịch nhờ đun sôi gọi là quá trình cô đặc, đặc điểm quá trình cô đặc là dung môi tách khỏi dung dịch dạng hơi, còn chất hòa tan dung dịch không bay hơi, đó nồng độ dung dịch tăng dần lên, khác với quá trình chưng cất, quá trình chưng cất các cấu tử hỗn hợp cùng bay khác nồng độ hỗn hợp Hơi dung môi tách quá trình cô đặc gọi là thứ, thứ nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng thiết bị khác, dùng thứ đung nóng thiết bị ngoài hệ thống cô đặc thì ta gọi đó là phụ Quá trình cô đặc có thể tiến hành thiết bị nồi nhiều nồi làm việc gián đoạn liên tục Quá trình cô đặc có thể thực các áp suất khác tùy theo yêu cầu kỹ thuật, làm việc áp suất thường (áp suất khí quyển) thì có thể dùng thiết bị hở; còn làm việc các áp suất khác thì dùng thiết bị kín cô đặc chân không (áp suất thấp) vì có ưu điểm là: áp suất giảm thì nhiệt độ sôi dung dịch giảm, đó hiệu số nhiệt độ đốt và dung dịch tăng, nghĩa là có thể giảm bề mặt truyền nhiệt Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng thứ thay đốt, đó nó có ý nghĩa kinh tế cao sử dụng nhiệt Nguyên tắc quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch đun nóng đốt, thứ nồi này đưa vào đun nồi thứ hai, thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba thứ nồi cuối cùng vào thiết bị ngưng tụ Còn dung dịch vào từ nồi sang nồi kia, qua nồi bốc môt phần, nồng độ dần tăng lên Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt các nồi là phải có chênh lệch nhiệt độ đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất đốt và thứ các nồi, nghĩa là áp suất làm việc các nồi phải giảm dần vì (10) thứ nồi trước là đốt nồi sau.Thông thường nồi đầu làm việc áp suất dư, còn nồi cuối làm việc áp suất thấp áp suất khí 1.2.2 Các phương pháp cô đặc Phương pháp nhiệt (đun nóng): dung dịch chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái rắn tác dụng nhiệt áp suất riêng phần nó áp suất tác dụng lên mặt thoáng chất lỏng Phương pháp lạnh: hạ thấp nhiệt độ đến mức nào đó thì cấu tử tách dạng tinh thể đơn chất tinh khiết, thường là kết tinh dung môi để tăng nồng độ chất tan Tùy theo tính chất cấu tử và áp suất bên ngoài tác dụng lên mặt thoáng mà quá trình kết tinh đó xảy nhiệt độ cao hay thấp và đôi phải dùng đến máy lạnh 1.2.3 Ứng dụng cô đặc Dùng sản xuất thực phẩm: đường, mỳ chính, nước trái cây Dùng sản xuất hóa chất: NaOH, NaCl, CaCl2, các muối vô 1.2.4.Cấu tạo thiết bị cô đặc 1.2.4.1 Phân loại 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 tuần hoàn tự nhiên dung dịch dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt Gồm: Có buồng đốt (đồng trục buồng bốc), có thể có ống tuần hoàn 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 bề mặt truyền nhiệt Có ưu điểm: tăng cường hệ số truyền nhiệt, dùng cho dung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt Gồm: (11) 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 lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu làm biến chất sản phẩm Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực phẩm dung dịch nước trái cây,hoa ép…Gồm: Màng dung dịch chảy ngược, có buồng đốt hay ngoài: sử dụng cho dung dịch sôi tạo bọt khó vỡ Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt hay ngoài: sử dụng cho dung dịch sôi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ 1.2.4.2 Phân loại theo phương pháp thực 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 suất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn Tuy nhiên, nồng độ dung dịch đạt là không cao Cô đặc áp suất chân không: dung dịch có nhiệt độ sôi 100 oC, áp suất chân không Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, bay nước liên tục Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao, dễ bị phân hủy vì nhiệt Cô đặc áp suất dư: dùng cho dung dịch không bị phân hủy nhiệt độ cao các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng thứ cho cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác Cô đặc nhiều nồi: Mục đích chính là tiết kiệm đốt Số nồi không nên lớn quá vì làm giảm hiệu tiết kiệm Có thể cô chân không, cô áp lực hay phối hợp hai phương pháp Đặc biệt có thể sử dụng thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu kinh tế Cô đặc liên tục: Cho kết tốt cô đặc gián đoạn Có thể áp dụng điều khiển tự động, chưa có cảm biến tin cậy (12) 1.3 Lựa chọn phương án thiết kế - Thuyết minh quy trình công nghệ 1.3.1 Lựa chọn phương án thiết kế Theo tính chất nguyên liệu, ưu điểm dạng thiết bị nói trên ta chọn thiết bị cô đặc nồi, ngược chiều, phòng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài Ưu điểm: Khi cô đặc ngược chiều thì dung dịch có nhiệt độ cao vào nồi đầu, đây nhiệt độ lớn nên độ nhớt không tăng Kết là hệ số truyền nhiệt các nồi không giảm Ngoài lượng bốc cuối nồi nhỏ cô đặc ngược chiều, đó lượng nước dùng làm ngưng tụ thiết bị ngưng tụ nhỏ Hệ thống này thường dùng cho dung dịch có độ nhớt cao, ăn mòn Nhược điểm: Do dung dịch từ nơi có áp suất thấp đến nơi có áp suất cao nên không tự di chuyển mà phải sử dụng bơm để vận chuyển dung dịch,, làm tăng chi phí 1.3.2 Thuyết minh quy trình công nghệ Dung dịch ban đầu thùng chứa bơm ly tâm bơm lên thùng cao vị qua van tiết lưu điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế sau đó vào thiết bị gia nhiệt Tại thiết bị gia nhiệt dung dịch gia nhiệt đến nhiệt độ sôi nồi 3.Tại nồi dung dịch KOH bốc phần buồng bốc, thứ thoát lên qua thiết bị ngưng tụ, ngưng tụ còn lượng khí không ngưng còn lại bơm chân không hút ngoài sau qua thiết bị thu hồi bọt Còn sản phẩm bơm vào nồi để tiếp tục quá trình cô đặc, và sản phẩm nồi bơm làm nguyên liệu cô đặc nồi 1, tiếp tục cô đặc đến đạt nồng (13) độ yêu cầu thì đưa ngoài vào bể chứa sản phẩm Ở nồi đốt cung cấp từ ngoài vào, còn nồi thì đốt chính là thứ nồi 1, đốt nồi là thứ nồi 2, còn thứ nồi vào thiết bị ngưng tụ (14) CHƯƠNG : TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG 1.Tính cân vật liệu : Thông số và số liệu ban đầu Dung dịch cô đặc : KOH Nồng độ đầu dung dịch : 12% Nồng độ cuối dung dịch : 30% Năng suất tính theo dung dịch đầu : 10000kg/h 1.1 Lượng dung môi nguyên chất bốc (lượng thứ) nồng độ dung dịch thay đổi từ xđ đến xc : Phương trình cân vật liệu cho toàn hệ thống: Gđ= Gc+ W (1) Trong đó: Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối (kg/h) W: lượng thứ thoát toàn hệ thống (kg/h) Viết cho cấu tử phân bố: Gđ.xđ= Gc.xc+ W.xw Trong đó: xđ, xc là nồng độ dung dịch vào nồi đầu và nồi cuối (% khối lượng) xem lượng thứ không mát ta có: Gđ.xđ= Gcxc (2) Vậy lượng thứ thoát toàn hệ thống: (15) xd W=Gđ(1- xc ) = 10000(1- 12 30 ) = 6000 (kg/h) Trong đó: Gđ , Gc : lượng dung dịch ban đầu, dung dịch cuối, kg/h 1.1.1 Sự phân bố thứ các nồi: Gọi W1, W2, W3 là lượng thứ nồi 1, 2,3 kg/h Wi Chọn phân bố thứ theo tỉ lệ: Wi = 1,1 Từ cách chọn tỷ lệ này ta tính lượng thứ bốc các nồi theo công thức: W = W1 + W2 +W3 = 6000 kg/h Nồi 1: W1 = 2193,353kg/h Nồi 2: W2 = 1993,958 kg/h Nồi 3: W3 = 1812,689 kg/h 1.2 Xác định nồng độ dung dịch cuối nồi: Để đảm bảo việc dùng toàn thứ nồi trước cho nồi sau, thường người ta phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng thứ nồi thích hợp Gd x d x1 = Gd W % khối lượng 10000.12 = 10000 6000 = 30 % khối lượng Gd x d x2 = Gd (W2 W3 ) % khối lượng (16) 10000.12 = 10000 (1993,958 1812,689) = 19,376 % khối lượng Gd x d x3 = Gd W3 % khối lượng 10000.12 = 10000 1812,689 = 14,657 % khối lượng x1, x2 , x3 - nồng độ cuối dung dịch các nồi, % khối lượng; W1, W2, W3 - lượng thứ bốc lên từ các nồi, kg/h; xđ - nồng độ đầu dung dịch, % khối lượng; Gđ - lượng dung dịch đầu, kg/h; CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG : 2.1 Xác định áp suất nồi : Gọi P1, P2 , P3, Pnt: là áp suất nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ P1 :hiệu số áp suất đốt nồi so với nồi P2 :hiệu số áp suất đốt nồi so với nồi ∆P3: hiệu số áp suất đốt nồi so với thiết bị ngưng tụ P :hiệu số áp suất toàn hệ thống Giả sử sử dụng đốt để dùng bốc và đun nóng là nước bão hòa Ta có: ∆P = P1 Pnt = 3,5 0,3 = 3,2 at (17) Giả sử giảm áp suất xảy các nồi là không và theo tỉ lệ sau: Pi Pi 1 = 2,5 Mà: P1 + P2 +P3 = P = 3,2 at Suy ra: P1 = 2,051 at P2 = 0,821 at P3 = 0,328 at Ta có: P1 = P1 P2 P2 = P2 P3 P3 = P3 – Pnt Suy ra: P2 = P1 - P1 = 3,5 2,051 = 1,449 at P3 = P2 - P2 = 1,449 0,821 = 0,628 at 2.2 Xác định nhiệt độ các nồi Gọi: thd1 , thd2 , thd3, tnt : nhiệt độ đốt vào nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ tht1, tht2 , tht3 :nhiệt độ thứ khỏi nồi 1, 2, Nhiệt độ đốt nồi sau nhiệt độ thứ nồi trước trừ 0C (10C chính là tổn thất nhiệt độ trở lực thủy học trên đường ống dẫn), còn nhiệt độ thứ nồi cuối cùng thì nhiệt độ thiết bị ngưng tụ cộng thêm 10C Tra bảng I.250, ST QTTB T1 / 312 và I.251, [2] / 314 (18) Bảng 2.1: Áp suất, nhiệt độ đốt và thứ nồi Nồi Nồi Nồi P (at) T(oc) P (at) T (oc) P (at) T(oc) Hơi đốt 3,5 137,9 1,449 109,68 0,628 86,564 Hơi thứ 1,497 110,68 0,654 87,564 0,314 69,7 TBNT P T(oc (at) ) 0,3 68,7 2.3 Xác định tổn thất nhiệt các nồi: Tổn thất nhiệt độ hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất nồng độ, tổn thất áp suất thủy tĩnh và tổn thất trở lực đường ống 2.3.1 Tổn thất nhiệt nồng độ gây (∆’): Ở cùng áp suất, nhiệt độ sôi dung dịch lớn nhiệt độ sôi dung môi nguyên chất Hiệu số nhiệt độ nhiệt độ sôi dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt độ sôi nồng độ: Theo Tisencô: ’ = o’f Mà : Ts2 f = 16,2 r Suy ra: Ts2 ∆’ = ∆o’.16,2 r Trong đó: o’ : tổn thất nhiệt độ áp suất thường f : hệ số hiệu chỉnh (19) Tm : nhiệt độ dung môi nguyên chất áp suất làm việc, giá trị nhiệt độ thứ, oC r : ẩn nhiệt hóa dung môi áp suất làm việc, J/kg t’ : nhiệt độ thứ, oC Trong các thiết bị cô đặc liên tục (tuần hoàn tự nhiên hay cưỡng bức) thì nồng độ dung dịch sôi gần với nồng độ cuối (x c) đó ’ lấy theo nồng độ cuối dung dịch Tra đồ thị, Hình VI.2, STQTTB,T2/Trang 60,T1/Trang 312 Bảng 2.2: Tổn thất nhiệt độ nồng độ Nồi I Nồi II Nồi III Tổng nồi xc (%kl) 30 19,678 14,821 r (J/kg) o’ ( C ) t’ ( C ) 12,2 110,68 2232,2.103 8,4 87,564 2290,6.103 7,1 69,7 2333,7.103 ∑’ = 1’+ 2’ +3’ = 26,303 o o ’ ( C ) 12,88 7,723 5,7 o 2.3.2 Tổn thất nhiệt độ áp suất thủy tĩnh (∆’’) Áp suất dung dịch thay đổi theo chiều sâu lớp dung dịch : Ở trên bề mặt thì áp suất phòng bốc hơi, còn đáy ống thì áp suất trên mặt cộng với áp suất thủy tĩnh cột dung dịch kể từ đáy ống Trong tính toán, ta thường tính theo áp suất trung bình dung dịch : h2 Ptb = Po + (h1 + ) dds g (at) Với Po: áp suất thứ trên bề mặt dung dịch h1:chiều cao lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến mặt thoáng dung dịch, chọn h1 = 0,5m cho nồi h2: chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 3m cho nồi (20) dds : khối lượng riêng dung dịch sôi, kg/m3 dd dds = g: gia tốc trọng trường, m/s2 Để tính ttb dung dịch KOH ứng với Ptb ta dùng công thức Babo: P ( Ps )t = conts Trong đó: P: áp suất bão hòa trên bề mặt thoáng dung dịch Ps: áp suất bão hòa nước nguyên chất cùng nhiệt độ với P, nội suy từ bảng I.250/312-[1] Nồi 1: Ứng với x1= 30% ts1 = 113,44oC (theo bảng I.204/236 –[1]) Pht = 1,497 at và áp suất bão hòa nước nguyên chất Ps = 1,642 at Ta có: ρdd = 962,14 (kg/m3) → ρdds = 481,07 (kg/m3) Suy ra: Ptb = 1,497 + (0,5 + 1,5).481,07.9,81.10-5 = 1,59 at P K = Ps = 1,642 = 0,69 Mà P = Ptb1 1,59 Po = 0,69 = 2,3 at ttb = 124,92oC Nhiệt độ sôi dung dịch trên mặt thoáng: ttm = tth + ' = 110,68 + 12,88 = 123,48oC 1 '' = t t = 124,92 123,48 = 1,36oC tb m Nồi 2: Ứng với x2= 19,376% ts2 104,76oC (21) Pht = 0,654 at và áp suất bão hòa nước nguyên chất Ps = 1,25 at ρdd = 901,45 (kg/m3) ρdds = 450,725 (kg/m3) Suy ra: Ptb = 0,654 + (0,5 + 1,5).450,725.9,81.10-5 = 0,74 at P 0,8 P 1,25 s K= = Mà P = Ptb2 0,74 0,928 Po = 0,8 at ttb = 96,9oC Nhiệt độ sôi dung dịch trên mặt thoáng: ttm = tth + ' = 87,56 + 7,723 = 95,283oC Vậy '' = 96,9 95,283 = 1,617oC Nồi 3: Ứng với x3 = 14,657% ts3 = 103,16oC Pht = 0,314 at và áp suất bão hòa nước nguyên chất Ps = 1,18 at ρdd = 870,23 kg/m3 ρdds = 435,11 kg/m3 Suy ra: Ptb = 0,314 + (0,5 + 1,5).435,11.9,81.10-5 = 0,399 at P K = Ps = 1,18 = 0,85 Mà P = Ptb3 0,399 Po = 0,85 = 0,469 at ttb = 76,14oC Nhiệt độ sôi dung dịch trên mặt thoáng: ttm = tth + ' = 69,7 + 5,7 = 75,4 oC Vậy 3 '' = 76,14 75,4 = 0,74oC Vậy tổn thất nhiệt độ áp suất thủy tĩnh trên toàn hệ thống: '' 1 '' '' 3 '' = 1,36+1,617+0,74 = 3,717 oC (22) 2.3.3 Tổn thất trở lực đường ống ( ''' ) Chọn tổn thất nhiệt độ nồi là 1oC Tổn thất nhiệt độ trở lực gây trên hệ thống ''' = 3oC 2.3.4 Tổn thất cho toàn hệ thống : ' '' ''' = 26,303 +3,717 + = 33,297oC 2.3.5 Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi cho toàn hệ thống và cho nồi: Cho nồi: Nồi 1: thi1 = thd1 thd 1 = 137,9 109,68 (12,88+1,36+1) = 12,98oC thi1 = thd1 ts1 ts1 thd1 thi1 = 137,9 12,98 = 124,92oC Nồi 2: thi = thd thd = 109,68 86,564 (7,723+1+1,617) = 12,78oC thi = thd ts ts thd thi = 96,9oC Nồi 3: thi = thd tnt 3 = 86,564 68,7 (5,7+1+0,74) = 10,424oC thi = thd ts3 ts3 thd thi = 86,564 10,424 = 76,14 Hiệu số nhiệt độ hữu ích cho toàn hệ thống: hi tchung thd1 tnt = 137,9 68,7 33,297 = 35,903 oC 2.4 Cân nhệt lượng 2.4.1 Tính nhiệt dung riêng C (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng dung dịch có nồng độ x<20% C = 4186.(1 x), J/kg.độ CTI.43/52 x : nồng độ chất hòa tan, phần khối lượng(%) (23) Nhiệt dung riêng dung dịch đầu : Cđ = 4186.(1 0,12) = 3683,68 J/kg.độ Nhiệt dung riêng dung dịch khỏi nồi : C3 = 4186.(1 0,14657) = 3572,458 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng dung dịch khỏi nồi : C2 = 4186.(1 0,19376)= 3374,921 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng dung dịch có nồng độ x>20% C = Cht.x + 4186.(1 x) J/kg.độ I.44/152 Theo công thức : MKOH.Cht = CiNi I.41/152 M : Khối lượng mol hợp chất Ci : nhiệt dung riêng đơn chất Ni : số nguyên tử phân tử Ta có CK = 26000 (J/kg.độ) ; CO = 16800 (J/kg.độ) ; CH = 9630 (J/kg.độ) ( nK cK nO cO nH cH ) Cht = Mct = 58 (26000.1 + 16800.1 + 9630.1) = 903,97 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng dung dịch khỏi nồi : C1 = 903,97.0,3 + 4186.(1 0,3) = 3201,39 (J/kg.độ) I : nhiệt lượng riêng đốt (J/kg) i : nhiệt lượng riêng thứ (J/kg) Tra bảng I.249 STQTTB,T1/trang 310, bảng I.250 STQTTB,T1/trang 312) (24) Bảng 2.4 Nhiệt lượng riêng, nhiệt dung riêng thứ, đốt và nhiệt độ sôi dung dịch các nồi Nồi T(oC) 137,9 109,68 86,56 Hơi đốt I.103 Hơi thứ Dung dịch Cn i.10 C t(oC) ts(oC) (J/kg) (J/kg.độ) (J/kg) (J/kg.độ) 2737,1 4282,6 110,68 2697,1 3201,39 124,92 2695,4 4232,6 87,56 2657,6 3374,92 96,9 2655,8 4223,3 69,7 2625,8 3572,45 76,14 2.4.2 Lập phương trình cân nhiệt lượng – D1, D2, D3 là lượng đốt vào nồi 1, 2, (kg/h) – Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối hệ thống (kg/h) – W1, W2, W3 là lượng thứ bốc nồi 1, 2, (kg/h) – C1, C2, C3 là nhiệt dung riêng dung dịch nồi 1,2,3 (J/kg.độ) – Cđ, Cc là nhiệt dung riêng dung dịch dịch vào và (J/kg.độ) – Cn1, Cn2, Cn3 là nhiệt dung riêng nước ngưng nồi 1, 2, (J/kg.độ) – I1, I2, I3 là hàm nhiệt đốt nồi 1, 2, 3, (J/kg) – i1, i2, i3 là hàm nhiệt thứ nồi 1, 2, 3, (J/kg) – tđ, tc là nhiệt độ đầu và cuối dung dịch, (oC) – t1, t2, t3 là nhiệt độ sôi dung dịch nồi 1, 2, Ptb (oC) – 1, ,3 là nhiệt độ nước ngưng nồi 1, 2, 3, (oC) – Qtt1, Qtt2, Qtt3 là nhiệt tổn thất môi trường nồi 1, 2, 3, (J) Phương trình cân nhiệt lượng: Q vào = Qra Ta có bảng tổng kết cân nhiệt lượng cho nồi: (25) Bảng 2.5 Bảng tổng kết cân nhiệt lượng nồi Vào Nồi Ra Vào Nồi Ra Vào Nồi Hơi đốt mang vào Dung dịch mang vào Hơi thứ Dung dịch mang Nước ngưng mang Tổn thất nhiệt chung Hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 1) Dung dịch nồi mang vào Hơi thứ Dung dịch mang Nước ngưng mang Tổn thất nhiệt chung Hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 2) Dung dịch nồi mang vào Hơi thứ Dung dịch mang Nước ngưng mang Tổn thất nhiệt chung D1.I1 (Gđ (W2+W3)).C2.ts2 W1.i1 (Gđ W).C1.ts1 D1.Cn1. 0,05D1(I1-Cn1. 1) D2.I2=W1.i1 (Gđ-W3).C3.ts3 W2.i2 (Gđ-(W2+W3)C2.ts2 D2Cn2 0,05D2(I2-Cn2. 2) D3I3=W2i2 GđCđtđ W3i3 (Gđ-W3)C3ts3 D3Ccn3 0,05D3(I3-Cn3 3) Xem đốt và thứ trạng thái bão hoà, các thông số tra được: Hàm nhiệt đốt và thứ nồi và nồi 2, (tra Bảng I.250/312 ) I = 2737,1.103 kJ/kg i1 = 2697,1.103 kJ/kg i2 = 2657,6.103 kJ/kg i3 = 2625,8.103 kJ/kg Nhiệt độ sôi dung dịch: tđ = 76,14 o C ts1 = 124,92 oC ts2 = 96,9 o ts3 = 76,14 o C C (26) Nhiệt dung riêng dung dịch: Cđ = 3683,68 J/kg.độ C1 = 3201,39 J/kg.độ C2 = 3374,92 J/kg.độ C3 = 3572,45 J/kg.độ Nhiệt độ nước ngưng tụ (xem nhiệt độ đốt): 1 = 137,9 o C 2 = 109,68 oC 3 = 86,564 oC Phương trình cân nhiệt lượng: Nồi : D1I1+(Gđ W2 W3)C2ts2 = W1i1+D1Ccn1 1 +(Gđ – W)C1ts1+0,05D1(I1 Ccn11 ) D1(0,95I1 0,95Ccn11 )+ W2(i1 C2ts2) + W3(i1 C2ts2) =Gđ(C1ts1 C2ts2)+W(i1 C1ts1) (1) Nồi 2: W1i1+( Gđ–W3)C3ts3 = W2i2+( Gđ– W2 – W3)C2ts2 + W1Cn2 + 0,05W1(i1 Cn2 ) W1(0,95i1 0,95Cn2 2) +W2(C2ts2 i2) +W3(C2ts2 C3ts3) = Gđ(C2ts2 C3ts3) (2) Nồi 3: W2i2+GđCđtđ = W3i3 + (Gđ- W3)C3ts3 + W2Cn22 + 0,05W2 (i2 Cn33 ) W2(0,95i2 0,95Cn3 3) +W3(C3ts3 i3) = Gđ(C3ts3 Cđtđ) Mà: W = W1 + W2 + W3 = 6000 (3) (4) Giải hệ phương trình ẩn ,(2),(3), (4) ta có: W1 = 2302,536 kg/h (27) W2 = 1902,005 kg/h W3 = 1795,459 kg/h Tính sai số theo công thức: Wi ( ptcbnl ) Wi ( ptcbvl ) 100% Wi ( ptcbnl ) Bảng 2.6 Nồi (W1) Nồi (W2) Nồi (W3) Theo CBVL, kg/h 2193,353 1993,958 1812,689 Theo CBNL,kg/h 2302,536 1902,005 1795,459 Sai số, % 4,742 4,835 0,96 Lượng đốt vào nồi tính theo phương trình cân nhiệt lượng nồi 1: D1 = 2819,102 kg/h x1 Gd xd 30% Gd (W1 W2 W3 ) x2 Gd xd 20,706% Gd (W1 W2 ) x3 Gd xd 15,59% Gd W1 Tính bề mặt truyền nhiêt: 3.1 Độ nhớt: t1 t2 K const Áp dụng công thức Pavolov: 2 (28) Với: t1,t2: là nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt T1, T 1, :là nhiệt độ chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tưng ứng Nên: t1 t2 t t K 1 1 K Chọn chất chuẩn là nước Nồi : x = 30% chọn chất chuẩn là nước t1 = 35oC dựa vào số liệu từ bảng I.21/33/STQTTBT1 ta tìm d = 1,207 g/cm3 sử dụng công thức sau để tính nồng độ đương lượng : C%.10d C%.10d CN = n.CM = n M = 56 Trong đó : C% nồng độ dung dịch KOH n là tổng điện tích ion K+ phân tử d là khối lượng riêng dung dịch KOH Suy : CN = 6,47 (dlg/l) Tra toán đồ I.21/102/T1, ta có T1 = 1,6.10-3 (N.s/m2) nhiệt độ nước tương ứng với T1 : 1 = 3,37 oC t2 = 40oC dựa vào số liệu từ bảng I.21/33/STQTTBT1 ta tìm d = 1,187 g/cm3 Suy CN = 6,36 (dlg/l) Tra toán đồ I.21/102/T1, ta có T = 1,45.10-3 (N.s/m2) nhiệt độ nước tương ứng với T : = 6,4oC t1 t2 35 40 K = 1 = 3,37 6,4 = 1,65 (29) 124,92 40 ts t 6,4 2 1,65 Ta có : s = k = = 57,87oC Tra bảng I.102/95/STQTTBT1, ta có 1 = 0,484.10-3 (N.s/m2) Nồi : x=20,706% chọn chất chuẩn là H2O t1 = 35oC dựa vào số liệu từ bảng I.21/33/STQTTBT1 ta tìm d = 1,111g/cm3 Suy CN = 4,108 (dlg/l) Tra toán đồ I.21/102/T1, ta có T1 = 1,245.10-3 (N.s/m2) nhiệt độ nước tương ứng với T1 : 1 = 12,029oC t2 = 40oC dựa vào số liệu từ bảng I.21/33/STQTTBT1 ta tìm d = 1,093 g/cm3 Suy CN = 4,041 (dlg/l) Tra toán đồ I.21/102/T1, ta có T = 1,08.10-3 (N.s/m2) nhiệt độ nước tương ứng với T : = 17,167oC t1 t2 35 40 K = 1 = 12,029 17,167 = 0,973 96,9 40 ts1 t2 17,167 2 Ta có : s = k = 0,973 = 75,646oC Tra bảng I.102/95/STQTTBT1, ta có T = 0,377.10-3 (N.s/m2) Nồi : x= 15,59% chọn chất chuẩn là H2O t1 = 35oC dựa vào số liệu từ bảng I.21/33/STQTTBT1 ta tìm d = 1,067g/cm3 Suy CN = 2,97 (dlg/l) Tra toán đồ I.21/102/T1, ta có T1 = 1,03.10-3 (N.s/m2) (30) nhiệt độ nước tương ứng với T1 : 1 = 19oC t2 = 40oC dựa vào số liệu từ bảng I.21/33/STQTTBT1 ta tìm d = 1,049 g/cm3 Suy CN = 2,92 (dlg/l) Tra toán đồ I.21/102/T1, ta có T = 0,8.10-3 (N.s/m2) nhiệt độ nước tương ứng với T : = 30oC t1 t2 35 40 K = 1 = 19 30 = 0,455 79,14 40 ts1 t2 30 2 Ta có : s = k = 0,455 = 116,02oC Tra bảng I.102/95/STQTTBT1, ta có 3 = 0,242.10-3 (N.s/m2) 3.2 Hệ số dẫn nhiệt dung dịch ( ) dd AC p M (W/m độ) (công thức I.32, [1] /123) A : là hệ số tỷ lệ phụ thuộc vào mức độ liên kết chất lỏng nước; lấy A = 3,58.10-8 Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp chất lỏng (J/kg độ) : khối lượng riêng (kg/m3) M : khối lượng mol chất lỏng Trong đó: Ta có: M = mi.Mdd + (1-mi) MH O xi M dd mi xi xi M dd M H 2O (31) 0,3 56 mi1 0,3 0,3 56 18 = 0,121 Nồi M1 = 0,121.56 + (1-0,121).18 = 22,598 962,14 1 = 3,58.10-8.3201,39.962,14 22,598 = 0,385 (W/m.độ) Nồi tương tự ta có: mi2 = 0,077 M2 = 20,926 901,45 2 = 3,58.10-8.3374,921.901,45 20,926 = 0,382 (W/m.độ) Nồi mi3 = 0,056 M3 = 20,128 870,23 3 = 3,58.10-8.3572,458.870,23 20,128 = 0,391 (W/m.độ) 3.3 Hệ số cấp nhiệt ( ) 3.3.1 Về phía ngưng tụ 1 = 2,04A √ r H Δt (công thức V.101, [2]/ 28) Với : r: ẩn nhiệt hóa (J/kg) H: chiều cao ống truyền nhiệt (H=3 m) (32) A 4 : hệ số phụ thuộc t m Ta có: tm = 0,5(tT + tbh ), mà tT =tbh – Δt1 tm = thđ – Δt1/2 , ( tbh = thđ ) Trong đó: tm : nhiệt độ trung bình màng nước ngưng tT: nhiệt độ thành ống truyền nhiệt thđ: nhiệt độ đốt t1 : hiệu số nhiệt độ nhiệt độ ngưng tụ và nhiệt độ thành t1 =t – t bh T Tra bảng I.250/312- ta có: Bảng 2.7 Nồi Nồi Nồi Nhiệt độ đốt t,0C 137,9 109,86 86,56 Nhiệt hóa rhh.103J/kg 2156,3 2234,9 2293,3 Chọn t11 = 0,970C, t12 = 0,920C, t13 = 0,660C Tra hệ số A (trang 29- [2] ) ta lập bảng sau: Bảng 2.8 thđ C Nồi 137,9 Nồi 109,86 Nồi 86,56 t1 0C 0,97 0,92 0,66 tm 0C 137,415 109,2 85,86 A 193,612 184,766 172,177 Nồi 1: (33) 2156,3.103 11 2,04.193,612 9744,5 3.0,97 (W/m2.độ) Nhiệt tải phía đốt nồi 1: q11 11.t11 9744,5.0,97 9452,165 (W/m2) Nồi 2: 12 2,04.184,766 2234,9.103 9507,842 3.0,92 (W/m2.độ) Nhiệt tải riêng phía đốt nồi 2: q12 12 t12 9507,842.0,92 8747,215 (W/m2) Nồi 3: 2293,3.10 13 2,04.172,177 9686,02 3.0,66 (W/m2.độ) Nhiệt tải riêng phía đốt nồi 3: q13 13 t13 9686,02.0,66 6392,773 (W/m2) 3.3.2.Về phía dung dịch sôi Ta có: α 2=ϕ α n Với: ϕ αn là hệ số hiệu chỉnh là hệ số cấp nhiệt nước Mà theo công thức VI.27, STQTTB, T2/Trang 71 Ta có: d n 0,565 2 C d d n n Cn d Theo CT V.91, STQTTB, T2/Trang 26 0,435 (34) α n=0 , 145 Δt 22 , 33 p 0,5 W/m2.độ Trong đó: dd , dd , Cdd , dd là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng và độ nhớt dung dịch n , n , Cn , n là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng và độ nhớt nước Ta có: ∑ r = r1 + r2 + r3 Chọn theo bảng V.I, STQTTB, T2/ Trang r r1 Mà: r3 Δt = q1.Σr với Σr là tổng nhiệt trở Trong đó: Δt : hiệu số nhiệt độ hai bên thành thiết bị r1: nhiệt trở lớp nước ngưng r2: nhiệt trở lớp cặn dung dịch bám trên thành ống λ : hệ số dẫn nhiệt vật liệu làm ống truyền nhiệt δ : bề dày ống truyền nhiệt ( δ =2mm) r3 : nhiệt trở qua lớp vật liệu Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 λ = 50 (W/m độ) Tra bảng XII.7,STQTTB, T2/ Trang 313 Chọn r1=0,232.10-3 (m2.độ/W) r3= 0,387.10-3 (m2.độ/W) ∑r= 0,232.10 10 0,387.10 0,659.10 50 Ta có: q2 = t2 Trong đó: Δt2 là hiệu số nhiệt độ thành ống và dung dịch sôi (35) Δt2 = tT2 – to tT2: nhiệt độ bề mặt thành ống phía dung dịch to: nhiệt độ chất lỏng sôi tT2 = thđ – Δt1 – Δt Nồi 1: Ta có: ts1= t21= 124,920C Ta có: ∆tI= q11.∑r= 9452,165.0,659.10-3= 6,2290C tT21= thđ ∆tI Δt = 137,9 6,229 0,97 = 130,7010C Hiệu số cấp nhiệt nước: ∆t21= tT21 t21= 130,701 124,92 = 5,7810C Áp suất thứ nồi 1: Ptb1= 1,59 98100= 155979 (N/m2) αn1= 0,145 5,095,7812,33 1559790,5 = 3414,821 (W/m2.độ) Tra bảng I.249 STQTTB T1/trang 311 Ta có: Cn= 4262,1 J/kg.độ µn= 0,223.10-3 N.s/m2 λn= 0,686 W/m.độ ρn= 936,81 kg/m3 0,385 1 0,686 0,565 962,14 3201,39 0,223.10 936,81 4262,1 0,484.10 α21= φ1.αn1= 0,466.3414,821= 1591,307 (W/m2.độ) q21= α21.∆t21= 1591,307.5,781 = 9199,346 (W/m2) Nên ta có: 1 9199,346 9452,165 100 2,748 9199,346 % < 5% Vậy nhiệt tải trung bình: 0,435 0,466 (36) q11 q21 9199,346 9452,165 9325,756 2 Q1= (W/m2) Nồi 2: Ta có: ts2= t22= 96,90C Ta có: ∆tII= q12.∑r= 8747,215.0,659.10-3= 5,7640C tT22= thđ ∆tII Δt12 = 109,68 5,764 0,92 = 102,9960C Hiệu số cấp nhiệt nước: ∆t22= tT22 t22= 102,996 96,9 = 6,0960C Áp suất thứ nồi 2: Ptb2= 0,74.98100= 72594(N/m2) αn2= 0,145.6,0962,33.725940,5 = 2636,168 (W/m2.độ) Tra bảng I.249 STQTTB T1/trang 311 Ta có: Cn= 4217,5 J/kg.độ µn= 0,291.10-3 N.s/m2 λn= 0,682 W/m.độ ρn= 960,51 kg/m3 0,382 2 0,682 0,565 901,45 3374,92 0,291.10 4217,5 0,377.10 960,51 0,435 0,553 α22= φ2.αn2= 2636,168.0,553 = 1457,861 (W/m2.độ) q22= α22.∆t22= 1540,44.6 = 8886,755 (W/m2) Nên ta có: 2 8886,755 8747,215 100 8886,755 %= 1,57% < 5% Vậy nhiêt tải trung bình: q12 q22 8886,755 8747,215 8816,985 2 Q2= (W/m2) (37) Nồi 3: Ta có: ts3= t23= 76,140C Ta có: ∆tIII= q13.∑r= 6392,773.0,659.10-3= 4,2130C tT23= thđ ∆tIII Δt13 = 109,68 4,213 0,66 = 81,6910C Hiệu số cấp nhiệt nước: ∆t23= tT23 t23= 81,691 76,14 = 5,5510C Áp suất thứ nồi 2: Ptb3= 0,399.98100= 39141,9 (N/m2) αn3= 0,145.5,5512,33.39141,90,5 = 1556,23 (W/m2.độ) Tra bảng I.249 STQTTB T1/trang 311 Ta có: Cn= 4194 J/kg.độ µn= 0,361.10-3 N.s/m2 λn= 0,674 W/m.độ ρn= 970,5 kg/m3 0,391 3 0,674 0,565 870,23 3572,45 0,361.10 970,5 4194 0,242.10 0,435 α23= φ3.αn3= 1556,23.0,742 = 1154,723 (W/m2.độ) q23= α22.∆t23= 1154,723.5,551 = 6409,867 (W/m2) Nên ta có: 3 6409,867 6392,02 100 6409,867 %= 0,267% < 5% Vậy nhiệt tải trung bình: q13 q23 6409,867 6392,773 6401,32 2 Q3= (W/m2) 0,742 (38) 3.4 Tính hế số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi Xem bề mặt truyền nhiệt các nồi nên nhiệt độ hữu ích phân bố các nồi là: Qi K thi (i ) n2 i Q Ki i 1 i thi (công thức VI.20, [2]/ 68) Trong đó: thi :nhiệt độ hữu ích các nồi(0C) Qi :là nhiệt lượng cung cấp(W) Ki :là hệ số truyền nhiệt(W/m2.độ) Ki Qi 1 r 1 2 Di ri 3600 Trong đó: Di :lượng đốt nồi ri :ẩn nhiệt ngưng tụ nước Nồi 1: D1.r1 2819,102.2156,3.103 1688563,39 3600 Q1 = 3600 = (W/m2) 1 r 21 K1 = 11 1 0,659.10 9744,5 1592,307 710,406 (W/m2.độ) (39) Q1 1688563,79 2347,164 719,406 K1 Nồi 2: D2 r2 2302,536.2234,9.103 Q2 1429427,141 3600 3600 (W/m2) K2 1 r 12 22 1 0,659.10 9507,8 1457,8 689,588 (W/m2.độ) Q2 1429427,141 2072,871 K2 689,588 Nồi 3: Q3 D3.r3 1902,005.2293,3.103 1211627,152 3600 3600 (W/m2) K3 1 r 13 23 1 0,659.10 9686 1154,7 614,156 (W/m2.độ) Q3 1211627,152 1972,833 K3 614,156 n 3 Q Q Q Q Ki K1 K2 K3 2347,164 2072,871 1972,833 6392,868 i 1 i Ta có hiệu số nhiệt độ hữu ích cho toàn hệ thống là thi 35,903( C) Nhiệt độ hữu ích nồi là: Nồi 1: thi1 2347,164 35,903 13,182(0 C ) 6392,868 thi 2072,871 35,903 11,641(0 C) 6392,868 (40) 1972,833 thi 35,903 11,08(0 C ) 6392,868 Sai số nhiệt độ hữu ích là: 13,182 12,98 1 100 1,556% 10% 13,182 Nồi 1: 11,641 12,78 2 100 8,912% 10% 11,641 Nồi 2: 11,08 10,424 3 100 6,293% 10% 11,08 Nồi 3: Vậy thực tế bề mặt truyền nhiệt thiết bị là: Bề mặt truyền nhiệt nồi 1: F1 Q1 1688563,79 178,058m K1.thi1 719,406.13,182 Bề mặt truyền nhiệt nồi 2: F2 Q2 1429427,141 178,066 m K2 thi 689,588.11,641 Bề mặt truyền nhiệt nồi 3: F3 Q3 1211627,52 178,054 m K3.thi 614,156.11,08 Dựa vào F1, F2, F3 ta có thể thiết kế hệ thống cô đặc nồi có diện tích truyền nhiệt và 200m2 (41) CHƯƠNG 3: THIẾT KẾ CHÍNH 3.1 Buồng đốt: 3.1.1 Tính số ống truyền nhiệt: Chọn loại ống truyền nhiệt có đường kính 38 x mm (theo bảng VI.6, STQTTBT2/ Trang 80) Đường kính ống truyền nhiệt: dt=34 (mm) Chọn chiều cao ống truyền nhiệt: h=3(m) Số ống truyền nhiệt: n F 200 624,453 dt h. 0,034.3.3,14 (ống) Theo bảng quy chuẩn số ống truyền nhiệt theo bảng V.11, STQTTBT2/ 48 Chọn n = 631 ống Chọn cách xếp ống theo hình lục giác Số ống các hình viên phân là 90 ống Số hình sáu cạnh là 14 Số ống trên đường xuyên tâm lục giác b= 29 ống 3.1.2 Đường kính buồng đốt: Dt t( b 1) 4dn (công thức V.141,STQTTB,T2/ 49) Trong đó : t là bước ống, thường chọn t= (1,2÷1,5)dn b là số ống trên đường chéo hình lục giác Chọn t=1,3.dn t 1,3.0,038 0,0494( m) (42) Dt 0,0494.(29 1) 4.0,038 1,535(m) Chọn Dt=1,6(m) (bảng XIII.6, [2]/ 359) 3.1.3 Chiều dày buồng đốt: Chọn vật liệu làm thân buồng đốt là thép chiệu nhiệt CT3 Bề dày buồng đốt xác định theo công thức : S Dt P C 2. P (m) (công thức XIII.8,STQTTB,T2/ 360) Trong đó : Dt : đường kính buồng đốt (m), Dt =1,6 (m) : hệ số bền thành hình trụ tính theo phương dọc, chọn =0,95 (Theo bảng XIII.8,STQTTB,T2/ 362) C : hệ số bổ sung ăn mòn, bào mòn và dung sai chiều dày, (m) C=C1+C2+C3 C1: bổ sung ăn mòn (chọn 1mm) C2: bổ sung hao mòn, (bỏ qua) C3: bổ sung dung sai chiều dày, phụ thuộc vào chiều dày vật liệu, Theo bảng XIII.9,STQTTB,T2/364 ta chọn : C3 = 0,4 mm C=1+0,4 = 1,4(mm) = 0,0014 (m) P: áp suất thiết bị (at) P=Phd Nồi 1: Vật liệu CT3 có giới hạn bền là : k 380.106 ( N / m ) c 240.106 ( N / m ) ( Tra bảng XII.4,STQTTB,T2/ 309) Suy ứng suất cho phép thép CT3 theo giới hạn bền là : (43) k k C nk c nc (CT XIII.1và XIII.2 ,STQTTB,T2/ 355) Trong đó : :hệ số hiệu chỉnh, chọn =0,9 (bảng XIII.2,STQTTB,T2/ 356) nk : hệ số an toàn bền, chọn nk =2,6 ; nc = 1,5 ( bảng CT XIII.3, STQTTB,T2/ 356) k c 380.106 0,9 131,54.106 ( N / m2 ) 2,6 240.106 0,9 144.106 ( N / m ) 1,5 Ứng suất cho phép phải lấy giá trị nhỏ để tính toán đảm bảo điều kiện bền, tức là lấy = 131,54.106 (N/m2) Phđ = 3,5.9,81.10 = 343350 (N/m2) S Dt P C 2. P 1,6.343350 0,0014 0,0036( m) 2.131,54.10 0,95 343350 = Chọn S1 = 0,004 (m) = (mm) để đảm bảo độ bền Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử: Dt ( S C) Po c th 2.( S C) 1,2 (CTXIII.26,STQTTB,T2/ 365) Trong đó: P0 là áp suất thử tính theo công thức sau: P0 = Pth + P1 , N/m2 (CTXIII.27,STQTTB,T2/ 366) (44) Pth: áp suất thử thủy tĩnh lấy theo bảng XIII.5,STQTTB,T2/358 Chọn Pth = 1,5Phđ, vì 0,007.106 < Phđ = 343350 <0,5.106 (N/m2) P1 là áp suất thủy tĩnh nước, xác định theo công thức XIII.10, STQTTB,T2/360 P1 = g ddl H = 9,81.962,14.3 = 28315,78 (N/m2) Vậy P0 = 1,5.343350 + 28315,78 = 543340,78 (N/m2) Ta có: 1,6 (4 1,4).10 543340,78 th 176,27.106 c 200.106 ( N / m ) 3 1,2 2.(4 1,4).10 0,95 Vậy chọn chiều dày buồng đốt nồi là: S = 4(mm) Vì buồng đốt nồi và nồi làm việc áp suất thấp buồng đốt nồi nên chiều dày buồng đốt nồi và nồi bé chiều dày buồng đốt nồi Vậy ta chọn chiều dày buồng đốt cho nồi là 4mm 3.1.4 Chiều dày đáy buồng đốt: Đáy nắp chế tạo cùng loại vật liệu với thân thiết bị; đáy và nắp nối với thân thiết bị cách hàn, ghép bích hàn liền với thân Đối với thân hình trụ thẳng đứng, áp suất lớn 7.10 N/m2, thường chọn đáy hình elip Chiều dày S xác định theo công thức XIII.47,STQTTB,T2/385: S Dt p D t C 3,8. k k.h p hb (m) Trong đó: hb – chiều cao phần lõi đáy,m có giá trị bằng: hb = 0,25.Dt = 0,25.1,6 = 0,4 (m) h = 0,95 (vật liệu cacbon, hàn giáp mối bên) (45) k – hệ số không thứ nguyên xác định sau: k = d/Dt Ở đây d là đường kính lớn lỗ không tăng cứng, lấy d = 0,15m Vậy k = 0,15/2 = 0,925 k = 131,54.106 (N/m2) là ứng suất kéo đã tính trên Nồi 1: P = Phđ = 3,5.9,81.104 = 343350 (N/m2) P0 = Pth + P1 = Pth + g ddl H = 1,5.343350 + 9,81.962,14.3 = 543340,78 (N/m2) S Ta có: 1,6.343350 1,6 C 0,0025 C 3,8.131,54.10 9,25.0,95 343350 2.0,4 Vì S C <10mm nên C cộng thêm 2mm so với giá trị tính trên Vậy nên: C= 1,4 + = 3,4mm Do đó: S = 0,0025 + 0,0034 = 0,0059 (m) Theo bảng XIII.11,STQTTB,T2/384, quy chuẩn S = 6mm Kiểm tra ứng suất thành nắp thiết bị theo áp suất thử thủy lực công thức: Dt2 2hb ( S C ) P0 7,6.k.h hb ( S C ) 2,56 2.0,4.(0,006 0,0034) 543340,78 7,6.0,925.0,95.0,4.(0,006 0,0034) = 199,95.106(N/m2) Như vậy: < c = 200.106 Do đó, chọn chiều dày cho đáy buồng đốt S = 6mm (46) 3.2 Buồng bốc 3.2.1 Đường kính buồng bốc Chọn đường kính buồng bốc: Dt = 2(m) 3.2.2 Chiều cao buồng bốc Thể tích không gian xác định: Vkgh W (m ) h Utt (CT VI.32,STQTTB,T2/Trang 71) Trong đó: Vkgh : là thể tích không gian (m3) W : lượng thứ bốc lên thiết bị (kg/h) h : khối lượng riêng thứ (kg/m3) U tt : cường độ bốc thể tích cho phép khoảng không gian đơn vị thời gia (m3/m3.h) Theo công thức VI.33,STQTTB,T2/Trang72 U tt f utt (1at ) P # 1at Với: f : hệ số hiệu chỉnh utt (1at ) : cường độ bốc cho phép P=1at Thường thì utt=1600-1700(m3/m3.h) Chọn utt=1600 Chiều cao không gian hơi: H kgh 4.Vkgh Dt2 (công thức VI.34, STQTTB,T2/72) (47) Nồi 1: Áp suất thứ Pht1 =1,497 (at) 1 0,855(kg/m3) Tra đồ thị , ta f =0.93 (hình VI.3, [2]/ 72) Vậy: utt 0,93.1600 1488(m3 / m3 h) Vkgh1 W1 2302,536 1,81(m3 ) ht1.utt 0,855.1488 H kgh1 4.1,81 0,576(m) 3,14.22 Nồi 2: Áp suất thứ Pht2=0,654 (at) ρ ht2 0,389( kg / m3 ) Tra đồ thị , ta f =1,05 (hình VI.3, [2]/ 72) Khi đó: utt 1,035.1600 1656( m3 / m3h) Vkgh W2 1902,005 2,953(m3 ) ht utt 0,389.1656 H kgh 4.2,953 0,94(m) 3,14.22 Nồi 3: Áp suất thứ Pht3=0,314 (at) ρ ht3 0,196( kg / m3 ) Tra đồ thị , ta f =1,535 (hình VI.3, [2]/ 72) Khi đó: (48) utt 1,535.1600 2456( m3 / m3h) Vkgh W3 1795,459 3,73(m3 ) ht utt 0,196.2456 H kgh 4.3,73 1,188(m) 3,14.22 Chọn chiều cao phần dịch sôi tràn lên phần buồng bốc là 0,512(m) Vậy chọn chiều cao buồng bốc cho nồi là 1,7(m) 3.2.3 Chiều dày buồng bốc Vật liệu chế tạo buồng bốc là thép CT3 và bề dày buồng bốc tính theo công thức sau: S Dt P C 2. P (m) CT XIII.8,STQTTB,T2/360 Với: Dt = m = 0,95 = 131,54.106 (N/m2) C = 0,0014 m Nồi 1: P = Pht + Ptht = 1,497.9,81.104 + 481,07.9,81.0,512 = 149271,98 (N/m2) S 2.149271,98 0,0014 0,0026 2.131,54.106.0,95 149271,98 (m) Chọn S = (mm) Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử: Dt (S C) P0 c Với 2.( S C). 1,2 (N/m2) CT XIII.26,STQTTB,T2/365 P0 = 1,5Pht1 + P1 P0 = 1,5.1,497.9,81.104 + 481,07.9,81.0,512 = 222699,83 (N/m2) (49) (0,003 0,0014) 222699,83 146,63.106 2.(0,003 0,0014).0,95 (N/m2) c 200.106 c 1,2 Mà 1,2 (N/m2) Do đó, S = 3(mm) thỏa mãn điều kiện buồng bốc nồi Chiều dày buồng bốc nồi thỏa mãn chiều dày buồng bốc nồi và nồi 3, nên ta chọn chiều dày buồng bốc cho nồi là S = (mm) 3.2.4 Chiều dày nắp buồng bốc Thiết kế nắp cho nồi theo hình elip có gờ, vật liệu thép cacbon CT3 S Dt P D t C 3,8 k k P 2hb (m) Trong đó : Đường kính buồng bốc Dt =2 (m) Áp suất : P = Pht1=146855,7 (N/m2) k 131,54.106 (N/m2) Nắp có lỗ tăng cứng hoàn toàn k = Chiều cao hb nắp : hb = Dt 0,25 = 0,5 (m) Nồi 1: S 2.146855,7 C 0,00124 C 3,8.131,54.106.1.0,95 146855,7 2.0,5 Ta thấy S – C = 1,24 (mm) < 10 (mm) nên giá trị C tính trên phải thêm (mm) Như vậy: C = 0,0014 + 0,002 = 0,0034 (m) Suy ra: S = 0,00124 + 0,0034 = 0,00464 (m) = 4,64 (mm) (50) Theo bảng XIII.11,STQTTB,T2/384, ta chọn chiều dày S = (mm) cho nắp buồng đốt nồi Kiểm tra ứng suất thành nắp với áp suất thử thủy lực theo công thức: Dt2 2hb ( S C ) P0 c 7,6.k.h hb ( S C) 1,2 CT XIII.49,SSTQTTB,T2/386 Ta có: P0 = 1,5Pht1+P1 = 1,5.1,497.9,81.104+481,07.9,81.0,5 = 222699,83 (N/m2) 22 2.0,5.(5 3,4).10 222699,83 154,3.106 200.106 3 7,6.1.0,95.0,5.(5 3,4).10 (N/m2) Vậy nắp buồng bốc nồi có chiều dày là S = mm Chọn chiều dày nắp buồng bốc cho nồi là S=5mm 3.3 Đường kính các ống dẫn Đường kính ống dẫn và cửa vào thiết bị xác định theo phương trình: dd Vs 0,785. (m) CT VII.42,STQTTB/74 Với: Vs : là lưu lượng khí, hơi, dung dịch chảy ống, m3/s : vận tốc ống, m/s D: lượng đốt ống, kg/h; W: lưu lượng khối lượng, kg/s v: lưu lượng thể tích riêng, m3/kg 3.3.1 Đường kính ống dẫn đốt Nồi1: W D1 2819,102 0,783 3600 3600 (kg/s) (51) Ở nhiệt độ thđ = 137,90C v 0,54 (m3/kg) Chọn vận tốc ống w = 35 (m/s) Nên d = 0,783.0,54 0,124 0,785.35 (m) Vậy quy chuẩn d1 theo bảng XIII.26, STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d1 = 125(mm) và dn1 = 133(mm) Nồi 2: W D2 2302,536 0,64 3600 3600 (kg/s) Ở nhiệt độ thđ = 109,680C v 1,225 (m3/kg) Chọn vận tốc ống w = 35 (m/s) Nên d = 0,64.1,225 0,17 0,785.35 (m) Vậy quy chuẩn d2 theo bảng XIII.26, STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d2 = 200(mm) và dn2 = 219(mm) Nồi 3: W D3 1902,005 0,528 3600 3600 (kg/s) Ở nhiệt độ thđ = 86,560C v 2,675 (m3/kg) Chọn vận tốc ống w = 35 (m/s) Nên d = 0,528.2,675 0,227 0,785.35 (m) Vậy quy chuẩn d3 theo bảng XIII.26, STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d3 = 300(mm) và dn3 = 325(mm) (52) Vậy chọn đường kính cho nồi là d = 300(mm) với đường kính ngoài là d n = 325 (mm) 3.3.2 Đường kính ống dẫn thứ Tương tự đường kính ống dẫn đốt ta dùng công thức: dd Vs 0,785. CT VII.42,STQTTB/Trang74 Nồi 1: Đường kính ống dẫn thứ nồi đường kính ống dẫn đốt nồi Nồi 2: Đường kính ống dẫn thứ nồi đường kính ống dẫn đốt nồi Nồi 3: D4 1795,459 0,499 3600 3600 (kg/s) Ở nhiệt độ tht3 = 69,70C 5,121 (m3/kg) W Chọn vận tốc đốt w= 35 (m/s) Nên d = 0,499.5,121 0,305 0,785.35 (m) Chọn d = 300(mm) với đường kính ngoài dn = 325(mm) 3.3.3 Đường kính ống dẫn dung dịch: 3.3.3.1 Đường kính ống dẫn dung dịch vào thiết bị gia nhiệt: W Gđ 10000 2,778(kg / s ) 3600 3600 Giả sử dung dịch ban đầu vào thiết bị nhiệt độ môi trường: t = 25(oC), Cd 10% Dựa vào số liệu từ bảng I.21,STQTTB,T1/Trang 33 ta có: (53) 1055,356(kg / m3 ) 1 0,948.10 (m3 / kg ) 1055,356 Chọn w = m/s 2,778.0,948.10 d 0,058(m) 0,785 Nên: Vậy, theo quy chuẩn d bảng XII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy d= 70 (mm), dn= 76 (mm) 3.3.3.2 Từ thiết bị gia nhiệt vào nồi Ta có: W Gd 10000 2,778(kg / s ) 3600 3600 Giả thiết nồi gia nhiệt tăng nhiệt độ dung dịch đầu từ 250C lên đến nhiệt độ sôi nồi là 70 0C Ở t = 700C, xđ = 12% 932,851(kg / m ) (bảng I.21,STQTTB,T1/33) 1 1,072.10 ( m3 / kg) 932,851 2,778.1,072.10 d 0,062(m) 0,785.1 Vậy, quy chuẩn d theo bảng XIII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d= 70 (mm), dn= 76 (mm) 3.3.3.3 Từ nồi vào nồi Ta có: W Gd W3 10000 1795,459 2,279( kg / s) 3600 3600 Dung dịch khỏi nồi có x3 = 15,59% và nhiệt độ là 76,140C 1 1,058.10 (m3 / kg ) 944,987 944,987 (kg/m3) (54) 2,279.1,085.10 d 0,056(m) 0,785.1 Vậy, quy chuẩn d theo bảng XII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d= 70 (mm), dn= 76 (mm) 3.3.3.4 Từ nồi vào nồi Ta có: W Gd W2 W3 10000 1902,005 1795,459 1,751(kg / s) 3600 3600 Dung dịch khỏi nồi có x2 = 20,706% và nhiệt độ là 96,9(0C) 1 1,071.10 (m3 / kg ) 930,491 930,491(kg / m ) d 1,751.1,071.10 0,489(m) 0,785.1 Vậy, quy chuẩn d theo bảng XII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d= 50 (mm), dn= 57 (mm) Tóm lại chọn đường kính dung dịch cho toàn hệ thống là d = 70(mm), d n = 76(mm) 3.3.3.5 Ra khỏi nồi đến thùng chứa sản phẩm Ta có: W Gd W1 W2 W3 10000 2302,536 1902,005 1795,459 1,111( kg / s) 3600 3600 Dung dịch khỏi nồi có x1 = 30% và nhiệt độ là 124,92(0C) 1 1,07.10 ( m3 / kg ) 934,379 934,379(kg / m ) 1,111.1,07.10 d 0,389(m) 0,785.1 (55) Vậy, quy chuẩn d theo bảng XIII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d= 40 (mm), dn= 45 (mm) 3.3.4 Đường kính ống tháo nước ngưng Nồi 1: Ta có: W D1 2819,102 0,783(kg / s) 3600 3600 thđ1 = 137,90C 928,09(kg / m ) 1 1,077.10 ( m3 / kg ) 928,09 0,783.1,077.10 d 0,033(m) 0,785.1 Vậy, quy chuẩn d theo bảng XII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d= 32 (mm), dn= 38 (mm) Nồi 2: Ta có: W D2 2302,536 0,64(kg / s ) 3600 3600 thđ1 = 109,680C 951,53( kg / m ) 1 1,05.10 ( m3 / kg ) 951,53 0,64.1,05.10 d 0,029( m) 0,785.1 Vậy, quy chuẩn d theo bảng XII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d= 25 (mm), dn= 32 (mm) Nồi 3: Ta có: W D3 1902,005 0,528( kg / s) 3600 3600 thđ1 = 86,5640C 967,61(kg / m ) 0,528.1,033.10 d 0,026(m) 0,785.1 1 1,033.10 ( m3 / kg ) 967,61 (56) Vậy, quy chuẩn d theo bảng XII.26,STQTTB,T2/Trang 409, ta lấy: d= 25 (mm), dn= 32 (mm) Tóm lại chọn đường kính ống tháo nước ngưng cho toàn hệ thống là: d= 32 (mm), dn= 38 (mm) 3.3.5 Đường kính ống tuần hoàn ngoài Ta lấy đường kính ống tuần hoàn ngoài 20% đường kính buồng đốt Tức là Dth = 0,2.1,6 = 0,32 (m) = 320(mm) Tra bảng XIII.26,STQTTB,T2/Trang409 ta chọn đường kính ngoài D thn = 325(mm) Bảng 3.1 Đường kính các loại ống dẫn Ống dẫn Đường kính Đường kính ngoài d(mm) 300 200 300 300 dn(mm) 325 219 325 325 70 76 70 32 76 38 ống dẫn đốt ống dẫn thứ nồi ống dẫn thứ nồi ống dẫn thứ nồi ống dẫn nguyên liệu vào thiêt bị gia nhiệt ống dẫn dung dịch ống tháo nước ngưng 3.4 Chiều dày vĩ ống Vì vĩ ống phải đảm bảo yêu cầu: Giữ chặt ống Giữ nguyên hình dạng vĩ ống sau lắp ống Chống bị ăn mòn Nên ta chọn bề dày vĩ ống 10(mm) (57) 3.5 Chiều dày lớp cách nhiệt Để hạn chế nhiệt truyền qua thành thiết bị hay ống dẫn thoát ngoài không khí làm tổn thất nhiệt lượng, ta phải bọc thiết bị hay ống dẫn vật liệu dẫn nhiệt kém gọi là lớp cách nhiệt 3.5.1 Tính bề dày lớp cách nhiệt ống dẫn Bề dày lớp cách nhiệt bọc các ống dẫn điều kiện cấp nhiệt ngoài không khí chuyển động tự do, nhiệt độ môi trường xung quanh khoảng 200C tính theo công thức: 2,8 d n1,2 1,35.tT1,32 ( m) q1,5 (công thức V.137,STQTTB,T2/Trang 41) Trong đó: dn :đường kính ngoài ống dẫn(không kể lớp cách nhiệt) :hệ số dẫn nhiệt lớp cách nhiệt ( W/m.độ) q :nhiệt tổn thất tính theo 1m chiều dài ống(W/m) tT2 :nhiệt độ mặt ngoài ống kim loại chưa kể lớp cách nhiệt Chọn chất cách nhiệt là bông thủy tinh: Với: 0,0372 (W/m.độ) (Bảng I.126,STQTTB,T1/Trang 128) 200(kg / m3 ) (Bảng I.1, STQTTB,T1/ Trang8) 3.5.1.1 Ống dẫn đốt Đại lượng q tra từ bảng V.7,STQTTB,T2/Trang42, và xem nhiệt độ tT2 nhiệt độ ống tổn thất nhiệt độ qua thành ống nhỏ, ta có bảng tổng hợp sau: (58) Hơi đốt dn (mm) tT2 = thđ (0C) (W/m.độ) q1 (W/m) tính (mm) chọn (mm) Bảng 3.2 Lớp cách nhiệt đốt Nồi Nồi 219 219 137,9 109,68 0,0372 0,0372 135,32 112,74 8,314 7,943 8 Nồi 219 86,564 0,0372 95,326 7,51 Nồi 1: 2191,2.0,03721,35.137,91,3 2,8 8,134(mm) 135,321,5 Theo quy chuẩn chọn = (mm) Nồi 2: 2191,2.0,03721,35.109,681,3 2,8 7,943(mm) 112,741,5 Theo quy chuẩn chọn = (mm) Nồi 3: 2191,2.0,03721,35.86,5641,3 2,8 7,51(mm) 95,3261,5 Theo quy chuẩn chọn = (mm) 3.5.1.2 Ống dẫn thứ Nồi 1: Ống dẫn thứ nồi là ống dẫn đốt nồi nên bề dày lớp cách nhiệt ống dẫn thứ nồi là: = 9(mm) Nồi 2: (59) Ống dẫn thứ nồi là ống dẫn đốt nồi nên bề dày lớp cách nhiệt ống dẫn thứ nồi là: = 8(mm) Nồi 3: 3251,2.0,03721,35.69,71,3 2,8 7,474(mm) 108,691,5 Theo quy chuẩn chọn = 8(mm) 3.5.1.3 Ống dẫn dung dịch Bảng 3.3 Tính lớp cách nhiệt cho ống dẫn dung dịch Dung dịch dn (mm) tdd (0C) (W/m.độ) q1 (W/m) Sau TBGN 57 70 0,0372 36,8 Ra nồi 57 76,14 0,0372 40,184 Ra nồi 57 96,9 0,0372 50,813 Ra nồi 57 124,92 0,0372 63,936 Sau thiết bị gia nhiệt: 571,2.0,03721,35.701,3 2,8 4,724( mm) 36,81,5 Ra nồi 3: 571,2.0,03721,35.76,141,3 2,8 4,618( mm) 40,1841,5 Ra nồi 2: 571,2.0,03721,35.96,91,3 2,8 4,443( mm) 50,8131,5 Ra nồi 1: 571,2.0,03721,35.124,921,3 2,8 4,38( mm) 63,9361,5 Chọn chiều dày lớp cách nhiệt chung cho ống dẫn dung dịch là = 3.5.1.4 Ống dẫn tuần hoàn ngoài (60) Ống tuần hoàn nồi 1: Bề dày lớp cách nhiệt bề dày lớp cách nhiệt ống dẫn dung dịch từ nồi sang bể chứa sản phẩm, = (mm) Ống tuần hoàn nồi 2: Bề dày lớp cách nhiệt bề dày lớp cách nhiệt ống dẫn dung dịch từ nồi sang nồi 1, = (mm) Ống tuần hoàn nồi 3: Bề dày lớp cách nhiệt bề dày lớp cách nhiệt ống dẫn dung dịch từ nồi sang nồi 2, = (mm) 3.5.2 Tính chiều dày lớp cách nhiệt thân thiết bị Tính bề dày lớp cách nhiệt c theo công thức sau: n (tT tkk ) c (tT tT ) c (CT VI.66,STQTTB,T2/ 92) Với: n hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ngoài lớp cách nhiệt đến không khí n 9,3 0,058.tT (W/m2.độ) (CT VI.67,STQTTB,T2/ 92) tT2 – nhiệt độ bề mặt cách nhiệt phía không khí, chọn tT2 = 450C n 9,3 0,058.45 11,91 (W/m2.độ) tT1 – nhiệt độ lớp cách nhiệt tiếp giáp bề mặt thiết bị, vì trở lực nhiệt tường thiết bị nhỏ so với trở lực nhiệt lớp cách nhiệt, cho nên t T1 có thể lấy nhiệt độ thiết bị tkk – nhiệt độ không khí, tkk = 250C c - hệ số dẫn nhiệt vật liệu cách nhiệt, c = 0,0372 (W/m.độ) Nồi 1: Với thân buồng đốt: tT1 = 137,90C (t t ) 0,0372(137,9 45) c c T1 T 14,5(mm) n (tT tkk ) 11,91(45 25) (61) Với thân buồng bốc: tT2 = 110,680C (t t ) 0,0372(110,68 45) c c T1 T 10,3(mm) n (tT tkk ) 11,91(45 25) Nồi 2: Với thân thiết bị buồng đốt: tT1 = 109,680C (t t ) 0,0372(109,68 45) c c T1 T 10,1(mm) n (tT tkk ) 11,91(45 25) Với thân buồng bốc: tT2 = 87,5640C (t t ) 0,0372(87,564 45) c c T1 T 6,6(mm) n (tT tkk ) 11,91(45 25) Nồi 3: Với thân thiết bị buồng đốt: tT1 = 86,5640C (t t ) 0,0372(86,564 45) c c T1 T 6,49( mm) n (tT tkk ) 11,91(45 25) Với thân buồng bốc: tT2 = 69,70C (t t ) 0,0372(69,7 45) c c T1 T 3,86(mm) n (tT tkk ) 11,91(45 25) Đối với nồi, ta chọn bề dày vật liệu cách nhiệt buồng đốt là 15 mm, bề dày buồng bốc là 11 mm 3.6 Chọn mặt bích Mặt bích là phận quan trọng để nối các phần thiết bị các phận khác với thiết bị Những yêu cầu mặt bích: Mối ghép phải luôn kín áp suất và nhiệt độ làm việc Luôn bền, tháo lắp nhanh và đảm bảo sản xuất hàng loạt, giá thành rẻ (62) h Với: Dt: đường kính ống thiết bị D0: đường kính ngoài ống thiết bị Dl: khoảng cách phần lõm (trống) ghép bích Db: khoảng cách bulong đối diện D: đường kính bích db: đường kính bu-lông h: chiều cao bích 3.6.1 Mặt bích nối thân thiết bị với đáy và nắp Chọn bích liền thép loại để nối thiết bị: Theo bảng XIII.27,STQTTB,T2/417 ta có bảng số liệu sau: Bảng 3.4 Mặt bích nối thiết bị Thiết bị Buồng đốt Buồng bốc P.106 Dt (mm) Kích thước ống nối (mm) D Db Dl D0 Bu-lông db Z h (mm) 0,3 1600 1750 1770 1660 1613 M24 40 35 0,1 2000 2141 2090 2060 2015 M20 44 32 3.6.2 Bích liền kim loại đen để nối các phận thiết bị và ống dẫn (63) Theo bảng XIII.26,STQTTB,T2/409 ta có bảng số liệu sau: Bảng 3.5 Bích nối ống dẫn Dy Ống dẫn Hơi đốt Dd vào TBGN Dd vào nồi Dd Hơi thứ Nước ngưng Tuần hoàn Dn (mm) (mm) 200 219 50 57 50 57 40 45 300 325 32 38 300 325 Kích thước nối D Dt Dl 290 255 232 140 110 90 140 110 90 130 100 80 435 395 365 120 90 70 435 395 365 Bu-lông db Z M16 M12 M12 M12 M20 12 M12 M20 12 h (mm) 16 12 12 12 22 12 22 3.7 Chọn tai treo Chọn tai treo thép CT3 có khối lượng riêng 7850kg/m cho nồi Phải tính tải trọng tác dụng lên tai treo Tải trọng cho tai treo là: G Q= (N) Với: G= Gthân +Gnắp+Gđáy+Gcáchnhiệt+Glỏng+Ghơi+Gbích+Gống+Gvĩ 3.7.1 Trọng lượng thân thiết bị Gth: Tính trọng lượng thân buồng đốt theo công thức: M= H ( Dn2 Dt2 ) Trong đó: ρ- khối lượng riêng thép, ρ = 7,85.103 kg/m3 Dn- đường kính ngoài buồng đốt và buồng bốc, m Dt- đường kính buồng đốt và buồng bốc, m H- chiều cao buồng đốt và buồng bốc, m Tính tải trọng thân thiết bị: G = g.M, g- gia tốc trọng trường, g = 9.81 m/s2 Buồng đốt: (64) Dt = 1,6 (m); Dn = 1,6 + 2S = 1,6+2.0,004 = 1,608 (m); H = (m) M 7850 3,14.3 (1,6082 1,62 ) 474,44( kg ) G 9,81.474,44 4654,3(N ) Buồng bốc: Dt = (m); Dn = + 2S = 2+2.0,003 = 2,006 (m); H = 1,7 (m) M 7850 3,14.1,7 (2,0062 22 ) 251,8( kg ) G 9,81.251,8 2470,16(N ) Tổng tải trọng thân thiết bị: Gth = 7124,46(N) 3.7.2 Tải trọng ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn ngoài: Tính tải trọng ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn ngoài theo công thức: Gtn N. g H. H. (dn dt2 ) g .(d1 d22 ) 4 Với: N – số ống truyền nhiệt, N = 631 ống dn – đường kính ngoài ống truyền nhiệt, dn = 0,038 (m) dt – đường kính ống truyền nhiệt, dt = 0,034 (m) H – chiều cao ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn, H = (m) d1, d2 – đường kính ngoài và ống tuần hoàn, m d1 = 0,3 (m); d2 = 0,325 (m) Gtn 631.7850.9,81 3,14.3 3,14.3 (0,0382 0,0342 ) 7850.9,81 .(0,3252 0,32 ) 4 Gtn 35790,96 (N) 3.7.3 Trọng lượng dung dịch thiết bị (65) Gdd max g H N. dt2 Với: H – chiều cao cột chất lỏng H = 3(m) Khối lượng riên lớn cột chất lỏng max 962,14 (kg/m3) Tổng số ống truyền nhiệt N = 631 ống dt = 0,034 (m) 631.3,14.0,034 Gdd 962,14.9,81.3 16213,82(N ) 3.7.4 Trọng lượng Dt2 Gh max g H Gdd 1,869.9,81.1,7 3,14.22 97,87(N ) 3.7.5 Trọng lượng vĩ ống Vỉ ống để ghép ống Có vỉ ống thiết bị Đường kính vỉ ống tương ứng đường kính buồng đốt Tính diện tích chiếm chỗ vỉ: Dt2 dn2 S N. 4 Trong đó: Dt = 1,6 (m); dn = 0,038 (m); N = 631 ống S 3,14 (1,62 631.0,0382 ) 1,29(m ) Chọn chiều cao vỉ h = 0,015 m Gvi 2.S.h. g 2.1,29.0,015.7850.9,81 2980,23(N ) 3.7.6 Trọng lượng đáy buồng đốt (66) Tra bảng XIII.11,STQTTB,T2/384, ta có khối lượng đáy buồng đốt 137kg Vậy Gđ = 137.9,81 = 1343,97 (N) 3.7.7 Trọng lượng nắp buồng bốc Tính tải trọng nắp theo công thức gần đúng sau: Gn Fn Sn t g Fn – bề mặt nắp buồng bốc, xác định theo bảng XIII.10,STQTTB,T2/382 Fn = 4,48 m2 Sn – chiều dày nắp buồng bốc, Sn = 0,005 m Gn 4,48.0,005.7850.9,81 1724,99(N ) 3.7.8 Trọng lượng bích Gbich 2 ( D2 Dn2 ).h g Bảng 3.6 Trọng lượng bích Bích Buồng đốt Buồng bốc Hơi đốt Hơi thứ Ống dẫn dung dịch Tháo nước ngưng Ống tuần hoàn ngoài Tổng khối lượng bích Số lượng cặp 2 1 2 Dn D h 1,608 2,006 0,219 0,325 0,057 0,038 0,325 1,74 2,141 0,29 0,435 0,14 0,12 0,435 0,028 0,032 0,016 0,022 0,012 0,012 0,022 Trọng lượng G 1540,36 2213,64 69,94 222,48 23,73 18,8 222,48 4311,43 3.7.9 Trọng lượng lớp cách nhiệt Vật liệu cách nhiệt là bông thủy tinh có = 200 (kg/m3) Tính trọng lượng lớp cách nhiệt cho buồng đốt và buồng bốc theo CT: (67) Gcn g H. ( Dn2 Dt2 ) Với: Dn, Dt là đường kính ngoài và đường kính lớp cách nhiệt Trọng lượng lớp cách nhiệt buồng đốt: (1,6392 1,6042 ) Gcn1 200.9,81.3.3,14 524,45(N ) Trọng lượng lớp cách nhiệt buồng bốc: Gcn 200.9,81.1,7.3,14 (2,0472 2,0032 ) 466,58(N ) Vậy tổng trọng lượng lớp cách nhiệt: Gcn = 991,03 (N) 3.7.10 Tổng trọng lượng thiết bị và tải trọng tai treo Tổng trọng lượng thiết bị: G 70578,76 (N) Tải trọng tác dụng lên tai treo: G 70578,76 17644,69 G1 = (N) Tra bảng XIII.35,STQTTB,T2/437 ta có bảng sau: Bảng 3.7 Tai treo thép CT3 thiết bị thẳng đứng Tải trọng phép tác dụng lên tai treo: 2,5.104 (N) Bề mặt đỡ: 173 (m2) Tải trọng cho phép trên bề mặt đỡ:1,45.106 (N/m2) L B B1 H S l A D KL tai (mm) (mm) (mm) (mm) (mm) (mm) (mm) (mm) treo,kg (68) 150 120 130 215 60 20 30 3,48 (69) CHƯƠNG IV: THIẾT BI PHỤ 4.1 Cân vật liệu: 4.1.1.Lượng nước làm nguội cần thiết để tưới vào thiết bị ngưng tụ: Dựa vào phương trình cân nhiệt lượng: W3 (i Cn t2c ) Gn = Cn (t2 c t2 d ) (kg/s) CT V.51,STQTTB,T2/84 Trong đó: W3 : Lượng ngưng vào thiết bị ngưng tụ (kg/s) W3 = 1795,459 kg/h = 0,499 kg/s i : Hàm nhiệt ngưng tụ (J/kg), i=2620.103 (J/kg) t2d , t2c : Nhiệt độ đầu và nhiệt độ cuối nước (0C) Chọn: t2d = 25 0C t2c = 40 0C t2 d t2c 25 40 32,50 C 2 Nhiệt độ trung bình cuả nước: ttb = Cn: Nhiệt dung riêng trung bình cuả nước (J/kg.độ) Tra theo ttb ta Cn =4180,98(J/kg.độ) Vậy: 0,499.(2620.103 4180,98.40) 19,52 4180,98.(40 25) Gn = kg/s 4.1.2 Thể tích khí không ngưng và không khí hút khỏi thiết bị Lượng khí không ngưng và không khí hút khỏi thiết bị là có sẵn thứ, chui qua lỗ hở thiết bị bốc từ nước làm lạnh (70) Chính lượng khí không ngưng và không khí này vào thiết bị ngưng tụ đã làm giảm độ chân không, áp suất riêng phần và hàm lượng tương đối hỗn hợp giảm, đồng thời làm giảm hệ số truyền nhiệt thiết bị Vì cần phải liên tục hút khí không ngưng và không khí khỏi thiết bị Lượng khí không ngưng và không khí hút khỏi thiết bị: Gkk 0,2510 4W3 0,25.10 4.Gn 0,01W3 CT VI.47,STQTTB,T2/ 84 Với: Gkk :lượng khí không ngưng, không khí hút khỏi thiết bị (kg/s) Gkk 0,25.10 4.0, 499 0, 25.10 4.19,52 0,01.0, 499 5,49.10 (kg/s) Thể tích khí không ngưng và không khí hút khỏi thiết bị ngưng tụ: 288.Gkk (273 tkk ) p ph Vkk = (công thức VI.49, [2]/ 84) Với: Vkk: thể tích khí không ngưng và không khí (m3/s) P: áp suất chung hỗn hợp khí thiết bị ngưng tụ(N/m2) Ph: áp suất riêng phần nước hỗn hợp(N/m 2), lấy áp suất bão hòa nhiệt độ không khí (tkk) Nhiệt độ không khí xác định sau: tkk = t2d + + 0,1.(t2c – t2d) = 30,5(0C) (CT VI.50,STQTTB,T2/ 84) Ph = 0,0447 at Vậy: 288.5,49.10 3.(273 30,5) 0,019( m3 / s) Vkk = (0,3 0,0447)9,81.10 = 68,98(m3/h) (71) 4.2 Kích thước thiết bị ngưng tụ 4.2.1.Đường kính thiết bị ngưng tụ Đường kính thiết bị ngưng tụ xác định theo công thức: Dtr = 1,383 W2 h h (m) CT VI.52,STQTTB,T2/ 84 Với: Dtr: đường kính thiết bị ngưng tụ (m) W:lượng ngưng tụ(kg/s) h :khối lượng riêng (kg/m3) Ph= 0,3 at tra bảng I.251,STQTTB,T2/314 suy =0,1876 (kg/m3) h :tốc độ thiết bị ngưng tụ (m/s) Chọn h = 30m/s 0,499 0,412( m) 0,1876.30 Dtr = 1,383 Chọn đường kính thiết bị ngưng tụ là dtr= 500 mm 4.2.2 Kích thước ngăn Để đảm bảo làm việc tốt , ngăn phải có dạng hình viên phân Chiều rộng ngăn xác định theo công thức sau: Dtr b = + 50 (mm) (CT VI.53,STQTTB,T2/ 85) Với: Dtr :đường kính thiết bị ngưng tụ (mm) Vì trên ngăn có nhiều lỗ nhỏ, lấy nước để làm nguội, chọn đường kính lỗ là 2mm (72) Ta có: 500 b = + 50 = 300 (mm) Chiều cao gờ cạnh ngăn là 40mm Chọn chiều dày ngăn là 4mm Tổng diện tích bề mặt các lỗ toàn mặt cắt ngang thiết bị ngưng tụ nghĩa là trên cặp ngăn: f Gn W (m ) c c n Với: Gn: lưu lượng nước(m3/s) c : tốc độ tia nước (m/s); chọn c =0,62 (m/s) n : khối lượng riêng nước (kg/m3); (bảng I.249/STQTTB,T1/310) n =994,55 (kg/m3) f 19,52 0,032(m ) 994,55.0,62 Các lỗ trên ngăn xếp theo hình lục giác nên ta có thể xác định bước các lỗ công thức f e 1/2 ) f t = 0,866.d tb ( CT VI.55,STQTTB,T2/ 85 Với: d: đường kính lỗ, (mm) (73) fe f tb :tỷ số tổng diện tích tiết diện các lỗ với diện tích tiết diện thiết fe bị ngưng tụ, thường lấy f tb = 0,025 – 0,1 fe Chọn f tb = 0,1 1/2 Nên: t = 0,866.2.0,1 0,548 (mm) 4.2.3 Chiều cao thiết bị ngưng tụ: Để chọn khoảng cách trung bình các ngăn và tổng chiều cao hữu ích thiết bị ngưng tụ , ta dựa vào mức độ đun nóng nước và thời gian lưu nước thiết bị ngưng tụ Mức độ đun nóng nước xác định: t c t2 d P = tbh t2 d CT VI.56,STQTTB,T2/ 85 Với: t2c , t2d : nhiệt độ cuối , đầu nước tưới vào thiết bị tbh : nhiệt độ nước bão hòa ngưng tụ t2 c t2 d 40 25 0,343 t t 68,7 25 P = bh d Tra bảng VI.7,STQTTB,T2/ 86: Số ngăn = 4, số bậc = 2, khoảng cách các ngăn là 300mm, thời gian rơi qua bật là 0,35 s Tra bảng VI.8,STQTTB,T2/ 88 ta có: Khoảng cách từ ngăn trên cùng đến nắp thiết bị là a = 1300mm (74) Khoảng cách từ ngăn cùng đến đáy thiết bị là b = 1200mm Khoảng cách tâm thiết bị ngưng tụ và thiết bị thu hồi: K1 = 675 mm ; K2= 835 mm Chiều cao hệ thống thiết bị H = 4300 mm Chiều rộng hệ thống thiết bị: T = 1300 mm Đường kính thiết bị thu hồi: 400 mm Chiều cao thiết bị thu hồi: 1440 mm 4.2.4 Tính kích thước ông Baromet: Áp suất thiết bị ngưng tụ là 0,3(at) đó để tháo nước ngưng và ngưng tụ cách tự nhiên thì thiết bị phải có ống Baromet Đường kính ông Baromet xác định theo công thức: dB = 0,004(Gn W ) (m) CT VI.57,STQTTB,T2/ 86 Trong đó: Gn: Lượng nước lạnh tưới vào tháp (kg/s) W: Lượng ngưng tụ (kg/s) : Tốc độ hỗn hợp nước lạnh và nước ngưng chảy ống Baromet Chọn = 0,5m/s Vậy: dB = 0,004.(19,52 0,499) 0,226( m) 3,14.0,5 chọn dB = 250 mm Chiều cao ống Baromet tính theo công thức: H= h1+h2+0,5 (m) CT VI.58,STQTTB,T2/ 86 Với: (75) h1: chiều cao cột nước ống cân với hiệu số áp suất khí và áp suất thiết bị ngưng tụ.(m) h2: chiều cao cột nước ông baromet cần để khắc phục toàn trở lực nước nước chảy ống(m) 0,5(m): chiều cao dự trữ để ngăn ngừa nước dâng lêntrong ống và chảy tràn vào đường ống dẫn áp suất khí tăng Ta có: b h1 = 10,33 760 Ở đây b là độ chân không thiết bị ngưng tụ (mmHg) b = (1 – 0,3) 760 = 532 (mmHg) Nên 532 7, 231( m) h1 = 10,33 760 2 H h2 (m) 2g d CTVI.60,STQTTB,T2/ 87) Hệ số trở lực vào đường ống lấy ξ =0,5;khi khỏi ống lấy ξ =1 thì công thức trên có dạng sau: Với: 2 H h2 2,5 (m) 2g d H: toàn chiều cao ống Bazomet (m) d : đường kính ống Bazomet(m) : hệ số ma sát nước chảy ống Để tính ta tính hệ số chuẩn Re chất lỏng chảy ống Bazomet: Re Với: d B n CT VI.4,STQTTB,T2/ 359 dB: đường kính ống dẫn.(m) (76) n : khối lượng riêng nước, n =994,55(kg/m3) μ =0,773.10 (N.s/m2) μ : độ nhớt nước 250C đến 400C , Re 0,25.994,55.0,5 16,08.104 104 3 0,773.10 Vậy ống Bazomet có chế độ chảy xoáy, chế độ chảy xoáy ta có thể xác định hệ số ma sát theo công thức sau: 6,81 0,9 lg 3,7 Re Với: Δ CT II.65,STQTTB,T1/ 380 : độ nhám tương đối xác định theo công thức sau: dtd CT II.66,STQTTB,T1/ 380 Trong đó: : độ nhám tuyệt đối: = 0,1(mm) dtd: đường kính tương đương ống(m), dtd=0,25(m) 0,1.10 0,4.10 0,25 6,81 0,9 0,4.10 2lg 16,08.104 3,7 Nên: Và : h2 0,0188 0,52 H 2,5 0,0188 0,0319 9,58.10 4.H 2.9,81 0,25 H = h1+h2+0,5 = 7,231+0,5+0,0319+9,58.10-4.H H = 7,77 (m) (77) Nhưng thực tế, còn lấy thêm chiều cao dự trữ để tránh tượng nước dâng lên ngập thiết bị đó, ta chọn chiều cao Baromet là 10m 4.3 Chọn bơm 4.3.1 Bơm chân không Ngoài tác dụng hút khí không ngưng và không khí, bơm chân không còn có tác dụng tạo độ chân không cho thiết bị ngưng tụ va thiết bị cô đặc Trong thực tế quá trình hút khí là quá trình đa biến nên: Công bơm chân không: m m P2 m N P1.Vkk 1 P ck m 1 Với: CT II.242a,STQTTB,T1/465 P1 : áp suất khí lúc hút (N/m2); P1 = Pkk P2 : áp suất khí lúc đẩy (N/m2) m : số đa biến không khí, lấy m = 1,25 ck : hiệu số khí bơm chân không kiểu pittông, ck = 0,9 N : công bơm chân không ( J/kg) V kk: thể tích riêng khí không ngưng và không khí hút khỏi hệ thống (m3/kg) P1= Pck – Ph = (0,3 – 0,0461).9,81.104 = 24907,59 (N/m2) Ph: áp suất riêng phần nước hỗn hợp Chọn: P2= 1,033(at) = 101337,3 (N/m2) 101337,3 1,25 1,25 N 24907,59.0,019 ( ) 1,25 0,9.(1,25 1) 24907,59 1 851,11(W) Vậy công suất tiêu hao bơm chân không là: N = 851,11 (W) (78) Công suất động điện: N N dc tr dc (W) Với: : hệ số dự trữ công suất,thường lấy = 1,12 tr : hiệu suất truyền động , chọn tr =0,96 dc : hiệu suất động cơ, chọn dc =0,95 851,11.1,12 N dc 1045,22(W ) 0,96.0,95 Vậy công suất động bơm chân không là 10445,22 (W) 4.3.2 Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ: Chọn bơm ly tâm guồng để bơm nước lạnh lên thiết bị ngưng tụ, ta chọn chiều cao ống hút và ống đẩy bơm là: Ho= 15 (m) Chiều dài toàn đường ống là: 20 (m) Đường kính ống hút và đẩy: d= 4.W 4.19,52 0,112(m) . = 3,14.2.996,9 (chọn = 2m/s) Chọn đường kính ống dẫn 0,12m Công suất hiệu dụng bơm tính theo công thức sau: N Với: Q.H g ( KW) 1000 CT II.189,STQQTTB,T1/ 439 ρ : khối lượng riêng nước 25(oC).=995,68 Q: suất bơm (m3/s) 19,52 Q 0,0196(m3 / s) 996,9 (79) H: áp suất toàn phần (áp suất cần thiết để chất lỏng chảy ống) : hiệu suất bơm, chọn η =0,85 (bảng II.32, [1]/ 439) H = Hm + Ho+ Hc (m) CT II.185,STQTTB,T1/438 Trong đó: Hm : trở lực thủy lực mạng ống Hc : chênh lệch áp suất cuối ống đẩy và đầu ống hút Ho : tổng chiều dài hình học mà chất lỏng đưa lên ( gồm chiều cao hút và chiều cao đẩy ) Tính Hm : H m H1 H cb (m) CT1-102, [4]/ 64 l H1 = 2dg : trở lực ma sát 2 g : trở lực cục H2 = Khi đó : l H m (m) d 2.g Với: l: chiều dài toàn ống, l = 20(m) d: đường kính ống, d = 0,12(m) : tốc độ nước ống, = 2(m/s) : hệ số ma sát : hệ số trở lực chung Hệ số ma sát xác định qua chế độ chảy Re: .d n Re (80) Với: : độ nhớt nước 25(oC) =0,8937.10-3(N.s/m2) Re ( Bảng I.102,STQTTB,T1/ 94) 2.0,12.996,9 2,68.105 104 3 0,8937.10 Nên ống có chế độ chảy xoáy, nên ta dùng công thức sau để tính hệ số ma sát: Hệ số ma sát xác định: 6,81 0,9 2lg 3,7 Re CT II.65,STQTTB,T1/ 380 Với: là độ nhám tương đối xác định theo công thức sau: dtd Trong đó: d tđ : đường kính tương đối ống(m) : độ nhám tuyệt đối, = 0,1(mm) 0,1.10 0,833.10 0,12 6,81 0,9 0,833.10 2lg 2,68.105 3,7 0,02 (W/m.độ) Tổng trở lực xác định theo bảng II.16,STQTTB,T1/ 382: (81) cửa vào= 0,5 (Bảng N010) cửa ra= (Bảng N010) Co 900 = 0,38 (6 khuỷu) (Bảng N029) van tiêu chuẩn= 4,4(Bảng N037) van chiều= 6,84 (Bảng N047) 0,5 6.0,38 4, 6,84 15,02 20 22 H m 0,02 15,02 3,74(m) 0,12 2.9,81 Vậy: Chênh lệch áp suất cuối ống đẩy và đầu ống hút: Hc P2 P1 (m ) g Với: P1, P2: áp suất tương ứng đầu ống hút, cuối ống đẩy Hc (0,3 1).9,81.104 7,02( m) 996,9.9,81 Áp suất toàn phần bơm là: H = 3,74 + 15 + (- 7,02) = 11,72(m) Công suất bơm: N 0,0196.11,72.996,9.9,81 2,64( KW) 103.0,85 Công suất động điện: N 2,64 N dc 2,89( KW) tr dc 0,96.0,95 Người ta thường lấy động có công suất lớn công suất tính toán để tránh tượng quá tải Vì Ndc nằm khoảng (KW) nên tra bảng II.33, STQTTB,T1/ 440, chọn hệ số dự trữ =1,3 Nên : N dc = N = 1,3.2,89 3,76(kW ) đc (82) 4.3.3 Bơm dung dịch lên thùng cao vị Chọn bơm ly tâm với chiều cao hút và chiều cao đẩy là 15 (m) Chiều dài ống là 20(m) Công suất bơm tính theo công thức: n HQ g 1000 CTII.189,STQTTB,T1/439 : hiệu suất bơm, chọn = 0,85 Với: : khối lượng riêng dung dịch có C = 12%; t = 25(oC) = 1073,72(kg/m3) Bảng I.21,STQTTB,T1/ 58 Q : suất bơm (m3/s) G: lưu lượng bơm (Kg/s) H : áp suất cần thiết để dung dịch chuyển động ống H= Hm+ Hc+Ho Với: Hm: trở lực mạng ống Hc: chênh lệch áp suất cuối ống đẩy, đầu ống hút Ho: chiều cao ống hút và đẩy, chọn: Ho=15(m) Q Tính Q: Gd (m / s) Với: Gd là lượng dung dịch đầu (kg/s) 10000 Q 2,59.10 (m / s ) 1073,72.3600 Đường kính ống hút và ống đẩy: (83) d Gd 10000.4 0,057(m) = 3,14.1.1073,72.3600 (chọn = 1m/s) Chọn đường kính ống hút và đẩy dung dịch lên thùng cao vị d = 60(mm) Vậy vận tốc thực là 0,915 m/s dd = 1,1.10-3(N.s/m2) Tính Hm: tra toán đồ I.21,STQTTB,T1/102 l Hm ( m) d 2.g Hệ số ma sát tính qua chế độ chảy Re: .d dd 0,915.0,06.1073,72 Re 5,36.104 104 3 dd 1,1.10 Có chế độ chảy xoáy, suy ra: 6,81 0,9 1,67.10 2lg 5,36.104 3,7 0,026 (W/m.độ) Với: 0,1.10 2,67.10 d 0,06 Tổng trở lực: theo bảng II.16,STQTTB,T1/Trang 382; ta có: cửa vào cửa = 0,5 (Bảng N010) = (Bảng N010) Co 900= 0,38 (3 khuỷu) (Bảng N034) van tiêu chuẩn= (Bảng N037) van chiều= 6,84 (Bảng N047) (84) 0,5 3.0,38 6,84 14,72 20 0,9152 H m 0,026 14,72 0,998(m) 0,06 2.9,81 Vậy: Áp suất toàn phần bơm: H= 0,998 + 15 = 15,998(m) Công suất bơm: 15,998.2,778.10 3.1073,72.9,81 N 0,55( KW) 1000.0,85 Công suất động điện: 0,55 N 0,603(kW ) N dc = η dc η = 0,96.0,95 (KW) Người ta thường lấy động có công suất lớn công suất tính toán để tránh tượng quá tải Vì Ndc <1KW (tra bảngII.33, [1]/ 440) chọn hệ số dự trữ = 1,7 Suy ra: N 1,7.0,603 1,025 (KW) 4.3.4 Bơm dung dịch từ nồi vào nồi Chọn bơm ly tâm với chiều cao hút và chiều cao đẩy là (m) Công suất bơm tính theo công thức: n H Q. g 1000. CTII.189,STQTTB,T1/439 Với: : hiệu suất bơm, chọn = 0,85 : khối lượng riêng dung dịch có C = 15,59%; t = 76,14(oC) = 870,23(kg/m3) Bảng I.21,STQTTB,T1/ 58 = 0,242.10-3 (N.s/m2) (85) Q : suất bơm (m3/s) G: lưu lượng bơm (Kg/s) H : áp suất cần thiết để dung dịch chuyển động ống H= Hm+ Hc+Ho Với: Hm: trở lực mạng ống Hc: chênh lệch áp suất cuối ống đẩy, đầu ống hút Ho: chiều cao ống hút và đẩy, chọn: Ho=15(m) Q Tính Q: Gd W3 (m / s) Với: Gd là lượng dung dịch đầu (kg/s) 10000 1795,459 Q 2,58.10 ( m3 / s) 870,23.3600 Đường kính ống hút và ống đẩy: d= Q 2,58.10 0,057( m) .0,785 1.0,785 (chọn = 1m/s) Chọn đường kính ống hút và đẩy dung dịch lên thùng cao vị d = 60(mm) Vậy vận tốc thực là 0,915 m/s Tính Hm: l Hm ( m) d 2.g Hệ số ma sát tính qua chế độ chảy Re: .d dd 0,915.0,06.870,23 Re 19,74.104 104 3 dd 0,242.10 Có chế độ chảy xoáy, suy ra: (86) 6,81 0,9 1,67.10 2lg 19,74.104 3,7 0,024 (W/m.độ) Với: 0,1.10 1,67.10 d 0,06 Tổng trở lực: theo bảng II.16,STQTTB,T1/Trang 382; ta có: cửa vào cửa = 0,5 (Bảng N010) = (Bảng N010) Co 900= 0,38 (3 khuỷu) (Bảng N034) van tiêu chuẩn= 4,45 (Bảng N037) chắn= 0,5 (Bảng N047) 0,5 3.0,38 4, 45 0,5 12,04 0,9152 H m 0,024 12,04 0,65(m) 0,06 2.9,81 Vậy: p2 p1 (2,5 1,497).9,81.104 (m ) 11,53( m) g 870,23.9,81 Hc = = Áp suất toàn phần bơm: H= 0,65 + 11,53 +8 = 20,18(m) Công suất bơm: N 20,18.2,58.10 3.870,23.9,81 0,523( KW) 1000.0,85 Công suất động điện: (87) 0,523 N 0,573(kW ) N dc = η dc η = 0,96.0,95 (KW) Người ta thường lấy động có công suất lớn công suất tính toán để tránh tượng quá tải Vì Ndc <1KW (tra bảngII.33, [1]/ 440) chọn hệ số dự trữ = 1,7 Suy ra: N 1,7.0,573 0,975 (KW) 4.3.5 Bơm dung dịch từ nồi vào nồi Chọn bơm ly tâm với chiều cao hút và chiều cao đẩy là (m) Công suất bơm tính theo công thức: n H Q. g 1000. CTII.189,STQTTB,T1/439 Với: : hiệu suất bơm, chọn = 0,85 : khối lượng riêng dung dịch có C = 20,706%; t = 96,9(oC) = 901,45(kg/m3) Bảng I.21,STQTTB,T1/ 58 = 0,377.10-3 (N.s/m2) Q : suất bơm (m3/s) G: lưu lượng bơm (Kg/s) H : áp suất cần thiết để dung dịch chuyển động ống H= Hm+ Hc+Ho Với: Hm: trở lực mạng ống Hc: chênh lệch áp suất cuối ống đẩy, đầu ống hút Ho: chiều cao ống hút và đẩy, chọn: Ho=15(m) Q Tính Q: Gd (W3 +W2 ) ( m / s) Với: Gd là lượng dung dịch đầu (kg/s) (88) 10000 (1902 1975,59) Q 1,89.10 (m3 / s) 901,45.3600 Đường kính ống hút và ống đẩy: d= Q 1,89.10 0,049( m) .0,785 1.0,785 (chọn = 1m/s) Chọn đường kính ống hút và đẩy dung dịch lên thùng cao vị d = 50(mm) Vậy vận tốc thực là 0,98 m/s Tính Hm: l Hm ( m) d 2.g Hệ số ma sát tính qua chế độ chảy Re: .d dd 0,98.0,05.901,45 Re 11,72.104 104 3 dd 0,377.10 Có chế độ chảy xoáy, suy ra: 6,81 0,9 2.10 2lg 11,72.104 3,7 0,025 (W/m.độ) Với: 0,1.10 2.10 d 0,05 Tổng trở lực: theo bảng II.16,STQTTB,T1/Trang 382; ta có: cửa vào cửa = 0,5 (Bảng N010) = (Bảng N010) Co 900= 0,38 (3 khuỷu) (Bảng N034) (89) van tiêu chuẩn= 4,45 (Bảng N037) chắn= 0,5 (Bảng N047) 0,5 3.0,38 4, 45 0,5 12,04 0,982 H m 0,025 12,04 0,79(m) 0,05 2.9,81 Vậy: p2 p1 (4,5 3,5).9,81.104 (m ) 11,09(m) g 901,45.9,81 Hc = = Áp suất toàn phần bơm: H= 0,79+ 11,09 +8 = 19,88(m) Công suất bơm: 19,88.1,7.10 3.901,45.9,81 N 0,35( KW) 1000.0,85 Công suất động điện: N dc = 0,35 N 0,39(kW ) η dc η = 0,96.0,95 (KW) Người ta thường lấy động có công suất lớn công suất tính toán để tránh tượng quá tải Vì Ndc <1KW (tra bảngII.33, [1]/ 440) chọn hệ số dự trữ = 1,7 Suy ra: N 1,7.0,39 0,66 (KW) 4.3.6 Bơm dung dịch từ nồi sang bể chứa sản phẩm: Chọn bơm ly tâm với chiều cao hút và chiều cao đẩy là 1(m) Chiều dài ống là 10 (m) Công suất bơm tính theo công thức: (90) n HQ g HGg 1000 1000 (CTII.189,STQTTB,T1/439) Với: : hiệu suất bơm, chọn = 0,85 : khối lượng riêng dung dịch có C =30%; t = 124,92(oC) = 962,14(kg/m3) Q : suất bơm (m3/s) G: lưu lượng bơm (Kg/s) H : áp suất cần thiết để dung dịch chuyển động ống H= Hm+ Hc+Ho Với: Hm: trở lực mạng ống Hc: chênh lệch áp suất cuối ống đẩy, đầu ống hút Ho: chiều cao ống hút và đẩy, chọn: Ho=1(m) Tính Hm l Hm ( m) d 2.g Chọn đường kính ống hút và đẩy dung dịch d = 50(mm) Gc 1,11 0,59(m / s ) 0,785.d 0,785.0,052.962,14 dd = 0,484.10-3(N.s/m2) Hệ số ma sát tính qua chế độ chảy Re: .d dd 0,59.0,05.962,14 Re 5,86.104 104 3 dd 0,484.10 Có chế độ chảy xoáy, suy ra: (91) 6.81 0,9 2.10 2lg 5,86.104 3,7 0,026 Với: 0,1.10 2.10 d 0,05 Tổng trở lực: theo bảng II.16,STQTTB,T1/Trang 382; ta có: cửa vào cửa = 0,5 (Bảng N010) = (Bảng N010) Co 900= 0,38 (3 cái) (Bảng N029) van tiêu chuẩn= 4,1 (Bảng N037) van chiều= 11,43 (Bảng N047) 0,5 3.0,38 4,1 11, 43 18,17 20 0,592 H m 0,026 18,17 0,51(m) 0,05 2.9,81 Vậy: Tính Hc: Hc P2 P1 g P1: áp suất đầu ống hút, P1=0.258(at) (bỏ qua áp suất thủy tĩnh cột chất lỏng ống truyền nhiệt) P2: áp suất cuối ống đẩy, P2=1at (1 0,258).9,81.104 Hc 6,91 1073,72.9,81 (m) (92) Áp suất toàn phần bơm: H= 1+ 0,51 + 6,91 = 8,42(m) Công suất bơm: 1,11.10 38,42.1073,72.9,81 N 0,116(kW ) 1000.0,85 Công suất động điện: N 0,116 Ndc 0,127(kW ) dc tr = 0,96.0,95 Người ta thường lấy động có công suất lớn công suất tính toán để tránh tượng quá tải Vì Ndc <1(kW) (tra bảngII.33, [1]/ 440), chọn hệ số dự trữ =1,7 Suy ra: N= Nđc=1,7.0,127 0,216(kW ) Thiết bị gia nhiệt: 4.1 Mục đích: Mục đích quá trình gia nhiệt thiết bị gia nhiệt đó là nâng nhiệt độ dung dịch nước mía lên đến điểm sôi trước vào hệ thống cô đặc Khi vào thiết bị cô đặc thì dung dịch nước mía sôi và bốc nên rút ngắn thời gian cô đặc và không phải thêm nhiệt lượng cho việc gia nhiệt đến nhiệt độ sôi 4.2 Cân nhiệt lượng: Thông số các dòng: Dung dịch KOH: nồng độ: x= 12% nhiệt độ đầu: tlv=25 0C nhiệt độ cuối: tlr=700C (93) Hơi đốt: áp suất: Ph=3,5 at Cân lượng: GvCvtv Ghvihv Gr Cr tr Gng ing Qtt Trong đó: Gv, Gr: lưu lượng dung dịch vào và khỏi thiết bị gia nhiệt(kg/h) Cv, Cr: nhiệt dung riêng dung dịch trước và sau gia nhiệt (J/kg.độ) tv, tr: nhiệt độ dung dịch trước và sau gia nhiệt(0C) Gh, Gng: lượng vào gia nhiệt và nước ngưng thoát ra(kg/h) ihv, ing: nhiệt lượng đốt và ngước ngưng(J/kg) Qtt: nhiệt lượng tổn thất(J) Giả sử không có tượng quá lạnh nước ngưng, tức nhiệt độ nước ngưng nhiệt độ đốt, đó: ihd ing=r là ẩn nhiệt ngưng tụ đốt Vì Gv=Gr, Ghd=Gng nên phương trình cân nhiệt lượng trở thành: Ghvr = Gv(Crtr Cvtv) + Qtt Giả thiết Qtt=0.5Ghvr Khi đó lượng đốt cần cung cấp cho thiết bị gia nhiệt: Ghv Gv (Cr tr Cvtv ) 0.95r Nhiệt dung riêng dung dịch trước gia nhiệt: Cv 4186.(1 0,12) 3683,68 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng dung dịch sau gia nhiệt: Cr=3951,49(J/kg.độ) 10000.(3951,49 3683,68.25 Ghv 861,8( kg / h) 2141.103 (94) KẾT LUẬN Qua thời gian tìm hiểu và tính toán, tôi đã hoàn thành nhiệm vụ đồ án mình Trong đó bao gồm việc tìm tiểu, tính toán, xác định thông số công nghệ, các yếu tố ảnh hưởng trục tiếp đến quá trình cô đặc, tính toán lượng và lựa chọn thiết bị, thiết kế thiết bị Qua đồ án tôi đã tiếp thu nhiều kiến thức mới, hiểu biết thêm quá trình cô đặc quá trình truyền nhiệt, học, phương pháp thiết lập, đọc và hiểu vẽ thiết bị Tuy nhiên còn số khó khăn quá trình làm đồ án tài liệu tham khảo còn hạn chế, chưa trực tiếp quan sác hệ thống làm việc nên còn số sai sót tính toán lập luận Tôi xin cảm ơn thầy cô đã gíp đỡ tôi hoàn thành đồ án này (95) TÀI LIỆU THAM KHẢO TS Trần Xoa, TS nguyễn Trọng Khuôn, KS Hồ Lê Viên, Sổ tay quá trình thiết bị công nghệ công nghệ hóa chất – tập 1, Nhà xuất khoa học và kỹ thuật Hà nội TS Trần Xoa, PgsTS nguyễn Trọng Khuôn, TS Phạm Xuân Toản, Sổ tay quá trình thiết bị công nghệ công nghệ hóa chất – tập 2, Nhà xuất khoa học và kỹ thuật Hà nội TS Phạm Xuân Toản, quá trình và công nghệ hóa chất – tập 3, Nhà xuất khoa học và kỹ thuật Hà nội (96)