Được chia làm 3 nhóm sau:
• Tác động nhiễu cho phép ổn định:
• Lưu lượng, nhiệt độ dòng nhập liệu: Gđ, tđ • Áp suất của hơi đốt: Pđ
Đây là các yếu tố ta có thể kiểm soát được chúng, có thể định được chúng.
Đối với dòng nhập liệu các thông số cơ bản lưu lượng, nồng độ, nhiệt độ, sẽ có ảnh hưởng đến chất lượng dòng sản phẩm, cũng như ảnh hưởng đến diễn bién của quá trình cô đặc.
Ảnh hưởng của dòng lưu lượng nhập liệu:
Nếu lưu lượng như ta đã tính là 1000kg/h và các yếu tố khác đều ổn định thì quá trình cô đặc xảy ra đúng như ta dự đoán, chất lượng dòng thành phẩm được bảo đảm.
Nhưng nếu:
Nhỏ hơn 1000kg/h (trong khoảng cho phép): quá trình cô đặc xảy ra nhanh, có thể không đủ dung dịch cho quá trình cấp nhiệt của hơi đốt, điều này có thể ảnh hưởng sự sôi trong nồi, hơi bốc lên nhiều, ảnh hưởng đến độ chân không, ành hưởng đến chất lượng sản phẩm. trong trường hợp xấu nhất tức là khi lưu lượng quá ít có thể gây cháy ống truyền nhiệt, cháy sản phẩm, kết quả là quá trình cô đặc sẽ không diễn ra như mong muốn.
Lớn hơn 1000kg/h (trong khoảng cho phép): lúc này lượng nhiệt do bốc hơi đốt cần cấp sẽ ko đủ để làm bay hơi dung môi, nồng độ dòng thành phẩm không đạt, vì ở đây dung dịch chỉ chảy qua dàn ống 1 lần không có tuần hoàn trở lại nên nếu lưu lượng nhiều hơn khi ta tính toán thì lượng nhiệt không đủ đua dung dịch đến nồng độ đến nồng độ mong muốn. trường hợp xấu nhất là khi lưu lượng quá lơn sẽ ngập trong các ống truyền nhiệt, giảm khoảng không
gian bốc hơi, ảnh hưởng đến quá trình bốc hơi, quá trình cô đặc không diễn ra được.
5.1. Ảnh hưởng của nhiệt độ nhập liệu:
Quá trình cô đặc chủ yếu là dựa vào đặc tính sôi của dung dịch hay dựa vào đặc tính nhiệt độ. Do đó yếu tố nhiệt độ là có ảnh hưởng nhiều đến quá trình cô đặc. theo tính toán nhiệt độ dòng nhập liệu khi vào tháp là 114,72 oC thì sự sôi xảy ra. Mặc dù đã có gia nhiệt ban đầu cho dòng nhập nhiệu, nhưng thiết bị gia nhiệt cũng là đối tượng công nghệ, cũng ảnh hưởng các yếu tố bên ngoài, cụ thể ở đây là nhiệt độ dòng nhập liệu tại bồn chứa. Do không xét đến thiết bị gia nhiệt cho nên ta xem như chỉ xét nhiệt độ dòng nhập liệu sau khi ra khỏi thiết bị gia nhiệt.
Nếu thấp hơn 114,72 oC: dung dịch sẽ ko sôi khi vào nồi, ta lại phải tốn nhiệt của hơi đốt, nhưng do đặc điểm của thiết bị là dung dịch chỉ chảy qua một lần từ trên xuống khi đi hết chiều cao của ống truyền nhiệt, ảnh hưởng đến chất lượng dòng thành phẩm (nồng độ thấp hơn).
Nếu nhiệt độ cao hơn trong khoảng cho phép thì không ảnh hưởng nhiều đến quá trình cô đặc.
Đối với hơi đốt vì sử dụng hơi nước bảo hoà để cấp nhiệt cho nên thông số áp suất là có ảnh hưởng nhiều nhất đến hiệu quả truyền nhiệt, lưu lượng đốt cũng ảnh hưởng nhưng không nhiều.
5.2. Ảnh hưởng của áp suất:
Nếu áp suất thấp tức nhiệt độ hơi đốt thấp sẽ có ảnh hưởng lớn hiệu suất truyền nhiệt, không đủ nhiệt lượng để cung cấp cho dung dịch sôi, nồng độ dung dịch không đạt, cho dù ta có tăng lưu lượng hơi đốt lên cũng không thể đáp ứng đủ cho quá trình truyền nhiệt vì động lực của quá trình truyền nhiêtk là do chênh lệch nhiệt độ của hai dòng “nóng” và “ lạnh”.
Nếu áp suất cao: Nếu cao ở mức cho phép thì không ảnh hưởng nhiều nhưng nếu quá cao sẽ ảnh hưởng đến thiết bị, do tạo áp lực cao bề dày buồng đốt sẽ không đáp ứng được tính bền từ đó dẫn đến hư hỏng thiết bị, nghiêm trọng có thể gây cháy nổ. do đó khi sử dụng hơi đốt người ta thường phải kiểm tra áp lực để tránh gây tai nạn chết người.
5.3. Ảnh hưởng của lượng hơi đốt:
Yếu tố nay không ảnh hưởng nhiều. nếu lưu lượng thấp sẽ không đủ hơi cấp nhiệt cho dung dịch. Nếu lưu lượng cao thì không ảnh hưởng nhiều nhưng như vậy sẽ gây tổn thất nhiệt, cũng có thể làm tăng áp lực cho buồng đốt.
Tác động nhiều kiểm soát được nhưng không thể ổn định
Ảnh hưởng của nồng độ dòng nhập liệu:
Nồng độ dòng nhập liệu ban đầu là 10 brix khi tính toán ta đã cho ra nồng độ này ổn định do đó khi vào trong nồi sự sôi sẽ xảy ra nhưng nếu:
Nồng độ nhỏ hơn 10birx: sự sôi vẫn diễn ra (trong khoảng cho phép), nhưng nếu quá nhỏ thì nồng độ sản phẩm sẽ không đạt yêu cầu.
Nồng độ lớn hơn 10 brix: dòng nhập liệu vào nồi không sôi được, phải tốn thêm một lượng nhiêtk để nâng nhiệt độ dòng lên khi đó quá trình cô đặc mới diễn ra. Điều này sẽ gây tổn thất nhiệt của hơi đốt, và làm tăng nồng độ của dòng sản phẩm.
Tác động không kiểm soát được:
Các thông số này ta không thể kiểm soát được, khi tính toán ta chỉ dựa theo kinh nghiệm, các thông thức thực nghiệm để tính toán do đó không thể chính xác được, không thể tránh khỏi sai số lớn.Ta có thể xét đến hai thông số có ảnh hưởng nhiều đến quá trình cô đặc:
Nhiệt tổn thất: Qtt Hệ số truyền nhiệt: K
Xét thông số nhiệt tổn thất Qtt:
Khi tính ta cho nhiệt tổn thất ra môi trường là 5% lượng nhiệt do hơi đốt cung cấp tuy nhiên đây chỉ là con số thực nghiệm không thể tính được do đó để kiểm soát nó là rất khó và chúng ta không thể điều chỉnh được, chỉ có thể giảm đến mức thấp nhất(cách nhiệt).
Khi tính toán ta dựa theo công thức, các thông số từ thực nghiệm do đó không thể chính xác được. Theo thời gian lớp cáu tăng lên sẽ ảnh hưởng đến hệ số K và sẽ ảnh hưởng đến hiệu suất truyền nhiệt của hơi đốt, ảnh hưởng đến chất lượng dòng thành phẩm. thông số này ta không thể kiểm soát, điều chỉnh được. PHẦN 2: TÍNH TOÁN THIẾT BỊ: 1. Cân bằng vật chất Áp dụng phương trình cân bằng vật chất: GD.xD = GC.xC GC = GD. xD xC = 5∗1240 = 1,5 tấn/h
Lượng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống: Áp dụng công thức: W=∑Wi = Gd (1-Xd
Xc)
W = 5(1-1240) = 3,5 tấn/h
Sự phân bố hơi thứ trong các nồi:
Gọi W1, W2,W3 là hơi thứ của nồi 1,2,3
Giả sử sự phân bố hơi thứ theo tỷ lệ W1:W 2:W3 = 1:1,1:1,2 (1)
Mà W= W1+W2+W3 = 3,5 tấn/h (2)
Từ (1) và (2) ta suy ra:
W1= ∑W3,3 = 3,53,3 = 1,06 tấn/h
W2 = ∑W3,3 *1,1 =3,53,3 * 1,1 = 1,17 tấn/h
Xác định nồng độ dung dịch từng nồi:
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1:
X’1= Gd∗Xd
G1 = Gd∗Xd
Gd−W1 = 5−1.065∗12 = 15,23%
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2:
X’2= Gd∗Xd
G2 = Gd∗Xd
Gd−W1−W2 = 5−1,06−1,175∗12 = 21,66%
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 3:
X’3= Gd∗Xd
G2 = Gd∗Xd
Gd−W1−W2−W3 = 5−1,065∗12−1,17−1,27 = 40%
2. Cân bằng nhiệt lượng
2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi:
Gọi P1,P2,P3,Pnt là áp suất hơi đốt trong các nồi I,II,III, và thiết bị ngưng tụ. Áp suất hơi đốt đi vào nồi I: P1= 3at
Áp suất hơi thứ đi vào thiết bị ngưng tụ Pnt=0,8at
ΔP : Hệ số áp suất cho cả hệ thống cô đặc: ΔP= P1- Png =3– 0,8 = 2,2at
Gỉả sử sự giảm áp xảy ra giữa các nồi là không bằng nhau và giảm theo tỷ lệ sau:
∆ P1
∆ P2 = ∆ P2
∆ P3=1,35và ∆ P1+¿∆ P2+∆ P3=2,2at
∆ P2 =0,71at
∆ P3 = 0,53at
Gọi Pw1, Pw2, Pw3 ,Pnt áp suất hơi thứ trong các nồi 1,2,3 và thiết bị ngưng tụ : Trong nồi 1: Pw1 = P1 = 3
Trong nồi 2: Pw2 = Pw1 - ΔP1= 3– 0,96 = 2,04at Trong nồi 3: Pw3 = Pw2 - ΔP2=2,04– 0,71 = 1,33atm
Trong nồi ngưng tụ: Pnt = Pw3 - ∆ P3 = 1,33 – 0,53= 0.8atm Gọi thti là nhiệt độ hơi thứ nồi thứ i, 0C
Áp dụng công thức: thti = hhđi + hsdd
Nhiệt độ hơi thứ nồi trước = nhiệt độ hơi đốt nồi sau + 10C Vậy từ những dữ liệu trên ta có:
tht1 =thđ2+1 = 120,23+1 = 121,230C tht2 =thđ3+1 = 111,38+1 = 112,380C tht3 = tnt +1 = 93,52+1 = 94,52 0C
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3 Nồi ngưng tụ
P(at) T(0C) P(at) T(0C) P(at) T(0C) P(at) T(0C) Hơi đốt 3 133,5 4 2,04 120,2 3 1,33 111,3 8 0,8 93,52 Hơi thứ 1,985 4 121,2 3 1,5615 5 112,3 8 0,845 1 94,52
2.2. Xác định tổn thất nhiệt trong hệ2.2.1. Tổn thất do nồng độ 2.2.1. Tổn thất do nồng độ
- Hiệu suất nhiệt độ giữa nhiệt độ sôi của dung dịch và nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất bất kì gọi là tổn thất nồng độ ∆’ được xác định theo công thức:
∆’= ∆0’ .f
Trong đó:
∆0’: tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất thường.
f: hệ số hiệu chỉnh Với
f = 16,2 Tr2
với T: nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất đã cho ,0K r: ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc, J/kg
Dựa vào bảng (VI.2/63 –[II] ta biết được tổn thất nhiệt độ ∆’0 theo nồng độ a (% khối lượng)
Bảng:Tổn thất nhiệt do nồng độ
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3
Nồng độ của dung dịch (% kl)
15,23 21,66 40
∆’0 (0C) 0,061 0,206 2,309
Bảng: Nhiệt hóa hơi mỗi nồi
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3
Áp suất hơi thứ 1,9854 1,5615 0,8451
Nhiệt hóa hơi 2203 2223 2268
Vậy : ∆’1 = ∆’0.16,2 (t¿¿ht1+273)2¿
rht1
= 0,061 . 16,2 . (121,23+273)
2
= 0,070 0C Tương tự ta có: ∆’2 = 0,223 0C ∆’3 = 2,228 0C
∑∆’=∆’1 +∆’2+∆’3 = 2,5120C
2.2.2. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’)
Theo CT VI.12/60 – [II] ta có:
Ptb = P0+(h1+h2
2)ρ dd .g (N/m2) Có 1at = 9,81 .104 N/m2
Đổi công thức theo đơn vị at Ptb = P0+(h1+h2
2 )ρdd
2 . 10-4 at Với
– Po là áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch.
– h1 là chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng dung dịch, chọn h=0,5 cho cả 3 nồi.
– h2 là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 4m cho cả 3 nồi. – g là gia tốc trọng trường, =9,81 m/s2.
– dds là khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3
dds=2dd
Do chưa xác định được nhiệt độ sôi của dung dịch nên giả thiết lấy khối lượng riêng ở nhiệt độ 200C.
xdd1 = 15,23% => ρdd1 = 1061,90kg/m3
xdd3 = 40% => ρdd3 = 1178,53 kg/m3 Từ đó, ta có 4 1 2 1 1 1 .10 2 2 dd ht tb h h P P Ptb1=1,9854+(0,5+42¿1061,90 2 .10 −4 Ptb1 = 2,118 at Tương tự, ta có Ptb2 = 1,698at và Ptb3 = 0,992 at
Với Ptbi ta có ttbi là nhiệt độ sôi ứng với Ptbi
Ptb1 = 2,118 at => ttb1 = 121,780C
Ptb2 = 1,698 at => ttb2 = 114,2450C
Ptb3 = 0,992 at => ttb3 = 99,640C
Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh tăng cao: ∆i'' = ttbi - thti
∆1'' = ttb1 - tht1 = 121,78 - 121,23= 0,550C
∆2'' = ttb2 - tht2 = 114,245 – 112,38 = 1,8650C
∆3'' = ttb3 - tht3 = 99,54 – 94,52= 5,120C
Σ = ∆1'' + ∆2'' + ∆3'' = 0.55 + 1.865 + 5.12 = 7.5350C
2.2.3. Tổn thất do trở lực của đường ống,(Δ”’):
Chọn tổn thất áp suất do trở lực của đường ống trong từng nồi là ' ''= 1÷ 1,50C
’’’2 =10C ’’’3 =1.5 0C Σ' ''= ’’’1 + ’’’2 + ’’’3 = 4 0C 2.2.4. Tổn thất do toàn bộ hệ thống: ∑ i=1 n ∆=∑ i=1 n ∆'+∑ i=1 n ∆''+∑ i=1 n ∆'' ' ∑ i=1 3 ∆=2.521+8.535+4=15.0560C
2.3. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích và nhiệt độ sôi cho từng nồi
Nồi 1: thi1= thd1 – t hd2 - 1= 133.54 – 120.23 – (0.07 + 0.55 + 1.5) = 11.190C thi1= thd1 – ts1 => ts1 = thd1 - thi1 = 133.54 – 11.19 = 122.350C Tương tự Nồi 2 thi2 = 5.672 0C ts2 = 114.468 0C Nồi 3 thi3 = 8.72 0C ts3 = 102.66 0C
Hệ số nhiệt hữu ích cho toàn hệ thống:
thi = tchung - Σ = tht1 - tnt - Σ = 133.54 – 93.52 – 15.056 = 24.964 0C
2.4. Tính nhiệt dung riêng của từng nồi
Công thức tính C với dung dịch loãng có x< 20% nên áp dụng CT I.43/152 –[I]
) 100 1 ( 4186 x Co J/kg.độ
Dung dịch đặc có x > 20% nên áp dụng CT I.44/152 – [I] ) 100 1 ( 4186 100 . x x C Co ht J/kg.độ
Với Cht được tính theo công thức I.41/152- [I]
Mct.Cht = nC.CC + nH.CH + nO.CO
Trong đó: Chất hòa tan C12H22O11 có:
M = 342 kg/kmol
nC, nH, nO: là số nguyên tử C, H, O trong hợp chất.
CC, CH, CO: là nhiệt dung riêng của các nguyên tố C, H, O
CC = 7500J/kg.độ CH = 9630J/kg.độ CO =16800J/kg.độ
→ Cht = 1/M (nC.CC + nH.CH + nO.CO)
→Cht = 1/342 (2*7500 + 22*9630 +1116800) = 1422.98J/kg.độ
Vậy, với dung dịch đầu, xđ = 12% < 20%, ta có:
→ Cđ = 4186(1 -10012 ) = 3683,68 J/kg.độ
Với dung dịch 1, có xdd1 = 15,23 % < 20%
→ C1 = 4186(1 -15.23100 ) = 3548,47 J/kg.độ
→ C2 = 1422.98.21,66100 + 4186(1 -21,66100 ) = 3587.530 J/kg.độ
Với dung dịch 3, có xdd3 = 40% > 20%
→ C3 = 1422.98 .10040 + 4186(1 -10040 ) = 3080.792 J/kg.độ
Tính nhiệt lượng riêng:
Nồi Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch
T I Cn T i C ts 1 133.54 2725 4270 121.23 2708.5 3548.47 2 123.44 2 120.23 2707 4250 112.38 2694 3587.53 0 114.648 3 111.38 2693 4230 94.52 2667 3080.79 2 102.661
3. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng và lượng hơi đốt cần thiết
Nồi 1 Vào Dung dịch đầu mang vào Gđ.Cđ.tđ Hơi đốt mang vào D1.I1 Ra Hơi thứ mang ra W1.i1
Dung dịch mang ra (Gđ-W1).C1.t1 Nước ngưng mang ra D1Cn1θ1 Tổn thất nhiệt chung 1 Qtt1=0,05D1I1 Nồi 2 Vào Dung dịch ( ở nồi 1) mang vào (Gđ-W1).C1.t1
Ra Hơi thứ mang ra W2.i2
Dung dịch mang ra (Gđ-W1-W2).C2.t2 Nước ngưng mang ra D2Cn2θ2
Tổn thất nhiệt chung 2 Qtt1=0,05D2I2 Nồi 3 Vào Dung dịch ( ở nồi 2) mang vào (Gđ-W1-W2).C2.t2
Hơi đốt mang vào D3.I3 Ra Hơi thứ mang ra W3.i3
Dung dịch mang ra (Gđ-W1-W2-W3).C3.t3 Nước ngưng mang ra D3Cn3θ3
Tổn thất nhiệt chung 3 Qtt1=0,05D3I3
Phương trình cân bằng nhiệt lượng:
ΣQvào = ΣQra - Nồi 1: GđCđtđ + D1I1= W1i1+(Gđ –W1)C1t1+D1Cn1θ1+0,05D1I1 → D1(0,95I1- Cn1θ1)+ W1(C1t1-i1)= Gđ(C1t1- Cđtđ) (3.1) - Nồi 2: Ở nồi 2 chú ý D2=W1 (Gđ –W1)C1t1+ D2I2= W2i2+(Gđ –W2)C2t2+D2Cn2θ2+0,05D2I2 Biến đổi ta được:
W1(0,95I2- C1t1+ C2t2- Cn2θ2)+ W2(C2t2-i2)= Gđ(C2t2- C1t1) (3.2)
- Nồi 3: Ở nồi 3 chú ý D3=W2 và W= W1+ W2+ W3
(Gđ –W1-W2)C2t2+ D3I3= W3i3+(Gđ –W)C3t3+D3Cn3θ3+0,05D3I3 Biến đổi ta được:
W2(0,95I3- C2t2- Cn3θ3+i3)- W1(C2t2-i3)= Gđ(C3t3- C2t2) + W(i3-C3t3) (3.3)
{2,54.106W1−2,28.106W2=−89,12.106
2,25 106W1+5,17.106W2=7,74. 109
→ {W1=941,115
W2=1087,523
W3=1471,362 Bảng
Nồi W theo CBVC,kg/h W theo CBNL,kg/h
1 1060 941,115
2 1170 1087,523
3 1270 1471,362
4. Sơ đồ nguyên lý
Trong đó:
- D1,D2,D3 là lượng hơi đốt vào nồi 1,2,3 (kg/h)
- Gđ,Gc là lượng dung dịch đầu và cuối của hệ thống (kg/h) - W1,W2,W3 là lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1,2,3 (kg/h)
- Cđ, Cc là nhiệt dung riêng của dung dịch vào và ra (J/kg.độ) - Cn1,Cn2,Cn3 là nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ 1,2,3 (J/kg.độ)