Chương 4 : TÍNH TOÁN VÀ LỰA CHỌN THIẾT BỊ
1. Thiết bị chính
1.1 Tính tốn truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc
1.1.1 Hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ hơi
α1 = 2.04 x A x ( r H .∆ t1)0.25
(trang 28, [6])
(4.1) Trong đó:
α1 – Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng (W/m2.K)
r - Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa ở áp suất hơi đốt là 4 at.
Tra bảng Tính chất hơi nước bão hịa (theo áp suất) (trang 443, [10]): r = 2141 kJ/kg H – Chiều cao ống truyền nhiệt (H = h0 = 2m)
A – Phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng tm = ½ (tv1 + tD)
Với tv1 , tD – Nhiệt độ vách phía hơi ngưng và nhiệt độ hơi bão hòa (0C)
∆t1 – Chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ nước ngưng và nhiệt độ thành ống truyền nhiệt, (0C)
Chọn ∆t1 = 5.430C
tv1 = tD - ∆t1 = 142.9 – 5.43 = 137.470C (4.2)
tm = ½ (137.65 + 142.9) = 140.1850C (4.3)
A = 194.03 (trang 29, [6])
Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng:
q1 = α1 . ∆t1 = 8340.57 x 5.43 = 45289.3 (W/m2) (4.5) 1.1.2 Hệ số cấp nhiệt từ bề mặt đốt đến dịng chất lỏng sơi (trang 71, [6]) (4.6) Trong đó:
αn - Hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
αn = 0,145 . p0.5 . ∆t2.33 (W/m2.K) (trang 26, [6]) (4.7) Với p = p0 = 0.6275 at = 0.6275 x 9.81 x 104 = 61557.75 N/m2 Chọn ∆t2 = 6.850C tv2 = ∆t2 + ts dd (ptb) = 6.85 + 88.5 = 95.350C (4.8) αn = 0.145 x 61557.75 0.5 x 6.85 2.33 = 3185.4 (W/m2.K) (4.9)
cdd (J/kg.K) – Nhiệt dung riêng của dung dịch ở ts dd (ptb)
0.565 2 0.435
α2 = αn . . . . λdmλdd ρdmρdd cdmcdd µddµdm (W/m2.K) 0.25
α1 = 2.04 x 194.03 x = 8340.57 (W/m2141 x 103 2.K) (4.4)
Cdd = 1424.34 + 2673.19Xw + 2.446T [2]
= 1424.34 + 2673.19 x 0.8 + 2.446 x 89 = 4047.905 (J/kg.K) (4.10)
cdm = 3665 (J/kg.K) - Nhiệt dung riêng của nước ở ts dm (ptb) µdd (Pa.s) – Độ nhớt của dung dịch ở ts dd (ptb).
μ = K1 . eA1/T K2 . C [1] (4.11)
μ – Độ nhớt động lực học của nước cam (mPa.s) C - Nồng độ dung dịch (0Brix) K1 = 0.003125 K2 = 0.090447 A1 = 2021.87 T – Nhiệt độ (K) => µdd = 0.003125 x e2021.87/(89+273) x 0.090447 x 15 = 1.13 mPa.s ≃ 0.00113Pa.s (4.12)
µdm = 0,000323 Pa.s – Độ nhớt của nước ở ts dm (ptb)
ρdd = 1110.656 kg/m3 – Khối lượng riêng của dung dịch ở ts dd (ptb) ρdm = 966,95 kg/m3 – Khối lượng riêng của nước ở ts dm (ptb)
λdm = 0,679 (W/m.K) – Hệ số dẫn nhiệt của dung môi ts dm (ptb). Tra bảng I.249 (trang 211, [9])
λdd (W/m.K) – Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch ts dd (ptb) λ = 0.0797 + 0.5238Xw + 0.000580T [2]
= 0.0797 + 0.5238 x 0.8 + 0.000580 x (89+273,15) = 0.71 (W/m.K) (4.13)
=> α2 = 2764.23 x ¿
= 6625.6 (W/m2.K) (4.14)
1.1.3 Nhiệt tải riêng phía tường
Theo cơng thức 3.2 (trang 103, [10]):
qv = tv1∑−rtv2v = ∑∆ trvv (4.15) Trong đó:
∑rv – Tổng trở vách (m2.K/W)
∑rv = r1 + r + r2 (4.16)
r1 – Nhiệt trở màng nước. Tra bảng 31 – Hệ số dẫn nhiệt trung bình của lớp bẩn trên đường ống (trang 29, [11]) r1 = 23801 = 4,2 . 10-4 (m2.K/W)
r – Nhiệt trở của tường. r = σλ
σ – Bề dày ống truyền nhiệt (m). σ = 0,002m
λ – Hệ số dẫn nhiệt của ống (W/m.K). Tra bảng XII.7 – Tính chất vật lý của kim loại đen và hợp kim của chúng (trang 113, [6]): λ = 16,3 (W/m.K) với ống làm bằng thép không gỉ OX18H10T
r2 – Nhiệt trở lớp cặn. Tra bảng V.1 – Trị số nhiệt trở trung bình của một số chất (trang 4, [6]): r2 = 0,387 . 10-3 (m2.K/W)
=> ∑rv = 4,2 . 10-4 + 0,00216,3 + 0,387 . 10-3 = 0,93 . 10-3 (m2.K/W) (4.17)
∆tv – Chênh lệch nhiệt độ giữa hai vách tường.
=> ∆tv = ∑rv . qv = 0.93 x 10-3 x 45289.3 = 42.12 0C (4.18) ∆tv = tv1 - tv2 => tv2 = tv1 - ∆tv = 137.47 – 42.12 = 95.350C (4.19) => ∆t2 = tv2 - ts dd (ptb) = 95.35 – 88.5 = 6.850C (4.20)
Nhiệt tải riêng phía dung dịch:
q2 = α2 . ∆t2 = 6625.6 x 6.85= 45385.36 (W/m2) (4.21)
Ta tính được q1 = 45289.3; sai số 0.21%, nhận Nhiệt tải riêng trung bình:
qtb = q1+q2
2 = 45289.3+245385.36 = 45337.33 (W/m2) (4.22)
1.1.4 Hệ số truyền nhiệt K cho q trình cơ đặc
Theo cơng thức 3.11 (trang 105, [10]): K = 1 1 α1+∑rv+α1 2 = 1 1 8340.57+0.93x10 −3+ 1 6625.6 = 832.76 (W/m2.K) (4.23)
1.1.5 Diện tích bề mặt truyền nhiệt
Theo công thức 3.10 (trang 104, [10]): F = K . ∆tQD
hi = 832.76531815.4x53.69 = 11.89 (m2)
(4.24)
Chọn F = 16 m2 theo tiêu chuẩn (trang 276, [7])
Thơng số Kí hiệu Đơn vị Giá trị
Nhiệt độ tường phía hơi ngưng tv1 0C 137.47 Nhiệt độ tường phía dung dịch sơi tv2 0C 95.35 Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng α1 W/m2.K 8340.57 Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sơi α2 W/m2.K 6625.6
Bề dày ống truyền nhiệt δ m 0,002
Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống
λ W/m.K 16,3
Nhiệt trở phía hơi nước r1 m2.K/W 4,2 . 10-4 Nhiệt trở phía dung dịch r2 m2.K/W 0,387 . 10-3 Hệ số truyền nhiệt tổng quát K W/m2.K 832.76 Nhiệt tải riêng trung bình qtb W/m2 45337.33 Diện tích bề mặt truyền nhiệt F m2 11.89