Đề tài: THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU pot

Sơ lược về quá trình cô đặc Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chấttan không bay hơi, ở nhiệt độ sôi với mục đích: Làm tăng nồng độ chất tan.. Cô đặc ở

TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP HỒ CHÍ MINH

KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC

BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ

HỌC KỲ: 2 NĂM HỌC: 2012–2013

TP Hồ Chí Minh, Tháng 04 năm 2013

TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP HỒ CHÍ MINH

KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC

BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ

HỌC KỲ: 2 NĂM HỌC: 2012– 2013

TP Hồ Chí Minh, Tháng 04 năm 2013

Em cũng xin cảm ơn đến Thư viện của trường đã tạo điều kiện cho em đượctiếp xúc và cung cấp những tài liệu, cần thiết, hữu ích cho em hoàn thành tốt đề tài

đồ án học phần

Trong thời gian làm báo cáo đồ án, mặc dù đã cố gắng trong việc hoàn thiệnbài báo cáo nhưng do kiến thức chuyên môn còn hạn hẹp nên không tránh khỏinhững thiếu sót nhất định Rất mong nhận được sự góp ý của quý thầy cô để bài báocáo của em được hoàn chỉnh hơn Em xin cám rất nhiều ơn

Tp HCM, ngày 17 tháng 04 năm 2013

Họ tên sinh viên

NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN

Phần đánh giá:  Ý thức thực hiện:

 Nội dung thực hiện:

 Hình thức trình bày:

 Tổng hợp kết quả:

Điểm bằng số: Điểm bằng chữ:

Tp Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2013

Giáo viên hướng dẫn

Nguyễn Tiến Đạt

NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN PHẢN BIỆN

Phần đánh giá:  Ý thức thực hiện:

 Nội dung thực hiện:

 Hình thức trình bày:

 Tổng hợp kết quả:

Điểm bằng số: Điểm bằng chữ:

Tp Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2013

Giáo viên phản biện

MỤC LỤC

CHƯƠNG 1 TỔNG QUAN VỀ QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC VÀ NGUYÊN LIỆU 1

1.1 Đôi nét về ngành công nghiệp mía đường 1

1.2 Sơ lược về quá trình cô đặc 2

1.2.1 Bộ phận đun sôi 4

1.2.2 Bộ phận bốc hơi (phòng bốc hơi) 4

CHƯƠNG 2 CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG 7

2.1 Dữ kiện ban đầu 7

2.2 Cân bằng vật chất 7

2.2.1 Suất lượng nhập liệu 7

2.2.2 Tổng lượng hơi thứ 7

2.2.3 Giả thiết phân phối hơi thứ trong từng nồi 7

2.2.4 Xác định nồng độ dung dịch từng nồi 8

2.3 Cân bằng nhiệt lượng 8

2.3.1 Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi 8

2.3.2 Xác định nhiệt độ trong mỗi nồi 9

2.3.3 Xác định tổn thất nhiệt độ 9

2.4 Cân bằng nhiệt lượng 13

2.4.1 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi 13

2.4.2 Nhiệt lượng riêng 13

CHƯƠNG 3 TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT 17

3.1 Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc 17

3.1.1 Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp 17

3.2.2 Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi 17

3.2.3 Diện tích bề mặt truyền nhiệt 25

CHƯƠNG 4 TÍNH THIẾT BỊ CÔ ĐẶC 27

4.1 Tính buồng bốc 27

4.1.1 Đường kính buồng bốc 27

4.1.2 Chiều cao buồng bốc 28

4.2 Tính buồng đốt 28

4.2.1 Xác định số ống truyền nhiệt 28

4.1.3 Đường kính ống tuần hoàn trung tâm 29

4.1.4 Đường kính buồng đốt 29

4.1.5 Kiểm tra diện tích bề mặt truyền nhiệt 30

4.2 Tính kích thước các ống 30

4.2.1 Ống nhập liệu nồi I 31

4.2.2 Ống tháo liệu nồi I (nhập liệu nồi II) 31

4.2.3 Ống tháo liệu nồi II 31

4.2.4 Ống dẫn hơi đốt nồi I 31

4.2.5 Ống dẫn hơi thứ nồi I 32

4.2.6 Ống dẫn hơi thứ nồi II 32

4.2.7 Ống dẫn nước ngưng nồi I 32

4.2.8 Ống dẫn ngưng nồi II 32

CHƯƠNG 5 TÍNH CƠ KHÍ CHO CÁC CHI TIẾT THIẾT BỊ 34

5.1 Tính cho buồng đốt 34

5.1.1 Tính bề dày thân 35

5.1.2 Kiểm tra bề dày dày buồng đốt 35

5.2 Tính cho buồng bốc 36

5.2.1 Tính bề dày thân 36

5.2.2 Kiểm tra bề dày thân 37

5.3 Tính nắp 38

5.4 Tính đáy 40

5.5 Tính bích 42

5.6 Bộ phận nối buồng đốt với buồng bốc 43

5.7 Tính vỉ ống 43

5.8 Tính tai treo 44

5.8.1 Tính khối lượng MTB 45

5.8.2 Tính Mdd 47

CHƯƠNG 6 TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ 50

6.1 Thiết bị ngưng tụ Baromet 50

6.1.1 Lượng nước lạnh cần tưới vào thiết bị ngưng tụ 50

6.1.2 Thể tích khí không ngưng và không khí được hút khỏi thiết bị 50

6.1.3 Các kích thước chủ yếu của thiết bị ngưng tụ Baromet 52

6.1.3.2 Kích thước tấm ngăn 52

6.1.3.4 Kích thước ống Baromet 55

6.2 Tính thiết bị gia nhiệt nhập liệu 57

6.3 Tính bồn cao vị 62

6.4 Tính Bơm 63

6.4.1 Tính bơm chân không 63

6.4.2 Tính bơm nước vào thiết bị ngưng tụ 64

6.4.3 Tính bơm nhập liệu 66

6.4.4 Tính bơm dung dịch nồi 2 sang nồi 1 68

6.5 Bề dày lớp cách nhiệt 69

CHƯƠNG 7 KẾT LUẬN 70

TÀI LIỆU THAM KHẢO 71

DANH MỤC BẢNG BIỂU VÀ HÌNH

Bảng 2.1 Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi 9

Bảng 2.2 Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra 10

Bảng 2.3 Nhiệt hóa hơi phụ thuộc áp suất 10

Bảng 2.4 Khối lượng riêng của dung môi và dung dịch 11

Bảng 2.5 Thông số tính toán 15

Bảng 3.1 Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng 18

Bảng 3.2 Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng 22

Bảng 4.1 Đường kính ống dẫn 32

Bảng 5.1 Chọn bích nối nắp và buồng bốc 42

Bảng 5.2 Chọn bích nối buồng đốt với đáy 43

Bảng 5.3 Chọn thông số cho tai treo thiết bị thằng đứng 48

Bảng 5.4 Tổng kết thiết bị chính 48

CHƯƠNG 1 TỔNG QUAN VỀ QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC VÀ

NGUYÊN LIỆU

1.1 Đôi nét về ngành công nghiệp mía đường

Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta

Do nhu cầu thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiềuđịa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này Tuy nhiên, đó chỉ là các hoạtđộng sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các ngành công nghiệp có liên quankhông gắn kết với nhau đã gây khó khăn cho việc phát triển công nghiệp đườngmía

Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệpmía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanhchóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn lẻ mà đã trở thành một hệthống liên hiệp các ngành có quan hệ chặt chẽ với nhau Mía đường vừa tạo ra sảnphẩm đường làm nguyên liệu cho các ngành công nghiệp như bánh, kẹo, sữa…đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất nhưrượu, acid lactic…

Trong tương lai, khả năng này còn có thể phát triển hơn nữa nếu có sự quantâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với nâng cao khả năng chế biến và tiêu thụ sảnphẩm Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, độ đường sẽ giảm nhiều và nhanhchóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kịp thời

Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệuquả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao Hiện nay, nước ta đã

có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre …nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó Bêncạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộngvới công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất

Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy,đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cầnthiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ Trong đó, cải tiến thiết bị

cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đây là mộtthành phần không thể xem thường

Áp suất hơi đốt: 3at

Áp suất ngưng tụ: Pck = 0.5at

1.2 Sơ lược về quá trình cô đặc

Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chấttan không bay hơi, ở nhiệt độ sôi với mục đích:

Làm tăng nồng độ chất tan

Tách các chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể

Thu dung môi ở dạng nguyên chất

Quá trình cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất (áp suất chânkhông, áp suất thường hay áp suất dư), trong hệ thống một thiết bị cô đặc hay trong

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 ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển dùng cho dung dịch không bị phânhủy ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứ cho cô đặc vàcho các quá trình đun nóng khác.

Cô đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà được thải rangoài không khí Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế

Trong công nghiệp hóa chất và thực phẩm thường làm đậm đặc dung dịch nhờđun sôi gọi là quá trình cô đặc, đặc điểm của quá trình cô đặc là dung môi được táchkhỏi dung dịch ở dạng hơi, còn dùng chất hòa tan trong dung dịch không bay hơi,

do đó nồng độ của dung dịch sẽ tăng dần lên, khác với quá trình chưng cất, trongquá trình chưng cất các cấu tử trong hỗn hợp cùng bay hơi chỉ khác nhau về nồng

độ trong hỗn hợp

Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc gọi là hơi thứ, hơi thứ ởnhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng một thiết bị khác, nếu dùng hơi thứ đungnóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đặc thì ta gọi hơi đó là hơi phụ

Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong thiết bị một nồi hoặc nhiều nồi làmviệc gián đọan hoặc liên tục Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khácnhau 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 suất khác thì dùng thiết bị kín côđặc trong chân không (áp suất thấp) vì có ưu điểm là: khi áp suất giảm thì nhiệt độsôi của dung dịch cũng giảm, do đó hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng,nghĩa là có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt

Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay hơi đốt, do đó nó có ýnghĩa kinh tế cao về sử dụng nhiệt Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thểtóm tắt như sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ củanồi này đưa vào đun nồi thứ hai, hơi thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba hơi thứ nồicuối cùng đi vào thiết bị ngưng tụ Còn dung dịch đi vào lần lượt từ nồi nọ sang nồikia, qua mỗi nồi đều bốc hơi môt phần, nồng độ dần tăng lên Điều kiện cần thiết đểtruyền nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch

sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi,nghĩa là áp suất làm việc trong các nồi phải giảm dần vì hơi thứ của nồi trước là hơiđốt của nồi sau.Thông thường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối làm việc

ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển

Hệ thống cô đặc xuôi chiều thường được dùng phổ biến hơn cả, loại này có ưuđiểm là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suấtgiữa các nồi, nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau do đó dung dịch đi vào mỗinồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là dung dịch sẽ đượclàm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tựbốc hơi Nhưng khi dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi do

đó cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch, vì vậy khi cô đặcxuôi chiều dung dịch trước khi vào nồi đầu thường được đun nóng sơ bộ bằng hơiphụ hoặc nước ngưng tụ

Khuyết điểm của cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ của dung dịch ở các nồi sauthấp dần, nhưng nồng độ của dung dịch lại tăng dần, làm cho độ nhớt của dung dịchtăng nhanh, kết quả hệ số truyền nhiệt sẽ giảm đi từ nồi đầu đến nồi cuối

Cấu tạo thiết bị cô đặc:

Trong công nghệ hóa chất và thực phẩm các loại thiết bị cô đặc đun nóng bằnghơi được dùng phổ biến, loại này gồm 2 phần chính:

Về phân loại có thể phân loại thiết bị theo 2 cách:

Theo sự phân bố bề mặt truyền nhiệt có loại nằm ngang, thẳng đứng, loạinghiêng

Theo cấu tạo bề mặt truyền nhiệt có loại vỏ bọc ngoài, ống xoắn, ống chùm.Theo chất tải nhiệt có loại đun nóng bằng dòng điện, bằng khói lò, bằng hơinước, bằng chất tải nhiệt đặc biệt

Theo tính tuần hoàn dung dịch: tuần hoàn tự nhiên, tuần hoàn cưỡng bức, Lựa chọn thiết bị:

Theo tính chất nguyên liệu, ta chọn thiết bị cô đặc 2 nồi, làm việc liên tục, cóống tuần hoàn ngoài buồng đốt ngoài đối lưu tự nhiên

Thiết bị cô đặc dạng có cấu tạo đơn giản, dễ sửa chửa, làm sạch Đồng thời, cóthể tận dụng triệt để nguồn hơi

Quá trình cô đặc được tiến hành ở áp suất chân không nhằm làm giảm nhiệt độsôi của dung dịch, giảm được chi phí năng lượng, hạn chế những biến đổi của chấttan

Tuy nhiên, tốc độ tuần hoàn nhỏ, hệ số truyền nhiệt còn thấp, vận tốc tuầnhoàn bị giảm vì ống tuần hoàn cũng bị đun nóng

Sơ đồ thiết minh quy trình công nghệ:

Quá trình cô đặc 2 nồi ngược chiều buồng đốt ngoài là quá trình sử dụng hơithứ thay cho hơi đốt Dung dịch ban đầu trong thùng chứa được bơm ly tâm bơmlên thùng cao vị qua van tiết lưu điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế sau đó vàothiết bị gia nhiệt Tại thiết bị gia nhiệt dung dịch được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi củanồi 2 Dung dịch sau đó được đưa vào buồng đốt ngoài của nồi Tại nồi dung dịchđường bốc hơi một phần tại buồng bốc, hơi thứ thoát lên qua thiết bị ngưng tụ ,đượcngưng tụ còn lượng khí không ngưng còn lại được bơm chân không hút ra ngoài saukhi qua thiết bị thu hồi bọt Còn sản phẩm được bơm vào nồi 1 để tiếp tục quá trình

cô đặc, khi đến nồng độ yêu cầu thì được đưa ra ngoài vào bể chứa sản phẩm Ở nồi

1 hơi đốt được cung cấp từ ngoài vào, còn ở nồi 2 thì hơi đốt chính là hơi thứ củanồi 1

T=80.5 P=0.5

CHƯƠNG 2 CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

2.1 Dữ kiện ban đầu

Dung dịch nước mía Nhiệt độ đầu vào nguyên liệu chọn là 25oC

 Nồng độ đầu xđ = 10 %

 Nồng độ cuối xc = 50%

 Năng suất Gc = 1000 (kg/h)

 Gia nhiệt bằng hơi nước bão hoà với áp suất là: Phđ = 3 at

 Áp suất ở thiết bị ngưng tụ baromet: P = 0,5 at

Trong đó: W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống (kg/h)

Gd : Lượng dung dịch ban đầu (kg/h)

xd, xc : Nồng độ đầu, cuối của dung dịch % khối lượng

Thay số vào ta có: W = Gđ – Gc = 5000 – 1000 = 4000 (kg/h)

2.2.3 Giả thiết phân phối hơi thứ trong từng nồi

Gọi W1, W2, làlượng hơi thứ của nồi 1, 2 kg/h

Để đảm bảo việc dùng toàn bộ hơi thứ của nồi trước cho nồi sau, thườngngười ta phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng hơi thứ ở từng nồi thích hợp.

Ta chọn:

1 2

W

W = 1,1 Khi đó ta có hệ phương trình:

1 2

2.3 Cân bằng nhiệt lượng

2.3.1 Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi

Gọi: P1, P2, Pnt là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ

P1: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2

P2: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ

Pt: hiệu số áp suất của cả hệ thống

Ta có: Áp suất của hơi đốt vào nồi 1: P1 = 3 at

Áp suất của thiết bị ngưng tụ Baromet: Pnt = 0,5 at

Khi đó hệ số áp suất cho cả hệ thống cô đặc là:

∆Pt = P1  Pnt = 3  0,5 = 2,5at

Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là:

1 2

P P



 = 1,85

Kết hợp với phương trình: ∆P1 + ∆P2 = ∆Pt = 2,5at

Suy ra: ∆P1 = 1,388(at)

∆P2 =1,62 (at)

P2 = P1 − ∆P1= 3  1,62 = 1,36 (at)

2.3.2 Xác định nhiệt độ trong mỗi nồi

Gọi: thd1, thd2, tnt là nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ

tht1, tht2 là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2

Giả sử tổn thất nhiệt độ trên đường ống từ nồi 1 sang nồi 2 là 1oC

Nhiệt độ(oC)

Áp suất(at)

Nhiệt độ(oC)

Áp suất(at)

Nhiệt độ(oC)

Hơi đốt 3 132,9 1,36 106,45

0,5 80,9Hơi thứ 1,75 115,2 0,5 80,9

2.3.3 Xác định tổn thất nhiệt độ

Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do đường ống,tổn thất do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống

2.3.3.1 Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (’)

Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dungmôi nguyên chất.

Hiệu số nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thấtnhiệt do nồng độ gây ra

Ta có: ∆'= to

sdd  to sdmnc (ở cùng áp suất)

Áp dụng công thức Tisenco: (CT VI.10 Tr 59 [2])

'= 'o.f, oCVới f = 16,2  \f(T2s,r (CT VI.11 Tr 59 [2])

Trong đó: 'o: tổn thất nhiệt độ do tsdd > tsdm ở áp suất thường

f: hệ số hiệu chỉnh

Ts: là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (oK)

r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg)

Bảng 2.3 Nhiệt hóa hơi phụ thuộc áp suất

Tra bảng I.251, STQTTB Trang 314 [1]

Áp suất hơi thứ (at) 1,75 0,5

Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2219,5.103 2307.103

Nồi 1: ∆'1= ∆'016,2

2 1

(113,92 273)

2222 10



 = 2,1 oC

Nồi 2: ∆'2= ∆'0 16,2

2 2

(81,9 273)

2370 10



 = 0,21 oC.Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:

∆' = ∆'1 + ∆'2 = 2,1 + 0,21 = 2,31oC

2.3.3.2 Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (’’)

Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là P (N/m2), ta có:

P = 2

1

S.g.Hop (N/m2) (CT 4.19 ST VDBT T10-Tr 185)

Trong đó: s: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3) , s = 0,5 dd

dd: Khối lượng riêng của dung dịch (kg/m3)

Hop: Chiều cao thích hợp tính theo kính quan sát mực chất lỏng (m)

 Hop = [0,26 + 0,0014(dd  dm)].Ho (CT 4.20 ST VDBT T10-Tr 185)

Từ P ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông quacông thức: Ptbi= P’i + Pi ( i ): nồi thứ i

Bảng 2.4 Khối lượng riêng của dung môi và dung dịch

Tra bảng I.5 – I.86 STQTTB T1 – [Tr 11 – 58]

2.3.3.4 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống

Chênh lệch nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:

Nồi 1: ∆ti1 = thd1  thd2  ∑∆1 = 132,9 106,4  (2,1 + 0,2 + 1) = 23,2 oC

Nồi 2: ∆ti2 = thd2  tnt  ∑∆2 = 106,4  80,9  (0,21 + 1,72 + 1) = 22,62 oC

Nhiệt độ sôi thực tế:

Nồi 1: ∆ti1 = thd1  ts1 ts1 =thd1  ∆ti1 = 132,9  23,2 = 109,7 oC

Nồi 2 : ∆ti2 = thd2  ts2  ts2 = thd2  ∆ti2 = 106,45  22,62 = 83,83 oC

2.4 Cân bằng nhiệt lượng

2.4.1 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi

C = 4190  ( 2514  7,542.t ).x (J/Kg.độ)(CT I.50 ST T1 – Tr 153)Trong đó: t: nhiệt độ của dung dịch

x: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng

Ban đầu: Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (td = 109,7 oC, x = 10 %)

2.4.2 Nhiệt lượng riêng

 Gọi: D1, D2: lượng hơi đốt đi vào nồi 1 và nồi 2 (kg/h)

Gđ, Gc lượng dung dịch đầu, cuối (kg/h)

W, W1, W2: lượng hơi thứ bốc lên ở cả hệ thống và từng nồi (kg/h)

I1, I2: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2

i1, i2: hàm nhiệt của hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg)

Cđ, Cc: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối (J/kg.độ)

tđ, tc: nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch oC

θ1, θ2: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 oC

Cng1,Cng2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 oC

Qtt1, Qtt2: nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh từ nồi 1 và nồi 2(W)

 Nhiệt lượng vào gồm có:

Nồi 1: Nhiệt do hơi đốt mang vào: D1I1

Nhiệt do dung dịch đầu mang vào: (Gđ-W2).C2ts2

Nồi 2: Nhiệt do lượng hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 1): W1i1 = D2I2

Nhiệt do dung dịch sau nồi 1 mang vào: GđCđtđ

 Nhiệt mang ra gồm:

Nồi 1: Hơi thứ mang ra: W1i1

Do dung dịch mang ra: (Gd  W)C1.ts1

Do hơi nước ngưng tụ: D1Cng1θ1

Do tổn thất chung: Qtt1= 0,05D(I1-Cng1θ1)

Nồi 2: Hơi thứ mang ra: W2i2

Do dung dịch mang ra: (Gd-W2)C2ts2

Do hơi nước ngưng tụ: D2Cng2θ2

Do tổn thất chung: Qtt2=0,05D2(I2-Cng2θ2)

Phương trình cân bằng nhiệt lượng:

Nồi 1: D1I1+(Gđ-W2)C2ts2 = W1i1+(Gđ-W)C1ts1+D1Cng1θ1+0,05D1(I1-Cng1θ1) (1)Nồi 2: D2I2+GđCđtđ = W2i2+(Gđ-W2)C2ts2+D2Cng2θ2+0,05D(I2-Cng2θ2) (2)

Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch

t (0C) I (J/kg) Cn(J/kg.độ) t (0C) i(J/kg) C(J/kg.độ) ts (0C)Nồi 1 132,9 2730,2 4284,9 115,2 2704,0 3346,67 109,7Nồi 2 106,4 2694,8 4228,3 80,9 2647,6 3866,83 83,83Với: θ1 = thd1; θ2 = thd2

Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là:

3

4000 2647,6 10 5000 4000 3866,63 83,83 5000 83,83 4021,330,95 2704 10 3866,83 83,83 2647, 6 10 0,95 4228,3 106, 45

, 1932

Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng

Theo công thức 4.8, trang 182, [4]:

Đáp ứng yêu caàu

4000 0,6

50 , 2417

W: lượng hơi thứ thoát ra khi cô đặc (kg/h)

CHƯƠNG 3 TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT

3.1 Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc

3.1.1 Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp

Nồi 1: Q1 = D.r(1) = 3600

2173,42417,50 

= 1459,5 (kW)

Nồi 2: Q2 = W1.r(2) = 3600

2244,22067,13

Công thức tính tổng nhiệt trở:

r = rcâu1 + 

 + rcâu2 = 0,232.10-3 + 16,3

10,

2  3

+ 0,387.10-3

= 0,742.10-3 (m2.K/W)Chọn:

 rcâu1 là: nhiệt trở cặn bẩn hơi nước phía vách ngoài tường

Chọn là: 0,232.10-3 (m2.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2])

 rcâu2 là: nhiệt trở cặn bẩn dung dịch đường phía vách trong tườngChọn là: 0,387.10-3 (m2.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2])

  = 2mm: bề dày ống truyền nhiệt

Chọn loại ống truyền nhiệt là loại thép không rỉ X18H10T có  = 16,3 (W/m.K)

Nhiệt tải riêng trung bình:

t

H

r

 (W/ m2 độ) (*) (CT V.101 ST T2 – Tr28)

r = r(1) = 2173400 J/kg là ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt

H = 1,5 m: chiều cao bề mặt truyền nhiệt

A là trị số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước

25 , 0 3

132 

= 137,465 oC

 A = 190,25.

Thay các giá trị vào công thức (*) ta có:

1 = 2,04*190,25

4 21734001,5*1,54 = 12087,507 (W/m2K)Thay 1 vào công thức (1) ta có:

565 , 0

dd n

dd n

dd n dd

 n: hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

αn = 0,145.∆t22,33 p0,5 (CT V.91, Trang 26, [2])

 p: là áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (N/m2)

αn = 0,145*8,622.33*(1,75*9,81*104) 0,5 = 9082,40 (W/m2K)

 Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dungdịch C dd = C1 = 3346,47 (J/kgK)

 Cn: nhiệt dung riêng của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch = 3346,47 (J/kgK)

: khối lượng riêng của dung dịch = 1231,74 (kg/m3)

M: khối lượng mol trung bình của dung dịch

M = x.Mđường + (1  x).Mnước

565 , 0

dd n

dd n

dd n

565 , 0

00297,0

000259,

0.9,4284

67,3346.32.947

74,1231.691,0

280,0.40,9082

18614,761

% = 1,39% (thoả đk)Vậy nhiệt tải trung bình nồi I là:

Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ống thẳng đứngđược tính theo công thức của Nusselt

1 = 2,04A

4 1

t

H

r

 (W/ m2 độ ) (*)(CT V.101 ST T2 – Tr28)

r = r(2) = 2246200 (J/kg) là ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt

H = 1,5 m: chiều cao bề mặt truyền nhiệt

A là trị số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước

25 , 0 3

q1 = 11124,85* 1,85 = 20580,979 ( W/m2 )

q2: nhiệt tải phía dung dịch sôi Ta có công thức tính q2: q2=2.t2 (2)

Với: t2 = tw2 – t2 là hiệu số nhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và của dung dịchsôi

Ta có: tw1 – tw2 = q1 r  tw2 = tw1 – q1 r

=106,45 – 20580,979*0,742.10-3 = 90,253 oC  t2 = 90,253– 83,83 = 6,42 oC

Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch 2 được tính bởi công thức:Theo công thức VI.27, trang 71, [2]:

435 , 0 2

565 , 0

dd n

dd n

dd n dd

 n: hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

 Cp : nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch = 3070,13 (J/kgK).

  : khối lượng riêng của dung dịch = 1072,73 (kg/m3)

 M : khối lượng mol trung bình của dung dịch

0,435 0,565 2

3.2.3 Diện tích bề mặt truyền nhiệt

3.2.3.1 Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi

i m

m im

K Q

t K

Q

(oC)Trong đó: ti1 = 23,20 oC

ti2 = 22,62 oC

Q1 = 1459500 W

, 791

82,45

*82,1844

'

1

1 1

i i

i i

K Q

t K

Q t

25,71 oC

- Tính cho nồi 2:

66,2024,3287

82,45

*42,1482

i i

K Q

t K

Q t

oC

3.2.3.2 Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích

- Nồi I:

1 1 1

i i i

*13,791

CHƯƠNG 4 TÍNH THIẾT BỊ CÔ ĐẶC

4.1 Tính buồng bốc

4.1.1 Đường kính buồng bốc

Do lượng hơi thứ bốc lên ở hai nồi gần xấp xỉ bằng nhau, nhiệt độ nồi hai nhỏhơn nên khối lượng riêng của hơi ở nồi II sẽ nhỏ hơn nồi I suy ra thể tích hơi thoát

ra ở nồi II sẽ lớn hơn nồi I Do vậy ta chỉ cần tính đại diện nồi II

Vận tốc hơi (hmax) của hơi thứ trong buồn bôc phải không qua 70-80% vậntốc lắng (0)

0 =

4 .( )

3

l h h

 



m/s (CT 1.3/69 giáo trình quá trình và thiết bị công nghệ hóa học)

l, h: khối lượng riêng của giọt lỏng và hơi thứ (kg/m3), (80,9oC)





= 1,54 m2

Lưu lượng thể tích: Vb =

1932,87

1,70,3158*3600

l h

W

Vận tốc hơi: h =

1,71,1041,54

b b

4.1.2 Chiều cao buồng bốc

Chọn U’t = 1600 (m3/m3.h): cường độ bốc hơi thể tích Do dung dich sôi tạobọt nên cường độ bốc hơi thể tích giảm còn: Ut = U’t*1,3 = 2080 (m3/m3

Hb = 2 2

2,05 3,14*1, 4

b b

V D

4.2.1 Xác định số ống truyền nhiệt

Số ống truyền nhiệt được tính theo công thức: n = d l

F

.



F = 75m2: bề mặt truyền nhiệt

H = 1,5m: chiều dài của ống truyền nhiệt

d: đường kính ống truyền nhiệt

Chọn loại ống có đường kính: 38 x 2 mm nên: d = dt = 34 mm

Vậy số ống truyền nhiệt là: N = d l

F

.

75 3,14*0, 034*1,5 = 455 ống

Chọn số ống n = 517 ống (Theo trang 46, STQTTB Tập 2)

4.1.3 Đường kính ống tuần hoàn trung tâm



th th





=

4*0,113,14 = 0,37 mChọn Dth = 0,4 m = 400 mm (Tr 155 [3])

4.1.4 Đường kính buồng đốt

Đối với thiết bị cô đặc buông đốt trong đối lưu tự nhiên tuần hoàn trung tâm

có thể tính theo công thức 2.90 Tr 59 [3]:

2 2

2

6,2

8318,06,2

4

.3

46

F d

D L d

F d

th d









 Dth: đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm, Dth = 0,4 m.

 F: diện tích bề mặt truyền nhiêt, F = 75 m2

 Thay vào ta có :

2 2

Chọn đường kính chuẩn cho vỏ buồng đốt Dd = 1400 mm (theo trang 156, [3])

4.1.5 Kiểm tra diện tích bề mặt truyền nhiệt

Kiểm tra dường kính ống tuần hoàn (Theo trang 58, [3])

Dth = s.(m 1) + 4d với m: số ống trên đường chéo

31

Số ống truyền nhiệt còn lại là: n” = 517 – 61 = 456 ống

Bề mặt truyền nhiệt: F = 3,14.1,5.(456.0,034 + 0,4) = 74,92 m2 (thỏa)

4.2 Tính kích thước các ống