Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose

Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose

KHOA NÔNG NGHIỆP & SINH HỌC ỨNG DỤNG

BỘ MÔN CÔNG NGHỆ THỰC PHẨM



MSSV: LT08210

Lớp: CNTP 34LT

Lớp: Công nghệ thực phẩm 34LT

Cần Thơ, tháng 6 năm 2009

LỜI NÓI ĐẦU

Theo chương trình đào tạo ngành công nghệ thực phẩm, sinh viên sẽ thựchiện niên luận kỹ thuật thực phẩm Việc thực hiện niên luận nhằm giúp sinh viênlàm quen với việc thiết kế một thiết bị chế biến và lựa chọn vật liệu thích hợp.Đồng thời, niên luận này còn giúp sinh viên tổng hợp được kiến thức đã học ở cácmôn cơ sở

Được sự hướng dẫn của cô Trần Thanh Trúc, em đã thực hiện niên luận kỹ

thuật thực phẩm với đề tài:“Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi dung dịch đường sucrose”

Tuy đã có nhiều cố gắng trong việc thực hiện niên luận, nhưng với kiếnthức còn hạn chế, quyển niên luận này vẫn có những thiếu sót không mong muốn,rất mong nhận được sự đóng góp của quý Thầy, Cô cũng như các bạn trong ngànhCông nghệ thực phẩm để bản thân rút ra kinh nghiệm và thành công hơn trongnhững đề tài tiếp theo

Cuối cùng, xin chân thành cám ơn các Thầy cô trong bộ môn Công nghệthực phẩm đã tạo điều kiện cho em thực hiện niên luận này Em xin cám ơn sựgiúp đỡ tận tình của Cô Trần Thanh Trúc và Thầy Nguyễn Văn Mười trong suốtthời gian thực hiện niên luận cùng các anh chị trong ngành cũng như các bạn cùnglớp

Xin chân thành cảm ơn !

Sinh viên thực hiện

Trương Thanh Tùng

(Email: thanhtung_cntp34lt@yahoo.com)

MỤC LỤC

LỜI NÓI ĐẦU ii

MỤC LỤC iii

DANH SÁCH HÌNH v

DANH SÁCH BẢNG vi

QUY ƯỚC KÝ HIỆU vii

PHẦN 1 GIỚI THIỆU 1

1.1 TỔNG QUAN VỀ ĐƯỜNG SUCROSE 1

1.2 GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ LÝ THUYẾT CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ ĐẶC 1

1.2.1 Giới thiệu chung về cô đặc 1

1.2.2 Phân loại 2

1.2.3 Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm 3

PHẦN 2 THIẾT BỊ CHÍNH 5

2.1 CÂN BẰNG VẬT LIỆU 5

2.1.1 Lượng nước bốc hơi của cả hệ thống (hơi thứ ) 5

2.1.2 Lượng hơi thứ phân bố trong từng nồi 6

2.1.3 Tính nồng độ của dung dịch trong từng nồi 6

2.2 CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG 7

2.2.1 Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi 7

2.2.2 Xác định tổng tổn thất nhiệt độ ΣΔ 8

2.2.3 Hiệu số nhiệt độ hữu ích Δt hi và nhiệt độ sôi dung dịch 12

2.2.4 Xác định nhiệt dung riêng dung dịch 12

2.2.5 Lượng hơi đốt và lượng hơi thứ mỗi nồi 13

2.2.6 Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi 15

2.3 TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT 15

2.3.1 Lượng nhiệt do hơi đốt cung cấp 15

2.3.2 Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi 16

2.4 KÍCH THƯỚC BUỒNG ĐỐT 21

2.4.1 Số ống truyền nhiệt 21

2.4.2 Ống tuần hoàn trung tâm 22

2.4.3 Đường kính trong buồng đốt 23

2.5 KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC 24

2.6 ĐƯỜNG KÍNH CÁC ỐNG DẪN 25

2.6.1 Đối với dung dịch và nước ngưng 25

2.6.2 Đối với hơi bão hòa 25

2.7 TỔNG KẾT THIẾT BỊ CHÍNH 26

PHẦN 3 THIẾT BỊ PHỤ - THIẾT BỊ NGƯNG TỤ BAROMET 27

3.1 LƯỢNG NƯỚC LẠNH CẦN THIẾT ĐỂ NGƯNG TỤ 27

3.2 THỂ TÍCH KHÔNG KHÍ VÀ KHÍ KHÔNG NGƯNG CẦN HÚT RA KHỎI BAROMET 27

3.3 KÍCH THƯỚC CHỦ YẾU CỦA THIẾT BỊ NGƯNG TỤ 28

3.3.1 Đường kính trong 29

3.3.2 Kích thước tấm ngăn 29

3.3.3 Chiều cao thiết bị ngưng tụ 30

3.3.4 Kích thước ống Baromet 32

PHẦN 4 TÍNH CƠ KHÍ 34

4.1 CHIẾU DÀY THIẾT BỊ 34

4.1.1 Nồi 1 34

4.1.2 Nồi 2 42

4.2 VỈ ỐNG 48

4.3 HỆ THỐNG TAI ĐỠ 49

4.3.1 Khối lượng vật liệu 49

4.3.2 Khối lượng nước 51

4.4 MẶT BÍCH 53

4.4.1 Để nối các ống dẫn 53

4.4.2 Để nối các bộ phận của thiết bị 54

PHẦN 5 SƠ ĐỒ QUY TRÌNH CÔ ĐẶC 55

5.1 HỆ THỐNG CÔ ĐẶC 2 NỒI XUÔI CHIỀU 55

5.2 THUYẾT MINH QUY TRÌNH 55

TÀI LIỆU THAM KHẢO 57

DANH SÁCH HÌNH

Hình 1 Công thức cấu tạo của sacaroza 1

Hình 2 Sự thay đổi nhiệt độ trong quá trình cô đặc 9

Hình 3 Sơ đồ khối hệ thống cô đặc 2 nồi 13

Hình 4 Sự truyền nhiệt từ hơi đốt qua thành ống đến dung dịch 16

Hình 5 Sơ đồ thiết bị ngưng tụ Baromet 28

Hình 6 Sơ đồ hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều 55

DANH SÁCH BẢNG

Bảng 1 Nhiệt độ và áp suất hơi của mỗi nồi 8

Bảng 2 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao 9

Bảng 3 Bảng tóm tắt tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh 11

Bảng 4 Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc 11

Bảng 5: Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose 13

Bảng 6 Các thông số về năng lượng 14

Bảng 7 Lượng nhiệt do hơi cung cấp 16

Bảng 8 Nhiệt tải riêng q 1 phía hơi ngưng 18

Bảng 9 Hệ số cấp nhiệt theo nhiệt độ sôi 19

Bảng 10 Nhiệt tải riêng q 2 phía dung dịch sôi 20

Bảng 11 Hiệu số nhiệt độ hữu ích 21

Bảng 12 Bề mặt truyền nhiệt 21

Bảng 13 Kích thước buồng bốc 25

Bảng 14 Kích thước các ống dẫn 26

Bảng 15 Bảng tóm tắt thiết bị chính 26

Bảng 16 Kích thước cơ bản của thiết bị ngưng tụ Baromet 31

Bảng 17 Tổng hợp chiều dày buồng đốt, buồng bốc 48

Bảng 18 Thể tích thép 50

Bảng 19 Thể tích đáy và nắp thiết bị 51

Bảng 20 Thể tích nước 52

Bảng 21 Chân thép đối với thiết bị thẳng đứng 53

Bảng 22 Mối ghép bích nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn 54

Bảng 23 Mối ghép bích giữa thân với đáy và nắp 54

QUY ƯỚC KÝ HIỆU

Để đơn giản trong việc chú thích tài liệu, quy ước ký hiệu như sau:

- [AI – x] – Sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất, tập 1 Nhà xuất

bản Khoa học và Kỹ thuật

- [AII – x] – Sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất, tập 2 Nhà xuất

bản Khoa học và Kỹ thuật

- [B – x] – Sổ tay thiết kế thiết bị hóa chất và chế biến thực phẩm đa dụng,

T.S Phan Văn Thơm

- [C – x] – Các quá trình và thiết bị trong Công nghệ hóa chất và thực phẩm,

tập 3 – Các quá trình và thiết bị truyền nhiệt, tác giả Phạm Xuân Toản

Với: x: số trang

Số chỉ công thức, bảng, hay địa chỉ trang web được ghi trong dấu ( )

PHẦN 1 GIỚI THIỆU 1.1 TỔNG QUAN VỀ ĐƯỜNG SUCROSE

Surose là thành phần quan trọng nhất của mía, là sản phẩm của công nghiệp sảnxuất đường, là một disacarit có công thức C12H22O11 Trọng lượng phân tử củasacaroza là 342,30 Sucrose được cấu tạo từ hai đường đơn là , D-glucose và ,D-fructose

Hình 1 Công thức cấu tạo của sacaroza

Tinh thể đường sucrose trong suốt, không màu, nhiệt độ nóng chảy là 186 –

188oC Nếu ta đưa từ từ đến nhiệt độ nóng chảy, đường biến thành 1 dạng sệt trongsuốt Nếu kéo dài thời gian đun hoặc đun ở nhiệt độ cao, đường sẽ mất nước rồiphân huỷ và biến thành caramen Đường dễ hoà tan trong nước, không tan trongdầu hoả, cloroform, benzen, ancol…Độ nhớt của dung dịch đường tăng theo chiềutăng nồng độ và giảm theo chiều tăng nhiệt độ

Do dung dịch đường sucrose không chịu được nhiệt độ cao (chất tan dễ bịbiến tính) nên đòi hỏi phải cô đặc ở nhiệt độ đủ thấp ứng với áp suất cân bằng ởmặt thoáng thấp hay thường gọi là áp suất chân không

Như vậy, sử dụng hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều để cô đặc dung dịchđường sucrose

1.2 GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ LÝ THUYẾT CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ ĐẶC

1.2.1 Giới thiệu chung về cô đặc

Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ một cấu tử nào đó trong dung dịch haynhiều cấu tử, bằng cách tách một phần dung môi ra khỏi dung dịch ở dạng hơi, còndung chất hòa tan trong dung dịch không bay hơi, do đó nồng độ của dung chất sẽtăng dần lên

Quá trình cô đặc thường được tiến hành ở trạng thái sôi nghĩa là áp suất hơiriêng phần của dung môi trên bề mặt dung dịch bằng áp suất làm việc của thiết bị.

Quá trình cô đặc thường được ứng dụng rộng rãi trong công nghiệp hóa chấtthực phẩm như cô đặc muối, đường, sữa,…

Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc được gọi là hơi thứ,hơi thứ ở nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng cho một thiết bị khác, nếu dùng hơithứ để đun nóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đặc gọi là hơi phụ

Truyền nhiệt trong quá trình cô đặc có thể thực hiện trực tiếp hoặc gián tiếp,khi truyền nhiệt trực tiếp thường dùng khói lò cho tiếp xúc với dung dịch, còntruyền nhiệt gián tiếp thường dùng hơi bão hòa để đốt nóng

Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau, khi làm việc ở ápsuất thường thì có thể dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp suất khác (chân khônghoặc áp suất dư) thì dùng thiết bị kín

Quá trình cô đặc có thể tiến hành liên tục hay gián đoạn trong thiết bị mộtnồi hoặc nhiều nồi

Khi cô đặc một nồi, nếu muốn sử dụng hơi thứ để đốt nóng lại thì phải nénhơi thứ đến áp suất của hơi đốt (gọi là thiết bị có bơm nhiệt)

Khi cô đặc nhiều nồi thì dung dịch đi từ nồi nọ sang nồi kia, hơi thứ của nồitrước làm hơi đốt cho nồi sau

1.2.2 Phân loại

Có nhiều cách phân loại khác nhau nhưng tổng quát lại cách phân loại theo đặcđiểm cấu tạo có 6 loại được chia làm ba nhóm chủ yếu sau đây:

- Nhóm 1: Dung dịch đối lưu tự nhiên.

+ Loại 1: Có buồng đốt trong; có thể có ống tuần hoàn trong hay ống tuần hoànngoài

+ Loại 2: Có buồng đốt ngoài

- Nhóm 2: Dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức)

+ Loại 3: Có buồng đốt trong, có ống tuần hoàn ngoài.

+ Loại 4: Có buồng đốt ngoài, có ống tuần hoàn ngoài

- Nhóm 3: Dung dịch chảy thành màng mỏng.

+ Loại 5: Màng dung dịch chảy ngược lên, có thể có buồng đốt trong hayngoài

+ Loại 6: Màng dung dịch chảy xuôi, có thể có buồng đốt trong hay ngoài

1.2.3 Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm

so với ống truyền nhiệt, do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít hơn, vì vậy, khối lượngriêng của hỗn hợp hơi – lỏng ở đây lớn hơn trong ống truyền nhiệt, sẽ bị đẩyxuống dưới Kết quả là trong thiết bị có chuyển động tuần hoàn tự nhiên từ dướilên trong ống truyền nhiệt và từ trên xuống trong ống tuần hoàn

Tốc độ tuần hoàn càng lớn thì tốc độ cấp nhiệt của dung dịch càng tăng và làmgiảm sự đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt

Quá trình tuần hoàn tự nhiên của thiết bị được tiến hành liên tục cho đến khinồng độ dung dịch đạt yêu cầu thì mở van đáy để tháo sản phẩm ra

1.2.3.3 Ưu và nhược điểm

- Ưu điểm:

+ Thiết bị cấu tạo đơn giản, dễ sữa chửa và làm sạch

+ Hệ số truyền nhiệt K khá lớn.

+ Khó bị đóng cặn trên bề mặt gia nhiệt nên có thể dùng để cô đặcdung

dịch dễ bị bẩn tắt

+ Dung dịch tuần hòan tự nhiên giúp tiết kiệm được năng lượng

- Nhược điểm: Tốc độ tuần hoàn giảm dần theo thời gian vì ống tuần hoàn

trung tâm cũng bị đun nóng

12 , 0.Gđ =

6 , 0

12 , 0.3000 = 600 kg/h

2.1.2 Lượng hơi thứ phân bố trong từng nồi

Gọi W1, W2 lần lượt là lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 và nồi 2 , kg/h

, sau khi tính toán thực tế ta sẽ tìm

được W1 và W2 và so sánh với W1, W2 theo giả thuyết ban đầu Nếu sai số giữalượng hơi thứ thực tế và lượng hơi thứ lý thuyết < 5% là được

W1 = W2 =

2

2400

= 1200 kg/h

2.1.3 Tính nồng độ của dung dịch trong từng nồi

G1: khối lượng dung dịch ra khỏi nồi 1 trong 1 giờ (kg/h)

x1 : nồng độ của dung dịch khi ra khỏi nồi 1 (% khối lượng)

- Nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 1:

3000 0,12 = 0,2 = 20%

- Nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 2 (x 2 ):

Nồng độ của dung dịch khi ra khỏi nồi 2 chính là nồng độ sản phẩm cuối

x 2 = x c = 60%

Gđ xđ

W

G1 x1Nồi 1

Gc xcW

Nồi 2

Nồng độ trung bình nồi 1:

%16100.2

2012100.2

xx

6020100.2

xx



2.2 CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG

2.2.1 Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi

+ Chọn áp suất hơi đốt Phđ1 = 2,134 at ứng với nhiệt độ hơi đốt Thđ1 = 1220C

+ Áp suất trong thiết bị ngưng tụ Png = 0,134 atm ứng với nhiệt độ Tng = 53,34 0C

Hiệu số áp suất của cả hệ thống:

ΔP = Phđ1– Png =P1 +P2 = 2,134 – 0,134 = 2 atm (1)

P1: Hiệu số áp suất giữa hơi đốt đi vào nồi I và II:P1 = Phđ1- Phđ2

P2: Hiệu số áp suất giữa hơi đốt đi vào nồi II và tháp ngưng tụ:

P2 = Phđ2– Png

- Giả thiết tỉ số giữa hiệu số áp suất của nồi 1 và nồi 2 là:

2

1 ΔP

Dựa vào các dữ kiện trên và [B – 39] – II -7 ta xác định được áp suất của

hơi đốt và nhiệt độ của hơi thứ

Bảng 1 Nhiệt độ và áp suất hơi của mỗi nồi

2.2.2 Xác định tổng tổn thất nhiệt độ ΣΔ

2.2.2.1 Tổn thất nhiệt do nồng độ nâng cao (Δ’)

Δ’ được xác định theo công thức gần đúng của Tisencô:

Δ0’: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường ( Δ0’ có thể được tra từ [AII – 60], do

cô đặc có tuần hoàn dung dịch nên tra theo nồng độ cuối và ứng với nhiệt độ hơithứ)

f: hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc thường làm việc ở áp suất khác với ápsuất thường

r :ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi ở áp suất làm việc, ( J/kg ), [B-39]

Tm: nhiệt độ của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc ( = nhiệt độ hơi

thứ) , K

Dựa vào các dữ kiện trên và sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất,tập 2 ta xác định được tổn thất do nhiệt độ nâng cao

Bảng 2 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao

2.2.2.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao, Δ’’

Hình 2 Sự thay đổi nhiệt độ trong quá trình cô đặc

1 –2: Nhiệt độ hơi đốt.

3: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở đáy ống truyền nhiệt

4: Nhiệt độ sôi trung bình của dung dịch

5 – 6: Nhiệt độ sôi của dung dịch và của hơi thứ ngay trên mặt thoáng

7: Nhiệt độ hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ

Áp suất hơi thứ dung dịch thay đổi theo chiều sâu của dung dịch: Ở trên bềmặt dung dịch thì bằng áp suất hơi trong buồng bốc, còn ở đáy thì bằng áp suấttrên bề mặt cộng với áp suất thủy tĩnh của cột dung dịch kể từ đáy ống Trong tínhtoán ta thường tính theo áp suất trung bình của dung dịch

Ta có công thức tính áp suất trung bình của dung dịch như sau:

Ptb = P’ + ΔP , N/m2

ΔP = (h1 +

2 2

Với: P’: áp suất hơi trên bề mặt dung dịch ( = áp suất hơi thứ) , N/m2

ΔP : áp suất thủy tĩnh kể từ mặt dung dịch đến giữa ống , N/m2

h1 : chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đếnmặt thoáng của dung dịch, m

h2 : chiều cao của dung dịch chứa trong ống truyền nhiệt, m

ρs : khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3

Nhiệt độ tổn thất do áp suất thủy tĩnh ở các nồi bằng hiệu số giữa nhiệt độtrung bình (Ttb) và nhiệt độ của dung dịch trên mặt thoáng (Tmt).

mặt thoáng của dung dịch ở nồi 1 và nồi 2 bằng nhau: h 1 = 0,5 m

Chiều cao của dung dịch chứa trong ống truyền nhiệt: h 2 = 1,2 m.

Khối lượng riêng được tra dựa vào nồng độ trung bình và ứng với nhiệt độhơi thứ từ (http://www.rpaulsingh.com/teaching/SpecificHeat1.htm)

Bảng 3 Bảng tóm tắt tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh

Nhiệt độ trung bình Ttb tra[B – 39] – (II - 7)dựa vào áp suất trung bình Ptb

2.2.2.3 Tổn thất nhiệt độ do sức cản thủy lực trong các ống dẫn, Δ’’’

Thường chấp nhận tổn thất nhiệt trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi nàysang nồi kia, từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là: Δ’’’ = 1 ÷ 1,50C [AII – 67]

Chọn Δ1’’’ = Δ2’’’ = 10C

2.2.2.4 Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc, ΣΔ

Bảng 4 Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc

Vậy tổng tổn thất chung là:

ΣΔ = (Δ1’ + Δ2’) + (Δ1’’ + Δ2’’) + (Δ1’’’ + Δ2’’’) = 11,04 0C

2.2.3 Hiệu số nhiệt độ hữu ích Δt hi và nhiệt độ sôi dung dịch

Hiệu số nhiệt độ hữu ích là hiệu số giữa nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ sôitrung bình của dung dịch

Thđ: nhiệt độ hơi đốt mỗi nồi

Ts: nhiệt độ sôi của dung dịch trong từng nồi

- Đối với nồi 1:

Δthi1 = Thđ1– Ts1 = 122 – 94,25 = 27,750C

- Đối với nồi 1:

Δthi2 = Thđ2– Ts2 = 92,5 – 61,63 = 30,870C

Vậy tổng số nhiệt độ hữu ích: ∑∆thi = 27,75 + 30,87 = 58,620C

2.2.4 Xác định nhiệt dung riêng dung dịch

Giá trị nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose được tra dựa vào nồng

độ dung dịch ứng với nhiệt độ của dung dịch ở từng thời điểm từ

(http://www.rpaulsingh.com/teaching/Properties.htm)

Ta có :

Tđ , Ts1 ,Ts2 : nhiệt độ dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2, (0C )

xđ , xtb1 , xtb2: nồng độ dung dịch ban đầu, nồng độ của dung dịch ra khỏinồi 1 và nồi 2 , ( % ).

Bảng 5: Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose

+ Không lấy hơi phụ (toàn bộ hơi thứ nồi 1 làm hơi đốt cho nồi 2)

+ Không có tổn thất nhiệt ra môi trường

+ Bỏ qua nhiệt cô đặc (hay nhiệt khử nước)

Chọn nhiệt độ tham chiếu là 00C

Hình 3 Sơ đồ khối hệ thống cô đặc 2 nồi

Phương trình cân bằng năng lượng:

- Nồi 1: D( iđ– Cn1θ1) = G1C1Ts1– GđCđTđ + W1i1 (a)

- Nồi 2: W1( i1– Cn2θ2) = G2C2Ts2– G1C1Ts1 + W2i2 (b)

Trong đó:

D : khối lượng hơi đốt cho hệ thống trong 1 giờ, kg/h

W1, W2 : khối lượng hơi thứ nồi 1, nồi 2 trong 1 giờ, kg/h

Gđ, G1, G2 : khối lượng dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2 trong

1 giờ, kg/h

Cđ, C1, C2 : nhiệt dung riêng dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2,J/kg.độ

Tđ, Ts1, Ts2 : nhiệt độ dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2,0C

iđ, i1, i2 : enthalpy hơi đốt vào nồi 1, hơi thứ nồi 1, hơi thứ nồi 2, J/kg

Cn1, Cn2 : nhiệt dung riêng nước ngưng nồi 1, nước ngưng nồi 2, J/kg.độ

θ1, θ2 : nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2 ( = nhiệt độ hơi đốt của nồi 1 và 2, nhiệt độ hơi đốt nồi 2 là nhiệt độ hơi thứ nồi 1),0C

i,

J/kg

θ,

0 C

- C n được tra từ (http://www.rpaulsingh.com/teaching/Properties.htm) dựa

vào nhiệt độ hơi đốt

- i = r do hơi đốt là hơi nước bão hòa và tra từ [B – 39] - (II-7)theo nhiệt

độ dung dịch tương ứng.

- T dd là nhiệt độ của dung dịch tương ứng, 0 C.

Thay các số liệu trong bảng 6 vào 2 phương trình cân bằng năng lượng (a)

và (b) trên Giải hệ phương trình (a), (b) và (c) ta được:

 Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là: W1= 1208 kg/h

 Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 là: W2 = 1192 kg/h

 Lượng hơi thứ tiêu tốn chung là: D = 1260 kg/h

2.2.6 Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi

W

WW

WL: lượng hơi thứ giả thiết hay tính toán có giá trị lớn

Wn: lượng hơi thứ giả thiết hay tính toán có giá trị nhỏ

D : lượng hơi đốt cho mỗi nồi, kg/h

r : ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt mỗi nồi, J/kg

Bảng 7 Lượng nhiệt do hơi cung cấp

(Nhiệt độ hơi đốt nồi 2 là nhiệt độ hơi thứ nồi 1)

2.3.2 Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi

qtb : nhiệt tải riêng trung bình, W/m2

Δthi : hiệu số nhiệt độ hữu ích tính theo lý thuyết,0C

2.3.2.1 Nhiệt tải riêng trung bình

Hình 4 Sự truyền nhiệt từ hơi đốt qua thành ống đến dung dịch

q: nhiệt tải riêng do dẫn nhiệt qua thành ống đốt, W/m2

q1: nhiệt tải riêng phía hơi ngưng tụ, W/m2

q2: nhiệt tải riêng phía dung dịch sôi, W/m2

tbh: nhiệt độ hơi nước bão hòa dùng làm hơi đốt,0C

tbh

tw1

tw2

Tsq

Ts: nhiệt độ sôi dung dịch,0C

tw1, tw2: nhiệt độ thành ống đốt phía hơi ngưng tụ, phía dung dịch sôi,0C

λ: hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống đốt, W/m.độ

Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt bằng thép CT3, tra bảng [AII – 313] –(VII.7)ta được: λ = 50 W/m.độ

+ 0,387.10-3 = 0,000661 m2.độ/W

2.3.2.3 Hệ số cấp nhiệt α 1 , α 2

a α1 : hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, W/m2.độ

Trường hợp ngưng hơi bão hòa tinh khiết (không chứa khí không ngưng)trên bề mặt đứng, hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức:

4 1 1

.HΔt

r2,04Α

Tm = 0,5 (tbh + tw1)

tw1 : nhiệt độ bề mặt ống đốt phía hơi ngưng tụ,0C

tbh : nhiệt độ hơi bão hòa dùng làm hơi đốt ( nhiệt độ hơi đốt),0C

b α2 : hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi, W/m2.độ

Trường hợp dung dịch (dung môi là nước) sôi và tuần hoàn mãnh liệt trongống thì hệ số cấp nhiệt được tính theo hệ số cấp nhiệt của nước αn theo công thức:

435 , 0 2

565 , 0 2

dd n

dd n

ρ: khối lượng riêng, kg/m3

C: nhiệt dung riêng, J/kg.độ

μ: độ nhớt động lực, m.Pas

Hệ số cấp nhiệt của nước khi sôi sủi bọt, đối lưu tự nhiên, áp suất 0,2 ÷ 100atm được tính theo công thức:

5 , 0 33 , 2

2 ) ( 3 ,

Δt2 = tw2– tdds ,0C

p: áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (= áp suất hơi thứ), atm

Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch λdd được tính theo công thức:

λdd = (326,775 + 1,0412T – 0,00331T2).(0,796 + 0,009346 %H2O).10-3

T: nhiệt độ sôi dung dịch, K

Do qw = q1 Δtw = tw1- tw2 = qw.Σr = q1.Σr

Từ Δtwta suy ra được Δt2 và tính được αn:

Bảng 9 Hệ số cấp nhiệt theo nhiệt độ sôi

Nồi P, atm Δt w ,0 C t w2 ,0 C Δt 2 ,0 C α n, W/m 2 .độ

Ta tính được hệ số truyền nhiệt K và kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích

2.3.2.4 Hiệu số hữu ích thực tế của mỗi nồi





i ii ti i

i

* hi

KQ

Δt.K

QΔt

Kiểm tra hệ số hữu ích lý thuyết và thực tế, nếu tỉ lệ kiểm tra sai số nhỏ hơn5% thì chấp nhận

%5

%100.Δt

ΔtΔt

hi(lon)

hi(nho) hi(lon)  Chấp nhận

hi(lon)

Δt : Hiệu số hiệu ích có giá trị lớn

hi(nho)

Δt : Hiệu số hiệu ích có giá trị nhỏ

Nếu sai số > 5% thì phải giả thiết lại phân phối hiệu số áp suất giữa các nồi

và tính lại từ đầu

Bảng 11 Hiệu số nhiệt độ hữu ích

π

33,45π.d.l

2.4.2 Ống tuần hoàn trung tâm

2.4.2.1 Đường kính ống tuần hoàn

π

4f

th  , m

fth : tiết diện ngang ống tuần hoàn (khoảng 15 ÷ 20% tổng tiết diện ngang

 Chọn fth = 15% tổng tiết diện ngang các ống truyền nhiệt



4

dπn

0,15

f

2 ng

Chọn vật liệu làm ống tuần hoàn là thép CT3, chiều dày 4mm

2.4.2.2 Số ống truyền nhiệt danh nghĩa

Là số ống nằm trong lòng ống tuần hoàn trung tâm

Để tính số ống truyền nhiệt danh nghĩa ta xem đường kính ống tuần hoàn làđường kính trong của 1 thiết bị trao đổi nhiệt, khi đó:

10.6,101.44,01t

4dDb

3 ng

n’: là số ống truyền nhiệt còn lại do lắp ống tuần hoàn

l: Chiều dài ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn, m.

 Ftt = 3,14.84.101,6.10-3.1,2 + 3,14.1.0,4.1,2 = 33,66 m2

* Kiểm tra bề mặt truyền nhiệt

% 5

% 100 F

F F tt

lt

Nếu > 5% thì phải xác định lại

- Ftt: là bề mặt truyền nhiệt thực tế (gồm ống tuần hoàn)

- Flt: là bề mặt truyền nhiệt lý thuyết (chưa kể ống tuần hoàn)

6,33

45,3366,

2.4.3 Đường kính trong buồng đốt

Bố trí ống theo hình lục giác đều, đường kính trong buồng đốt được tínhtheo công thức:

 2

ng th

ng 0 2

ψ.l

F.dsin600,4β

 = t/dng, với t là bước ống Do ở trên chọn t = 1,3.dng   = 1,3

dng: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, dng = 101,6 mm = 101,6.10-3 m

: hệ số sử dụng lưới đỡ ống, thường = 0,7 ÷ 0,9  Chọn = 0,8

l: chiều dài ống truyền nhiệt, l = 1,2 m

1,30,4

.Uρ

W

W: lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h

Utt: cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi (thể tíchhơi nước bốc hơi trên 1 đơn vị thể tích của khoảng không gian hơi trong 1 đơn vịthời gian), m3/m3.h

Ở áp suất thường Utt = 1600÷1700 m3/m3.h , áp suất hơi thứ có ảnh hưởngđáng kể đến Utt Tuy nhiên không có số liệu hiệu chỉnh ở áp suất nhỏ hơn 1 atm

nên có thể chọn U tt = 1600 m 3 /m 3 h

h: khối lượng riêng của hơi thứ, kg/m3

Hkgh: chiều cao không gian hơi, m

2 bb

kgh kgh

VS: lưu lượng khí (hơi) hoặc dung dịch chảy trong ống, m3/s

: tốc độ thích hợp của (hơi) hoặc dung dịch chảy trong ống, m/s

2.6.1 Đối với dung dịch và nước ngưng

VS =ρ

G, m3/s

G: khối luợng dung dịch, nước ngưng đi trong ống, kg/s

: khối lượng riêng dung dịch, nước ngưng ở nhiệt độ tương ứng, kg/m3

 trong khoảng 0,5÷1 m/s

2.6.2 Đối với hơi bão hòa

VS = G.v”, m3/sG: khối lượng hơi đi trong ống, kg/s

v”: thể tích riêng của hơi ở nhiệt độ tương ứng, m3/kg

 trong khoảng 20÷40 m/s