Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều thiết bị cô đặc, thiết bị có buồng đốt ngoài thẳng đứng Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều phòng đốt ngoài. Cô đặc dung dịch KNO với năng suất 21000 kgh ,chiều cao ống gia nhiệt h =2m.

MỤC LỤC MỤC LỤC 3 NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN 6 LỜI NÓI ĐẦU 7 PHẦN I: GIỚI THIỆU CHUNG 8 1.1. Sơ lược về quá trình cô đặc. 8 1.2. Giới thiệu về dung dịch KNO3 9 PHẦN II: TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH 13 2.1. Các số liệu ban đầu: 13 2.2. Cân bằng vật liệu 13 Tính toán lượng hơi thứ ra khỏi hệ thống 13 Lượng hơi thứ ra khỏi mỗi nồi 13 Nồng độ cuối của dung dịch 13 2.3. Cân bằng nhiệt 14 2.3.1. Chênh lệch áp suất chung của cả hệ thống (∆Р) 14 2.3.2. Chênh lệch nhiệt độ, áp suất hơi đốt 14 2.3.3. Nhiệt độ và áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi : 14 2.3.4. Tổn thất nhiệt: 15 2.3.5. Hiệu số nhiệt độ hữu ích( ): 17 2.3.6. Cân bằng nhiệt lượng : 18 2.4. Tính hệ số cấp nhiệt, nhiệt lượng trung bình từng nồi 22 2.4.1. Tính hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ hơi. 22 2.4.2. Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ 23 2.4.3. Tính hệ số cấp nhiệt từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi 23 2.4.4. Tính hệ số hiệu chỉnh : 24 2.4.5. Nhiệt tải riêng về phía dung dịch. 28 2.4.6. So sánh và 28 2.6. Hiệu số nhiệt độ hữu ích 30 2.6.1. Xác định tỷ số sau: 30 2.6.2. Xác định nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi: 30 2.7. So sánh T’i và Ti tính được theo giả thiết phân phối áp suất 30 2.8. Tính bề mặt truyền nhiệt (F) 30 PHẦN III : TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ 32 3.1. Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu 32 3.1.1. Nhiệt lượng trao đổi :( Q) 32 3.1.2. Hiệu số nhiệt độ hữu ích: 32 3.1.3. Bề mặt truyền nhiệt: 36 3.1.4. Số ống truyền nhiệt : 36 3.1.5. Đường kính trong của thiết bị đun nóng : 37 3.1.6. Tính vận tốc và chia ngăn : 37 3.2. Thiết bị ngưng tụ baromet: 38 3.2.1. Lượng nước lạnh cần thiết để ngưng tụ: 40 3.2.2. Đường kính thiết bị 40 3.2.3. Kính thước tấm ngăn: 41 3.2.4. Chiều cao thiết bị ngưng tụ: 42 3.2.5. Các kích thước của ống Baromet: 43 3.2.6. Lượng không khí cần hút ra khỏi thiết bị: 44 3.3. Bơm 45 3.3.1 .Xác định áp suất toàn phần do bơm tạo ra: 45 3.4. Tính thùng cao vị 48 PHẦN IV: TÍNH TOÁN VÀ LỰA CHỌN CƠ KHÍ 59 4.1. Buồng đốt 59 4.1.1. Xác định số ống trong buồng đốt 59 4.1.2. Xác định đường kính của buồng đốt 60 4.1.3. Chiều dày buồng đốt 60 4.1.4. Chọn bích lắp ghép các đoạn của thân buồng đốt với nhau 63 4.1.5. Tính chiều dầy lưới đỡ ống 63 4.1.6. Tính chiều dày đáy lồi buồng đốt 65 4.1.7. Tra bích để lắp đáy và thân, số bulông cần thiết để lắp bích đáy 68 4.1.8. Tính chiều dày nắp buồng đốt 68 4.2. Buồng bốc hơi 71 4.2.1. Thể tích phòng bốc hơi 71 4.2.2. Chiều cao phòng bốc hơi: 71 4.2.3. Chiều dày phòng bốc hơi : 71 4.2.4. Chiều dày nắp buồng bốc: 73 4.2.5. Tra bích để lắp nắp vào thân buồng bốc: 74 4.2.6. Chiều dày đáy buồng bốc: 75 4.3. Tính một số chi tiết khác: 76 4.3.1. Tính đường kính các ống nối dẫn hơi, dung dịch vào và ra thiết bị: 76 4.3.2. Ống dẫn dung dịch vào buồng đốt: 77 4.3.3. Cửa dẫn dung dịch ra khỏi buồng đốt 78 4.3.4. Cửa dẫn dung dịch vào buồng bốc 79 4.3.5. Ống dẫn hơi thứ ra 79 4.3.6. Ống dẫn dung dịch ra khỏi buồng bốc 79 4.3.7. Ống tuần hoàn: 80 4.3.8. Ống tháo nước ngưng : 80 4.4. Tính và chọn tai treo 81 4.4.1. Tính khối lượng mỗi nồi khi thử thuỷ lực: 81 4.4.2. Chọn kính quan sát: 85 4.4.3. Tính bề dày lớp cách nhiệt: 86 4.5. Kết luận 86 KẾT LUẬN 88 TÀI LIỆU THAM KHẢO 89

GIỚI THIỆU CHUNG

Sơ lược về quá trình cô đặc

Quá trình cô đặc là phương pháp làm tăng nồng độ dung dịch bằng cách đun sôi, trong đó dung môi được tách ra dưới dạng hơi trong khi chất hòa tan vẫn được giữ lại Khi dung môi bay hơi, nhiệt độ của dung dịch giảm xuống dưới nhiệt độ sôi, và áp suất hơi của dung môi trên bề mặt dung dịch cao hơn áp suất riêng phần của nó trong không gian phía trên Quá trình bay hơi có thể xảy ra ở nhiều nhiệt độ khác nhau, với tốc độ bay hơi tăng khi nhiệt độ cao hơn Sự bốc hơi diễn ra ngay cả trong lòng dung dịch khi áp suất hơi của dung môi đạt bằng áp suất chung, và trạng thái sôi chỉ xảy ra ở nhiệt độ xác định tương ứng với áp suất chung và nồng độ dung dịch cụ thể.

Trong quá trình cô đặc, nồng độ dung dịch tăng lên, dẫn đến sự thay đổi một số tính chất của dung dịch, ảnh hưởng đến tính toán, cấu trúc và vận hành của thiết bị cô đặc Cụ thể, khi nồng độ tăng, hệ số dẫn nhiệt, nhiệt dung riêng và hệ số cấp nhiệt của dung dịch sẽ giảm, trong khi khối lượng riêng, độ nhớt và tổn thất do nồng độ sẽ tăng Sự gia tăng nồng độ cũng làm tăng khả năng hình thành cặn bám trên bề mặt truyền nhiệt, từ đó giảm hiệu suất truyền nhiệt của thiết bị.

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 được sử dụng để đun nóng thiết bị khác Nếu hơi thứ được dùng để đun nóng cho thiết bị ngoài hệ thống, thì được gọi là hơi phụ.

Quá trình cô đặc có thể thực hiện trong thiết bị một nồi hoặc nhiều nồi, với chế độ làm việc liên tục hoặc gián đoạn Nó có thể diễn ra ở các áp suất khác nhau tùy thuộc vào yêu cầu kỹ thuật; thiết bị hở được sử dụng ở áp suất thường, trong khi thiết bị kín trong chân không được áp dụng ở áp suất thấp Việc sử dụng chân không giúp giảm bề mặt truyền nhiệt, vì khi áp suất giảm, nhiệt độ sôi của dung dịch cũng giảm, dẫn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng lên.

Quá trình cô đặc nhiều nồi sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, mang lại hiệu quả kinh tế cao trong việc sử dụng nhiệt Nguyên tắc hoạt động của hệ thống này là dung dịch được đun nóng ở nồi đầu tiên bằng hơi đốt, sau đó hơi thứ từ nồi này sẽ được đưa vào nồi thứ hai, và tiếp tục như vậy cho đến nồi cuối cùng, nơi hơi thứ được đưa vào thiết bị ngưng tụ Dung dịch di chuyển qua từng nồi, làm tăng nồng độ do bốc hơi một phần Để truyền nhiệt hiệu quả, cần có chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, đồng nghĩa với việc áp suất làm việc trong các nồi phải giảm dần Thông thường, nồi đầu tiên hoạt động ở áp suất dư, trong khi nồi cuối cùng hoạt động ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển Hệ thống cô đặc nhiều nồi xuôi chiều hiện đang được sử dụng phổ biến nhất.

Dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suất và nhiệt độ sôi giữa các nồi Nồi trước có nhiệt độ sôi cao hơn nồi sau, khiến dung dịch vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi Kết quả là dung dịch được làm lạnh, và lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước, thúc đẩy quá trình tự bốc hơi hiệu quả.

Nhiệt độ dung dịch trong các nồi giảm dần trong khi nồng độ tăng, dẫn đến độ nhớt tăng nhanh và hệ số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối Hơn nữa, dung dịch vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi, do đó cần tiêu tốn thêm hơi đốt để làm nóng dung dịch.

Trong lĩnh vực công nghệ hoá chất và thực phẩm, cô đặc là quá trình loại bỏ một phần dung môi khỏi dung dịch chứa chất tan không bay hơi, diễn ra ở nhiệt độ sôi Mục đích của quá trình này là tăng nồng độ của chất tan trong dung dịch.

+ Làm tăng nồng độ của chất hoà tan trong dung dịch

+ Tách các chất hoà tan ở dạng rắn(kết tinh)

+ Tách dung môi ở dạng nguyên chất v.v.

Giới thiệu về dung dịch KNO3

Kali nitrat, hay diêm tiêu kali, là một chất lỏng tồn tại dưới dạng tinh thể với nhiệt độ nóng chảy khoảng 334 °C Chất này không hút ẩm, dễ tan trong nước và độ tan của nó tăng nhanh theo nhiệt độ, điều này giúp quá trình kết tinh diễn ra dễ dàng Tuy nhiên, kali nitrat khó tan trong rượu và ete ở nhiệt độ 400 °C.

C , KNO3 phân huỷ thành kali nitrit và oxi:

Do đó ở nhiệt độ nóng chảy KNO3 là chất oxi hoá mạnh, nâng số oxi hoá của

Mn và Cr có số oxi hoá cao hơn, trong khi hỗn hợp KNO3 và các hợp chất hữu cơ dễ dàng cháy mạnh Công thức thuốc súng đen bao gồm 75% KNO3, 10% S và 15% than Diêm tiêu kali không chỉ được sử dụng làm thuốc nổ mà còn là phân bón, chất bảo quản thịt và trong ngành công nghiệp thuỷ tinh Tại Việt Nam, diêm tiêu thường được khai thác từ phân dơi hoặc đất trong các hang có dơi Phân dơi trong các hang này lâu ngày phân huỷ, giải phóng khí NH3, và dưới tác dụng của một số vi khuẩn, khí này được oxi hoá thành nitrơ và axit nitric Axit này phản ứng với đá vôi tạo thành Ca(NO3)2, một phần bám vào thành hang và một phần tan chảy ngấm vào đất Để thu được KNO3, người ta trộn đất hang này với tro củi và dùng nước sôi để tách ra.

Ca(NO3)2 + K CO 2 3  2KNO3 + CaCO3

Phương pháp này giúp sản xuất một lượng diêm tiêu, tuy không nhiều nhưng đã đáp ứng kịp thời nhu cầu quốc phòng trong cuộc kháng chiến chống Pháp.

Cấu trúc tinh thể của KNO3

Cửa xả đáy Cửa xả đáy

Cửa xã khói Cửa xã khói

Sơ đồ dây chuyền sản xuất và thuyết minh

1 Thùng chứa dung dịch đầu 7 Thiết bị cô đặc

3 Thùng cao vị 9 Thùng chứa sản phẩm

4 Lưu lượng kế 10.Thiết bị ngưng tụ Baromet

5 Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu 11.Thiết bị tách bọt

6 Thiết bị cô đặc 12.Bơm chân không

Hình 1: Sơ đồ dây chuyền sản xuất của cô đặc phòng đốt ngoài

Hệ thống cô đặc xuôi chiều làm việc liên tục :

Dung dịch KNO3 được bơm vào thùng cao vị và chảy vào thiết bị trao đổi nhiệt, nơi được đun nóng sơ bộ đến nhiệt độ sôi trước khi vào nồi 1 Tại nồi 1, dung dịch tiếp tục được đun nóng bằng thiết bị đun nóng kiểu ống chùm, với hơi đốt từ buồng đốt để gia tăng nhiệt độ Nước ngưng được xả ra khỏi buồng đốt qua cửa tháo nước ngưng Hơi thứ được tạo ra trong phòng bốc sẽ đi qua bộ phận tách bọt để hồi lưu dung dịch bốc hơi Hơi thứ sau đó được sử dụng làm hơi đốt cho nồi 2, trong khi dung dịch tự di chuyển từ nồi 1 sang nồi 2 nhờ sự chênh lệch áp suất Dung dịch vào nồi 2 có nhiệt độ cao hơn, dẫn đến quá trình tự bốc hơi, nhưng khi chuyển đến nồi đầu, nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi, do đó cần tiêu tốn thêm hơi đốt để đun nóng dung dịch.

Dung dịch sản phẩm từ nồi 2 được chuyển vào thùng chứa sản phẩm (9) Hơi thoát ra từ nồi 2 được dẫn vào thiết bị ngưng tụ barômet (10) Tại đây, nước làm lạnh từ trên đi xuống kết hợp với hơi cần ngưng từ dưới đi lên, giúp hơi ngưng tụ thành lỏng chảy qua ống baromet ra ngoài, trong khi khí không ngưng đi qua thiết bị thu hồi bọt và được đưa vào bơm hút chân không (12).

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH

Các số liệu ban đầu

 Năng suất tính theo dung dịch đầu Gd = 21000 [kg/h]

 Nồng độ đầu của dung dịch xd = 12 %

 Nồng độ cuối của dung dịch xd = 32 %

 Áp suất suất hơi đốt p1 = 4,2 [at]

 Áp suất hơi ngưng tụ png = 0,25 [at]

Cân bằng vật liệu

Tính toán lượng hơi thứ ra khỏi hệ thống

Lượng hơi thứ ra khỏi mỗi nồi

Chọn tỷ lệ hơi thứ:

Trong đó: W- Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (Kg/s) xd - Nồng độ đầu vào của dung dịch: xd = 12 % xc - Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 32 %

Gd –Năng suất thiết bị: Gd = 21000 kg/h

W1: lượng hơi thứ ra khỏi nồi 1

W2: lượng hơi thứ ra khỏi nồi 2.

Nồng độ cuối của dung dịch

Cân bằng nhiệt

2.3.1 Chênh lệch áp suất chung của cả hệ thống (∆Р)Р)) ΔΡ= Ρ hd1 −Ρ ng (II.3)

 (3) Р)hd1: áp suất hơi đốt nồi 1 Р)ng: áp suất hơi nước ngưng

2.3.2 Chênh lệch nhiệt độ, áp suất hơi đốt

Ta có: chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi:

Từ (3) và(4) Ta có hệ phương trình: { ΔTp 1 + ΔTp 2 =3,8 ¿¿¿¿

Trong đó: p 1 : chênh lệch áp suất của nồi 1 và nồi 2

p 2 : chênh lệch áp suất của nồi 2 và thiết bị ngưng

 Áp suất hơi đốt nồi 2: P hd  P 1 4,2 2,81161,3884(at) (II.4)

2.3.3 Nhiệt độ và áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi :

Gọi ∆Р)pi: chênh lệch áp suất trong nồi thứ i, [at]

Hơi đốt nồi 1 được cung cấp từ nồi hơi và sau đó được chuyển sang nồi 2 để tận dụng nhiệt, phục vụ cho quá trình sản xuất Để có thông tin chi tiết, tham khảo bảng I.251_tr 314_stt1 và thực hiện nội suy.

Theo sơ đồ nồi cô đặc, nhiệt độ hơi thứ nhất (Tht1) bằng với nhiệt độ hơi đốt của nồi thứ hai (Thd2) Tuy nhiên, trong quá trình truyền khối, có sự tổn thất nhiệt độ do trở lực của đường ống, được biểu thị bằng ΔT.

Chọn: ΔT' rSub { size 8{1} } } {¿ = 1°C ΔT' rSub { size 8{2} } } {¿ = 1°C

Nhiệt độ hơi thứ của nồi 1(Tht1)

T ht 1 =T hd 2 +1 = 107,84+1 = 108,84( 0 C) Nhiệt độ hơi thứ của nồi 2(Tht2)

(*)Tra bảng I.251-tr314-T1 ta có các số liệu sau :

 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ( ΔT' i ) :

∆Р)' ở áp suất bất kỳ được xác định theo Tysenco Ta có :

(VI.11-tr59-t2) (II.6) Tổn thất nhiệt độ theo nồng độ ΔT' 0 của dd tra theo bảng VI.2-tr62-t2

Ti: nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất hơi thứ r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước

Tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao:

The loss due to increased hydrostatic pressure (ΔT) can be calculated using the formula ΔT = t_bi - t_i, where P_tbi = P_i + [(h_1 + (h_2/2)) * ρ_dds * (g/2)] This equation illustrates the relationship between pressure and height in a fluid system, emphasizing the importance of density and gravitational force in determining hydrostatic pressure losses.

P i ' : áp suất hơi thứ nồi i h 1: chiều cao dung dịch trong ống truyền nhiệt, chọn h 1 = 0,5 m h 2

: chiều cao ống truyền nhiệt, h 2 = 4 m g = 9,81 m/ s 2 ρ dds : khối lượng riờng của dung dịch khi sụi Lấy gần đỳng bằng ẵ khối lượng riêng của dung dịch ở 20 0 C

Tra bảng I.46.tr42-stt1 ta có :

Tổng tổn thất nhiệt của cả hệ thống là:

2.3.5 Hiệu số nhiệt độ hữu ích( ΔTT i ):

Hiệu số nhiệt độ hữu ích( ΔTT i ): là hệ số nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ sôi trung bình của dung dịch cô đặc.

Hiệu số nhiệt độ của cả hệ thống :

T1 – Nhiệt độ hơi đốt nồi 1 tng – nhiệt độ hơi thứ vào thiết bị ngưng tụ

Nồi 1: có ts1 = t’1 + ∆Р)1’ + ∆Р)1’’ = 108,84+ 1,0556+ 2,44 = 112,3356( o C) ΔTT 1 = T1 – Ts1 3,4 - 112,3556 = 31,0644( 0 C) Nồi 2: có ts2 = t’2 + ∆Р)2’ + ∆Р)2’’ = 61,9 + 2,4536 + 7,9 = 72,2536 ( 0 C) ΔTT 2 =T 2 −T s 2 = 107,84 + 72,2536 = 35,5864 ( o C)

Hiệu số nhiệt độ hữu ích

Nhiệt độ của dung dịch ( 0 C)

Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng của hệ thống

D: lượng hơi đốt vào nồi 1 (kg/h)

I: hàm nhiệt của hơi đốt (J/kg) t: nhiệt độ của dung dịch ( 0 C) θ: nhiệt độ nước ngưng ( 0 C) i: hàm nhiệt của hơi thứ (J/kg)

Nhiệt dung riêng của nước ngưng tính theo áp suất của hơi đốt

Nhiệt dung riêng của KNO 3 tính theo công thức I.41-tr.152-T1

101 13,86 (J/kg °C ) Đối với dung dịch loãng có nồng độ nhỏ hơn 20% tính theo I.44-tr.152-T1

C KNO    Đối với dung dịch có nồng độ lớn hơn 20% tính theo I.44-tr.152-T1

Trong đó: M : KLPT của KNO3 : M1 = 101 n1 : Số nguyên tử K : n1 = 1 n2 : Số nguyên tử N : n2 = 1 n3 : Số nguyên tử O : n3 = 3 c1 , c2 c3 : Nhiệt dung riêng của nguyên tử K, N, O

Tra từ bảng I.141 /ST1 – T152 c1 = 26000J/kg.nguyên tử độ c2 = 26000 J/kg.nguyên tử độ c3 = 16800 J/kg.nguyên tử độ

Phương trình cân bằng vật liệu nồi 1:

Phương trình cân bằng vật liệu nồi 2:

Ta có: hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1 và nồi 2: tra bảng I.250/st1-312

Nhiệt độ nước ngưng nồi 1 và nồi 2 lấy bằng nhiệt độ hơi đốt:

Nhiệt dung riêng của nước ngưng: tra bảng I.249/st1-310

Nhiệt độ đầu vào, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2 của dd: tra bảng I.204/st1-236

Nhiệt dung riêng của dung dịch:

0 , 95 ⋅( i 1 ' −C n2 ⋅ θ 2 ) + ( i 2 −C 1 ⋅ t s1 ) Thay số vào ta được:

Lượng hơi đốt tính được :

0 ,95⋅( I −C n1 ⋅ θ 1 ) Thay số vào ta được :

X ác định lại tỉ lệ phân phối hơi thứ giữa 2 nồi:

Kiểm tra sai số theo công thức : i( êt i( i i( êt

  giaớ thi )  tờnh toan ù )  giaí thi ) (5)

Các sai số đều nhỏ hơn 5% nên chấp nhận được giả thiết phân phối hơi thứ. Kiểm tra giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:

J/kg độ , C W , kg/h Sai số

2 3170,9152 4231,242 107,84 6627,4752 6698,2403 1,0677Sai số giữa W được tính từ phần cần bằng nhiệt lượng và sự giả thiết trong cân bằng vật chất < 5% ,vậy thoả mãn.

Tính hệ số cấp nhiệt, nhiệt lượng trung bình từng nồi

2.4.1 Tính hệ số cấp nhiệt α khi ngưng tụ hơi Τ 1i ;α 1i ΔTt 1i T T

Chọn ống truyền nhiệt có kích thước: 38 2 

Giả thiết chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống truyền nhiệt :

Nồi 2 có thông số nhiệt độ Δt 12 là 3,77 °C, với điều kiện làm việc là buồng đốt thẳng đứng có chiều cao nhỏ hơn 6m Hơi ngưng tụ được dẫn bên ngoài ống, và màng nước ngưng chảy theo dòng, do đó hệ số cấp nhiệt được tính toán theo công thức V.101 [ST2-Tr28].

Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng t m

Nhiệt độ màng tính theo công thức: mi  1i i i 1i t 0,5 t T T t ,

Tra bảng A-t [ST2-Tr29] và nội suy ta có:

Thay các số liệu vào (6) ta có :

2.4.2 Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ

Gọi q 1i : Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ nồi thứ i

Theo công thức ta có: q 1i αt 1i t 1i (8)

Thay số vào công thức ta được :

2.4.3 Tính hệ số cấp nhiệt  2 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi

Dung dịch khi sôi ở chế độ sủi bọt, có đối lưu tự nhiên hệ số cấp nhiệt xác định theo công thức 1.69 [2-44]:

 : Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch

Ta có: t 2i t T2i  t ddi     T i t 1i t Ti (10) tTi

 :hiệu số nhiệt độ ở 2 bề mặt thành ống truyền nhiệt:

r: tổng nhiệt trở của thành ống truyền nhiệt:

 [m 2.độ/W] (12) r , r1 2: Nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của thành ống

Tra bảng V.1 [ST-Tr4] ta có:

3 r 0,387 101   [m 2 độ/W] là nhiệt trở của cặn bẩn ( KNO 3 )

Nhiệt trở của chất tải nhiệt (hơi nước) được xác định bằng công thức 3 r2 0, 232 10 , trong đó δ là bề dày ống truyền nhiệt với giá trị δ 2 10    3 (m) Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt, khi chọn vật liệu là thép cacbon (CT3), có giá trị λ  46,5 [m 2 độ/W].

Thay số vào công thức (III.23) ta có:

Thay số vào công thức (III.22) ta có:

Thay số vào công thức (III.21) ta có:

2.4.4 Tính hệ số hiệu chỉnh  :

0,565 2 dd dd dd nc nc nc nc dd

: hệ số dẫn nhiệt [W/m.độ] (lấy theo nhiệt độ sôi của dung dịch).

Chỉ số dd: là dung dịch

Chỉ số nc: là nước.

Các thông số của nước:

 Tra bảng I.129 [3-133] và nội suy ta có :

Khối lượng riêng của nước: tra bảng (I.249-ST1-Tr310) ρ nc 1 = 949,4091 ( Kg/ m 3 ) ρ nc 2 = 975,7416 ( Kg/ m 3 )

Khối lượng riêng của dung dịch KNO 3 : tra bảng (I.46-ST1-Tr42)

Nhiệt dung riêng của nước: tra bảng (I.249-ST1-Tr310)

Nhiệt dung riêng của dung dịch KNO 3 : (theo bảng 4)

Hệ số dẫn nhiệt của nước: tra bảng (I.129-ST1-Tr133) λ nc 1 = 0,6853 (W/m.độ) λ nc 2 = 0,6712 (W/m.độ)

Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch được xác định theo (CT I.32-ST1-Tr123) λ ddi = A⋅ C ddi ⋅ ρ ddi ⋅ 3 √ ρ M ddi (14)

A: hệ số tỉ lệ phụ thuộc hỗn hợp chất lỏng A=3,58 10 −8

M: khối lượng mol của hỗn hợp lỏng (hỗn hợp của chúng ta là KNO 3 và

Vậy hệ số dẫn nhiệt của dung dịch trong mỗi nồi là: λ dd1 =3,58.10 −8 3458,6281 1064,2165.

 Độ nhớt của nước tra bảng (I.104-ST1-Tr96) & (I.102-ST1-Tr95): μ nc 1 =0 ,251 (Cp)

 Độ nhớt của dd KNO 3 (bảng I.107-ST1-Tr100) :

Công thức Paplov (I.17-ST1-Tr85) được sử dụng để xác định mối quan hệ giữa nhiệt độ và độ nhớt của chất lỏng, với công thức t1 - t2 / θ1 - θ2 = K = const Trong đó, t1 và t2 là nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt μ1 và μ2, và θ1, θ2 là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng Đặc biệt, giá trị μnc2 được tính theo công thức μnc2 = 0,3787 θ1.

Chọn chất lỏng tiêu chuẩn là nước Chọn t  1  20 C o ; t  2  30 C o

Tra bảng I.107 [3-100] và nội suy ta có :

Vớit  1  20 C o và x1 = 17,3763% ta có μ11 =0,9974.10 -3 [Ns/m 2 ]

Vớit  2  30 C o và x1 = 17,3763% ta có μ21 =0,8.10 -3 [Ns/m 2 ]

Tại ts1 2,3356 0 C dung dịch có độ nhớt là μ dd1 tướng ứng với nhiệt độ θ 31 của nước cùng độ nhớt nên ta có:

Tra bảng I.104 [3-96] và nội suy với 31 = 110,1628 0 C ta được : μdd1 =0,2562.10 -3 [Ns/m 2 ]

Tra bảng I.107 [3-100] và nội suy ta có :

Vớit  1  20 C o và x2 2 % ta có μ 12  1,076 10   3   Ns/m 2  

Vớit  2  30 C o và x2 2 % ta có μ 22  0,898 10   3   Ns/m 2   Tra bảng I.102 [3-94] ta có:

Tại ts2 = 75,273 0 C dung dịch có độ nhớt là μ dd2 tướng ứng với nhiệt độ θ 32 của nước có cùng độ nhớt nên ta có:

Tra bảng I.102 [3-94] và nội suy với θ 32 58, 2755 C o ta được :

Thay các số liệu vào công thức (12) ta được:

Tổng hợp các kết quả ta được bảng sau:

Thay vào pt (5) ta có hệ số hiệu chỉnh của từng nồi là:

Vậy hệ số cấp nhiệt α 2i từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi hoàn toàn xác định như sau:  2 i  45 , 3 p ' i  2 i 2 , 33  i

2.4.5 Nhiệt tải riêng về phía dung dịch q 21 =α 21 ⋅ΔT 21

Vậy giả thiết ΔT 11 , ΔT 21 được chấp nhận

(N/ m 2 độ) Lượng nhiệt tiêu tốn được tính theo công thức:

Hiệu số nhiệt độ hữu ích

2.6.1 Xác định tỷ số sau:

2.6.2 Xác định nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:

 Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi theo công thức: ΔTT i '= ∑ ΔTT i ⋅

So sánh T ’ i và T i tính được theo giả thiết phân phối áp suất

Nhận xét: Sai số này < 5%, vậy phân phối áp suất như trên là hợp lý.

Tổng hợp các kết quả thu được ta có bảng số liệu sau:

Tính bề mặt truyền nhiệt (F)

Tính bề mặt truyền nhiệt theo phương thức bề mặt truyền nhiệt giữa các nồi bằng nhau:

Quy chuẩn theo bảng (VI.6-ST2-T.80), ta có F = 135 ( m 2 )

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ

Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

 Giả thiết sử dụng thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp loại ống chùm bằng tác nhân tải nhiệt là hơi nước bão hoà.

Do cấu trúc của thiết bị trao đổi nhiệt, lưu thể sạch được dẫn qua khoảng không gian bên ngoài ống để tránh cặn bẩn bám vào bề mặt truyền nhiệt, từ đó duy trì hệ số dẫn nhiệt Ngược lại, lưu thể có khả năng tạo cặn trong quá trình làm việc sẽ được dẫn qua bên trong ống Hơn nữa, lưu thể có công suất lớn cũng được cho đi qua ống vì ống có khả năng chịu áp suất cao hơn so với vỏ.

 Giả thiết ta cho hơi nước bão hoà đi khoảng không gian ngoài ống Hỗn hợp cho đi trong ống.

Tính lượng nhiệt trao đổi Q

Trong đó: G: Lưu lượng hỗn hợp đầu ; G = 21000 kg/h tF: Nhiệt độ sôi của hỗn hợp theo yêu cầu tF = tso = 143,4 ( 0 C)

CP Nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại tF:CP = Co = 3683,68 (J/kg độ) tf - Nhiệt độ của dung dịch vào, Giả sử tf = 25 0 C

Q = F.Cp.(tF – tf) W Trong đó : F: lưu lượng hỗn hợp đầu, F = 21000 (kg/h) tF : Nhiệt độ sôi của hỗn hợp tF = ts1 = 112,3356 o C

Cp: Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu Cp= Co= 3683,68 J/kg.độ tf: Nhiệt độ môi trường: tf% o C

3.1.2 Hiệu số nhiệt độ hữu ích:

Nên nhiệt độ trung bình giữa hai lưu thể là: ΔT ttb ΔTtđ− ΔTtc

Phía hỗn hợp: t2tb = t hđ − ΔTt tb = 143,4 – 65,346 = 78,054 ( 0 C) a) Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể :

Hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng tụ : αt1 = 2,04.A.( r ΔTt 1.H ) 0,25 Trong đó : r : ẩn nhiệt ngưng tụ lấy theo nhiệt độ hơi bão hòa

Tra bảng I.250-ST1/312: t13,4 o C r = 2142.10 3 (J/Kg). Δt1 :Chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống truyền nhiệt.

H : Chiều cao ống truyền nhiệt H = 4(m)

A : Hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng.

= 7017,5536 (W/m 2 độ) b) Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ : q1 = αt1.Δt1 [W/m 2 ] Thay số : q1 = 7016,734 5,42 = 38030,698 (W/m 2 ) c) Hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy :

Theo công thức V.40-ST2/14 ta có :

Mà Nu α d λ  αtt = 0,021. λ d ε k.Re 0,8.Pr 0,43 ( p r p rt ) 0,25

 εk : Hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỉ số giữa chiều dài L và đường kính d của ống.Chọn đường kính d = 382 mm ; L = 2(m)

 Tính chuẩn số Pr : Pr C p λ μ (CT-V.35-ST2/12) + Cp : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp ở t2tb = 72,2536 0 C

+ Tra bảng (I 107- ST1/101)ta cú độ nhớt dung dịch: à = 0,4424.10 -3 Ns/m 2

+ Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp λ=A.Cp ρ

+ Tra bảng I.46-ST1/42 ρ : khối lượng riêng của hỗn hợp ở ttbr,2536 0 C và x= 12% ρ = 1058,5099 kg/m 3

- M: khối lượng mol của hỗn hợp lỏng ( hỗn hợp của chúng ta là KNO3 và H2O ) nên : M = 101.a +(1- a)18 x = 12,7 % khối lượng nên:

+Hiệu số nhiệt độ ở 2 phía thành ống : Δtt = tt 1 - tt 2 = q 1.∑rt

Trong đó : tt 2 : Nhiệt độ thành ống phía hỗn hợp

∑rt : Tổng nhiệt trở ở 2 bên ống truyền nhiệt Ống dẫn nhiệt làm bằng làm thép cacbon (CT3) có chiều dày δ = 2 (mm) nên: λ = 46,5 (W/m độ)  ∑rt =0.6626.10 -3 m 2 độ/W (đã tính ở trên)

 Tính chuẩn số Pr ¿ t ¿ ¿ ¿ = C λ pt t μ t

+ Cpt : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp ở tt 2 8,224 0 C

+ àt : Độ nhớt của hỗn hợp tra bảng I.107-ST1/101: àt = 0,2651 10 -3 Ns/m 2 + λt : hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp ở tt2 λt = A.Cp ρ

Với : A = 3,85.10 -8 ρ : khối lượng riêng của hỗn hợp ở tt28,224 0 CTra bảng I.46-ST1/42 ta có : ρ= 1038,95 kg/m 3

Thay vào công thức ta có :

Hỗn hợp chảy xoáy chọn Re = 10500

Thay số ta có hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy : αtt = 0,021 0 , 034

= 925,1684 d Nhiệt tải riêng về phía dung dịch : q2 = αtt.Δt2 = 925,1684 45,9704 = 42530,3614 e Kiểm tra sai số: ε = | q 1 −q 2 q 1 |

Sai số nhỏ hơn 5% ta chấp nhận giả thiết chọn độ chênh lệch nhiệt độ

Trong đó : Nhiệt lượng trao đổi : Q = (W)

Nhiệt tải riêng trung bình về phía dung dịch qtb = 2 40282 , 7509

Trong đó : F : Bề mặt truyền nhiệt d : đường kính ống truyền nhiệt d = 0,034 m

H : Chiều cao ống truyền nhiệt H = 4 (m)

( ống) Qui chuẩn n = 127 ống Theo bảng V.11-ST2/48 ta có :

Sắp xếp ống theo hình 6 cạnh

Số ống trên đường xuyên tâm 6 cạnh

Tổng số ống không kể các ống trong các hình viên phân

Tổng ống trong tất cả các hình viên phân

Tổng ống trong thiết bị

3.1.5 Đường kính trong của thiết bị đun nóng :

Trong đó: dn : Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt dn = 0,038 (m) t: Bước ống Lấy t = 1,4 dn. t = 1,4 0,038 = 0,0532 b: số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh b= 13

Qui chuẩn : D = 0,8 m = 800 (mm) (bảng XIII.6-ST2/359 )

3.1.6 Tính vận tốc và chia ngăn :

N = 127 ống d= 0,034 m ρ = 1058,5099kg/m 3 là khối lượng riêng của dung dịch tại 77,935 0 C

W nên ta cần chia ngăn để quá trình cấp nhiệt ở chế độ xoáy.Số ngăn được xác định như sau:

Vậy kích thước của thiết bị đun nóng hỗn hợp đầu là :

F= 46,5876 m 2 - bề mặt truyền nhiệt n= 127 ống – Số ống truyền nhiệt

D= 800 (mm) – Dường ính trong của thiết bị

H= 4 m – chiều cao ống truyền nhiệt d 8mm – Đường kính ngoài ống truyền nhiệt d= 34mm – Đường kính trong ống truyền nhiệt

Thiết bị ngưng tụ baromet

Sau khi ra khỏi nồi cô đặc, hơi được dẫn vào thiết bị ngưng tụ baromet để thu hồi nước và tách khí không ngưng Hơi vào thiết bị ngưng tụ từ dưới lên, trong khi nước làm lạnh chảy từ trên xuống qua các tấm ngăn Hỗn hợp nước làm lạnh và nước ngưng tụ sau đó chảy xuống ống baromet.

*Hệ thống thiết bị: Chọn thiết bị ngưng tụ Baromet – thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô ngược chiều chân cao.

2- Thiết bị thu hồi bọt

4- Ống dẫn khí không ngưng

Trong thân 1 gồm có những tấm ngăn hình bán nguyệt

Thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô ngược chiều chân cao

Nguyên lý hoạt động của thiết bị ngưng tụ trực tiếp là phun nước lạnh vào hơi, giúp hơi tỏa ẩn nhiệt để đun nóng nước và ngưng tụ lại Thiết bị này chỉ thích hợp cho việc ngưng tụ hơi nước hoặc hơi của các chất lỏng không có giá trị và không tan trong nước, vì các chất lỏng này sẽ hòa trộn với nước làm nguội.

Sơ đồ nguyên lý hoạt động của thiết bị ngưng tụ Baromet ngược chiều loại khô cho thấy cấu trúc chính gồm thân hình trụ và các tấm ngăn bán nguyệt có lỗ nhỏ Thiết bị này còn có ống Baromet để tháo nước và chất lỏng đã ngưng tụ ra ngoài, đảm bảo quá trình ngưng tụ diễn ra hiệu quả.

Nước được đưa vào thiết bị từ dưới lên, trong khi nước chảy từ trên xuống và chảy qua cạnh tấm ngăn, một phần cũng đi qua các lỗ của tấm ngăn Hỗn hợp này làm nguội cà chất lỏng ngưng tụ chảy xuống ống Baromet, trong khi khí không ngưng đi lên qua ống (4) tới thiết bị thu hồi bọt (2) và tiếp tục chảy xuống ống Baromet Khí không ngưng được hút ra ở phía trên bằng bơm chân không (5) Ống Baromet thường có chiều cao H > 10,5m để đảm bảo khi độ chân không trong thiết bị tăng lên, nước không bị dâng ngập thiết bị.

Loại này có ưu điểm là nước tự chảy ra được không cần bơm nên tốn ít năng lượng , năng suất lớn.

Trong ngành công nghiệp hóa chất, thiết bị ngưng tụ Baromet chân cao ngược chiều loại khô là một phần quan trọng trong hệ thống cô đặc nhiều nồi Thiết bị này thường được lắp đặt ở vị trí cuối của hệ thống, do nồi cuối thường hoạt động ở áp suất chân không.

*Các số liệu cần biết:

- Lượng hơi ngưng đi vào thiết bị ngưng tụ:

-Áp suất ở thiết bị ngưng tụ: pnt= 0,25 at

-Nhiệt độ hơi ngưng tụ: tnt = 60,9 0 C

3.2.1 Lượng nước lạnh cần thiết để ngưng tụ:

C n ( t c −t d ) ,kg/h (CT-VI.51-ST2-Tr84 )

Gn :Lượng nước cần thiết để ngưng tụ (kg/h)

W: Lượng hơi ngưng đi vào thiết bị ngưng tụ (kg/h)

W= 13125 (kg/h ) i : hàm nhiệt của hơi ngưng : i= 2622,47 10 3 (J/kg) (tra bảng I.251.STl1-Tr314 ) tđ : nhiệt độ đầu của nước lạnh Chọn tđ = 25( o C) tc : nhiệt độ cuối của nước lạnh Chọn tc = 50( o C)

Cn Nhiệt dung riêng trung bình của nước, chọn ở 37,5 o C

CnA78 (J/kg.độ) (tra bảng I.149 ST1-Tr310)

Thay số vào ta có:

+Dtr Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ (m)

+ ρ h khối lượng riêng của hơi (Kg/m 3 ) ở nhiệt độ 60,9 o C, p= 0,25 at ρ h = 0,1582 Kg/m 3 (tra bảng I.251-ST1-Tr314)

+wh tốc độ thiết bị ngưng tụ.wh 35 m/s, chọn wh = 30 m/s do thiết bị ngưng tụ làm việc với áp suất thuộc khoảng 0,2 → 0,4 at

+Thay số vào công thức trên ta có:

= 0,8659 (m) Qui chuẩn theo bảng VI.8 ST2-Tr88 Dtr=0,9m

+ Tấm ngăn có hình dạng viên phấn để đảm bảo làm việc tốt, chiều rộng tấm ngăn được xác định : b =( Dtr/2)+50 mm (CT-VI.53-ST2-Tr85)

+ Trên tấm ngăn có đục nhiều lỗ nhỏ Do dung nước làm nguội là nước sạch vì vậy đường kính các lỗ là 2 mm

+ Chiều dày tấm ngăn chọn δ =4 mm

+ Chiều cao gờ tấm ngăn: hgô = 40 mm

+ Tốc đọ của tia nước ω n=0,62 (m/s) khi hgô = 40 mm

Tổng diện tích bề mặt của các lỗ trong mặt cắt ngang của thiết bị ngưng tụ được tính bằng công thức: f G c w c, m² (CT-VI.54-ST2-Tr85).

Gc : lưu lượng nước kg/s ρ n : khối lượng riêng của nước : ρ n = 1000 kg/m 3

+ Các lỗ xếp theo hình lục giác đều Ta có thể xác định bước của các lỗ theo công thức sau: t =0,866d(fc/ftb) 1/2 , (mm) (CT-VI.55-STS2/85)

Đường kính lỗ (d) được tính bằng mm, với tỉ số giữa diện tích tiết diện của các lỗ (fc) và diện tích tiết diện thiết bị ngưng tụ (ftb) nằm trong khoảng từ 0,025 đến 0,1 Để tính toán, ta chọn fc/ftb = 0,1, từ đó có công thức t = 0,866.d Sử dụng giá trị f tb = 0,866.2 √ 0,1, ta tìm được kết quả f = 0,5477 mm.

3.2.4 Chiều cao thiết bị ngưng tụ:

+) Mức độ đun nóng trong thiết bị:

P t 2 c −t 2 d t bh −t 2d ( CT-VI.56-ST2/85) Trong đó: tbh : Nhiệt độ của hơi nước bão hòa ngưng tụ ( o C) tbh = 60,9 o C

Dựa vào bảng VI.7-ST2/86 ta tìm được các thông số sau:

Khoảng cách giữa các ngăn là: htb = 400 mm

Thời gian rơi qua một bậc là: 0,41 s

Chiều cao hữu ích của thiết bị:

H = số ngăn khoảng cách giữa các ngăn = 8 400 = 3200 mm

3.2.5 Các kích thước của ống Baromet: a) Đường kính trong của ống Baromet d(m) d = √ 0 004 π ( G ω n +W ) (CT_VI.57-ST2/86) ω : tốc độ của hỗn hợp nước và chất lỏng,

0   m lấy chuẩn d = 0,4 m b)Chiều cao của ống baromet

Theo CT-VI.58-ST2-Tr86

 h 1 : là chiều cao cột nước cân bằng với hiệu số áp suất của thiết bị ngưng tụ và khí quyển tính theo công thức VI.59 ST2-Tr86: ck  

 p ck : độ chân không trong thiết bị ngưng tụ Ta có:

Thay số vào công thức (IV.9) ta được: 1  

 h2: chiều cao cột nước trong ống baromet cần khắc phục toàn bộ trở lực khi nước chảy trong ống: h2 ω 2

, m (CT-VI.60-ST2-Tr86) λ :hệ số trở lực do ma sát khi nước chảy trong ống

H: chiều cao của ống baromet Để tính được λ ta cần kiểm tra chế độ chảy của chất lỏng trong ống theo chuẩn độ Re

Trong đó: d=0,4 m ρ n 3,1(kg/m 3 ) (ở nhiệt độ trung bình 37,5 0 C)

=0,5m/s μ =0,4424.10 -3 N.s/m 2 tra theo bảng I.249-ST1-Tr310

Chiều cao dự trữ 0,5 m để ngăn ngừa nước dâng lên trong ống và chảy tràn vào đường ống dẫn khi áp suất khí quyển tăng.

3.2.6 Lượng không khí cần hút ra khỏi thiết bị: a)Lượng không khí cần hút được tính theo công thức :

Gkk= 0,000025 (W + Gn) + 0,01W (CT-VI.47-ST2-Tr84)

= 71,019 (kg/h) b)Thể tích hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ(m 3 /h)

Vkk 288 G kk (273+t kk ) p−p h ; m 3/h (CT-VI.49-ST2-Tr84)

Hằng số khí Rkk của không khí là 288 J/kg.độ, trong đó tkk là nhiệt độ không khí Áp suất chung của thiết bị được ký hiệu là p, với giá trị p = Pnt = 0,25 at Áp suất riêng phần của hơi nước trong hỗn hợp được ký hiệu là ph.

Mà: tkk = tđ +4+0,1(tc - tđ ) = 25 + 4 + 0,1(50-25) = 31,5 0 C

⇒ P h = 0,0475 at (tra ở bảng 5I.250-ST1-Tr312)

Bơm

Bơm li tâm là thiết bị phổ biến trong ngành công nghiệp, hoạt động hiệu quả với áp suất trung bình Với thiết kế đơn giản, bơm li tâm cung cấp lưu lượng ổn định, đáp ứng nhu cầu sử dụng đa dạng.

3.3.1 Xác định áp suất toàn phần do bơm tạo ra:

+) Áp suất toàn phần do bơm tạo ra theo công thức II.185-ST1/438:

H là áp suất toàn phần do bơm tạo ra,tính bằng chiều cao cột chất lỏng cần bơm(m)

P1,P2 là áp suất trên bề mặt chất lỏng trong không gian hút và đẩy (P1P2)

H0 là chiều cao nâng chất lỏng, chiều cao hình học chọn H0m

Hm là trở lực cục bộ trong đường ống hút và đẩy

+) Xác định trở lực đường ống từ thùng chứa đến thùng cao vị

- Tốc độ chảy từ thùng chứa đến thùng cao vị: w= 4 F

Trong đó: F là năng suất hỗn hợp đầu F!000 kg/h

 khối lượng riêng dung dịch ở 25 o C  = 1060,715kg/m³ d là đường kính ống dẫn d=0,07m Thay số vào ta có:

 Trở lực tiêu tốn để thắng lực trên đường ống đẩy và hút là: hm ΔTP ρ g

(P là áp suất toàn phần để thắng tất cả sức cản thủy lực trên đường ống khi dòng chảy đẳng nhiệt)

P= ΔTP đ + ΔTP m + ΔTP t + ΔTP k + ΔTP cb ( CT II.53-ST1/376) Trong đó:

+ ΔTP đ : áp suất cần thiết để tạo tốc độ cho dòng chảy ra khỏi ống dẫn: ΔTP đ = ρ w 2

Với:  : khối lượng riêng của chất lỏng w : vận tốc của lưu thể.

+P m : áp suất khắc phục trở lực khi dòng chảy ổn định trong ống thẳng

Với: dtd; điều kiện của ống

L: chiều dài ống dẫn Chọn L= 15m

 : độ nhớt của hỗn hợp đầu ở nhiệt độ sôi

Nhận thấy Regh 700mm và thép CT3, được chọn là φP = 0,95 (theo bảng XII.8).

C1: Đại lượng bổ sung do ăn mòn, vật liệu bền chọn

C2: Đại lượng bổ sung do hao mòn,

C3: Đại lượng bổ sung do dung sai về chiều dày, phụ thuộc chiều dày tấm vật liệu, tra theo bảng XIII.9 p b : áp suất hơi thứ , p b  1,34.9,81.10 4  0,1315.10 6   N/m 2  

P  0,1315.10     có thể bỏ qua p b ở mẫu số công thức tính S.

Kiểm tra ứng suất theo áp suất thuỷ lực:

 (V.28) p 0 : áp suất thử tính theo công thức p 0 p th p 1 (V.29) p th  1,5p b  1,5 0,1315 10   6  0,1973 10 N/m  6   2   p 1 : áp suất thuỷ tĩnh của nước với buồng bốc có p 0 1 

Thay số vào (V.29) ta được: p 0  0,1973 10 N/m  6   2  

Thay số vào công thức (V.28) ta được :

Vậy chiều dầy phòng bốc hơi là S= 4 (mm)

4.2.4 Chiều dày nắp buồng bốc:

Chọn nắp elip có gờ, vật liệu thép CT3

Chiều dày nắp buồng bốc được tính theo công thức sau: tr tr   bk h b b

 [ST2-Tr372] (V.30) Điều kiện: tr b k D

Trong đó: p : áp suất hơi ra khỏi buồng bốc; p 0,1315.10  6   N/m 2  

Dtr: đường kính trong phòng bốc hơi, D tr 1,2m

C: hệ số bổ sung, lấy C= 2 (mm) δb: ứng suất cho phép của vật liệu φPh : hệ số bền hàn của mối hàn hướng tâm, φP 0,95 

C : là hệ số bổ sung, C C C C  1 2  3 hb : chiều cao phần nồi của nắp, D tr 1,2m h b 300mm d: đường kính ống dẫn hơi thứ ra k : hệ số bền của nắp tr k 1 d

Tính đường kính ống thoát hơi thứ : Đường kính ống dẫn hơi thứ ra được được tính theo công thức: tr d V (m)

Trong đó : ω: là vận tốc thích hợp của hơi nước bão hòa trong ống, ω 30  (m/s)

V : lưu lượng lỏng chảy trong ống,

W1: lượng hơi thứ nồi 1, W 1  6426 , 7597 ρh: khối lượng riêng của hơi thứ; tra bảng I.251 [ST2-Tr314] và nội suy với áp suất hơi thứ là p 1 '  1 , 41 at   h  0 , 864

Qui chuẩn theo bảng XIII.26 [ST2-Tr412] lấy d tr 300(mm)

6 b δ 146.10 φP 0,95 1055,56 50 p   0,1315.10    nên bỏ qua p b ở mẫu số công thức tính

Ta có S  C  0 , 7984 nên C tăng thêm 2mm:

Quy chuẩn theo bảng XIII.11 [ST2-Tr384] lấy S 5(mm) 

 Kiểm tra ứng suất theo áp suất thuỷ lực:

Trong đó: p 0 : áp suất thử, 1,5p b  1,5 0,1315 10   6  0,1973 10 N/m  6   2  

Thay vào công thức ta có:

Vậy chiều dày nắp buồng bốc là S 5(mm) 

4.2.5 Tra bích để lắp nắp vào thân buồng bốc:

Tra bảng XIII.27 bích liền bằng thép để nối thiết bị [ST2_Tr421]

Kích thước nối Kiểu bích

4.2.6 Chiều dày đáy buồng bốc:

Chọn đáy buồng bốc là đáy nón có gờ, góc đáy bằng 90 o

Chiều dày S xác định theo hai công thức sau, lấy kết quả nào lớn hơn:

    (V.35) y: yếu tố hình dạng đáy, xác định theo đồ thị hình XIII.15.

Tra bảng XIII.22 Với D tr 1200mm ta có R  180mm t

Theo đồ thị XIII.15 với t

  và   45 o ta có y 1, 34  p: áp suất làm việc của đáy p 0,1973.10  6   N/m 2  

    nên có thể bỏ qua đại lượng p ở mẫu số công thức tính S.

Xác định S theo công thức XIII.52 ta có:

Hệ số bền của đáy nón theo phương dọc    h 0,95

      nên có thể bỏ qua đại lượng p ở mẫu số trong công thức XIII.53

Giá trị tính theo XIII.52 lớn hơn nên chọn kết quả S 1,0725.10  3 C Đại lượng bổ sung bổ sung C  2 mm

Do đó chiều dày S 1, 0725 2 3, 0725 mm   

Kiểm tra ứng suất thành khi thử thủy lực thiết bị bằng nước theo công thức XIII.54:

Tính một số chi tiết khác

4.3.1 Tính đường kính các ống nối dẫn hơi, dung dịch vào và ra thiết bị:

- Ống dẫn hơi đốt vào: Đường kính ống dẫn hơi đốt vào được tính theo công thức: tr   d V , m

Trong đó : ω: là vận tốc thích hợp của hơi đốt trong ống; chọn ω  30 m/s

V : lưu lượng hơi đốt chảy trong ống,

D: lượng hơi đốt đi vào nồi 1, D= 11310,7895 kg/h ρ: khối lượng riêng của hơi đốt, tra bảng I.251 [ST2-Tr314] với áp suất hơi đốt là 4,2(at)  2,812(kg/m 3 )

Tra bích để nối ống dẫn hơi đốt với hệ thống bên ngoài

Tra bảng XIII.26 (ST2-Tr413) bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn, với D 0(mm) tr

Kích thước nối Kiểu bích D

Tra bảng XIII.32 (ST2-Tr434 ) với d tr 200(mm)ta có chiều dài ống l= 130mm

4.3.2 Ống dẫn dung dịch vào buồng đốt: Đường kính ống dẫn dung dịch vào được tính theo công thức: tr d V (m)

(V.37) Trong đó : ω: là vận tốc thích hợp của dung dịch trong ống, ω =1 (m/s)

V : lưu lượng lỏng chảy trong ống, V  G ρ  m /h 3 

G: lượng dung dịch đầu vào nồi 1, G 10500 kg/h   ρ: khối lượng riêng của dung dịch đầu, ρ 1068,2865(kg/m ) 3

Qui chuẩn theo bảng XIII.26 [ST2-Tr412] lấy d 0(mm) tr

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn [ST2_Tr413] lấy d 0(mm) tr

Kích thước nối Kiểu bích

Tra bảng XIII.32 [St2-Tr434] lấy chiều dài ống là l= 120(mm)

4.3.3 Cửa dẫn dung dịch ra khỏi buồng đốt

Chọn đường kính trong: D tr 300mm

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị với ống dẫn [ST2-Tr415]

Kích thước nối Kiểu bích

Bulông 1 db (cái) z (cái) h (mm)

Tra bảng XIII.32 (ST2-Tr434 ) lấy chiều dài đoạn ống nối l= 140(mm)

4.3.4 Cửa dẫn dung dịch vào buồng bốc

Chọn đường kính trong: D tr 300mm

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị với ống dẫn [ST2-Tr415]

Kích thước nối Kiểu bích

Tra bảng XIII.32 (ST2-Tr434 ) lấy chiều dài đoạn ống nối l= 140(mm)

4.3.5 Ống dẫn hơi thứ ra Đã tính ở phần buồng bốc D tr 300mm

Tra bích để nối ống dẫn hơi thứ ra bên ngoài.

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị với ống dẫn [ST2-Tr415]

Kích thước nối Kiểu bích D

Tra bảng XIII.32 (ST2-Tr434 ) lấy chiều dài đoạn ống nối l= 140(mm)

4.3.6 Ống dẫn dung dịch ra khỏi buồng bốc

Chọn kích thước ống giống ống dẫn dung dịch vào d tr 100mm

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị với ống dẫn [ST2_Tr415]

Kích thước nối Kiểu bích D

Tra bảng XIII.32 (ST2-Tr434 ) lấy chiều dài đoạn ống nối l= 120(mm)

Chọn đường kính ống d = 200(mm)

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị với ống dẫn [ST2-Tr415]

Kích thước nối Kiểu bích D

Chọn đường kính ống d = 100(mm)

Tra bích để nối ống dẫn của nước ngưng với hệ thống bên ngoài

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị với ống dẫn [ST2-Tr415]

Kích thước nối Kiểu bích D

Tính và chọn tai treo

4.4.1 Tính khối lượng mỗi nồi khi thử thuỷ lực:

Trong đó : G nk : khối lượng nồi không, N

G nd : khối lượng nước được đổ đầy trong nồi , N

Quy chuẩn chiều dày của đáy buồng đốt, nắp buồng đốt, thân buồng đốt là

Quy chuẩn chiều dày của đáy buồng bốc, nắp buồng bốc, thân buồng bốc là

 Khối lượng nắp buồng đốt,đáy buồng đốt, nắp buồng bốc

Tra bảng XIII.11 chiều dày và khối lượng của đáy và elip có gờ [ST2- Tr384]

Với nắp buồng đốt: D tr 1300mm , S  6 mm , h  25 mm ta được m 1  92 ( kg )

Với đáy buồng đốt: D tr 1300mm , S  8 mm , h  25 mm ta được m 2  123 kg

Với nắp buồng bốc: D tr 1200mm, S  5 mm , h  25 mm ta được m 3 64,2(kg)

 Khối lượng đáy buồng bốc

Tra bảng XIII.22 [ST2-Tr396] với D tr 1200mm, h  40 mm , S  5 mm ta có : m4 71,8(kg)

 Khối lượng thân buồng đốt m 5 V(kg)

Trong đó:  : là khối lượng riêng của thép CT3, ρ 7850 kg/m   3 

V : thể tích thân buồng đốt, V H  D 2 n D (m ) 2 tr  3

H : chiều cao buồng đốt lấy bằng chiều cao ống truyền nhiệt, H 4m 

D tr : đường kính trong buồng đốt, D tr 0,9m

D n : đường kính ngoài buồng đốt, D n 0,908m

 Khối lượng thân buồng bốc : m 6 V(kg)

Trong đó :  : là khối lượng riêng của thép CT3, ρ 7850 kg/m   3 

V : thể tích thân buồng bốc, V H  D 2 n D (m ) 2 tr  3

D tr : đường kính trong buồng bốc, D tr 1,2m

D n : đường kính ngoài buồng bốc, D 1,208m n 

Tính khối lượng các bích ghép.

Các bích ghép thiết bị bao gồm:

 Bích ghép các phần của buồng đốt:

 2 bích ghép nắp buồng đốt vào thân buồng đốt

 4 bích ghép nắp 3 đoạn thân buồng đốt

 2 bích ghép đáy buồng đốt vào thân buồng đốt

Các bích này giống nhau nên ta có tổng khối lượng là: m7  8 V(kg)

Trong đó :  : là khối lượng riêng của thép CT3, ρ 7850 kg/m   3 

V : thể tích của một bích,  2 2 0 2 b 

 Bích ghép các phần của buồng bốc:

 2 bích ghép nắp buồng bốc vào thân buồng bốc m8  2 V(kg) Trong đó: : khối lượng riêng của thép dùng làm bích, ρ 7850 kg/m   3 

V : thể tích thân buồng bốc,  2 2 0 2 b 

 Khối lượng hai lưới đỡ ống: m 9  2 V(kg)

Trong đó:  : là khối lượng riêng của thép, ρ 7850 kg/m   3 

Với : S : chiều dày lưới đỡ ống, S 0, 012 m 

D : đường kính trong thân buồng đốt, S 0, 9 m  n: số ống truyền nhiệt, n 187  ống d n : đường kính ngoài ống truyền nhiệt, d n 0,038m

 Khối lượng các ống truyền nhiệt. m10  n V(kg)

Trong đó:  : là khối lượng riêng của thép, ρ 7850 kg/m   3  n : số ống truyền nhiệt, n 187  ống

   h: chiều cao ống truyền nhiệt, h 4 m    d n : đường kính ngoài ống truyền nhiệt, dn 0,038 m  d : đường kính trong của ống truyền nhiệt, tr dn 0,034 m 

Vậy tổng khối lượng nồi khi chưa tính bu lông, đai ốc là:

G nk g: là gia tốc trọng trường, g=9,81( m / s 2 )

Thể tích không gian nồi:

Trong đó: h b : chiều cao buồng bốc, h b =2(m)

D trbb : đường kính trong buồng bốc, D trbb =1,2(m) h d : chiều cao buồng đốt, h d =4(m)

D trbd : đường kính trong buồng đốt, D trbd =0,9 m

Khối lượng nước chứa đầy trong nồi là:

Khối lượng nồi khi thử thuỷ lực là:

Ta chọn số tai treo là 4, và 4 chân đỡ khi đó tải trọng một tai treo phải chịu là:

Tra bảng XIII.36 tai treo thiết bị thẳng đứng [ST2_Tr438]

Tải trọng cho phép trên một tai treo G.10 -4 , N 2,5

TảI trọng cho phép lên bề mặt đỡ q.10 (N)  6 1,45

Khối lượng một tai treo, kg 3,84

Tải trọng cho phép một chân L B B1 B2 H h s l d

Ta chọn kính quan sát có áp suất làm việc p < 6 (at), vật liệu thuỷ tinh silicat

Chiều dày 15(mm) Đường kính  300

- Chọn bích lắp kính quan sát :

Tra bảng XIII.26 bích liền bằng kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn [ST_Tr415]

Kích thước nối Kiểu bích D

4.4.3 Tính bề dày lớp cách nhiệt:

Trong đó : d 2 : đường kính ngoài thiết bị , d 2 =1,208 , m

Hệ số dẫn nhiệt của chất cách nhiệt là 0,055 W/m.độ, với vật liệu lớp cách nhiệt được chọn là đất sét Nhiệt độ dung dịch (hơi nước bão hòa) được xác định là 142,9 °C, và nhiệt tổn thất tính theo chiều dài của thiết bị là W/m.

Mức tổn thất nhiệt q1 cho các bề mặt đã được cách nhiệt, với nhiệt độ không khí là 25°C và đường kính ngoài lớp cách nhiệt là 1020 mm, được trình bày trong bảng V.7 (ST2-Tr 42).

Nhiệt độ của chất tải nhiệt : 142,9 0 C ta có q 1 = 465,676 , W/m

Hệ thống thiết bị cô đặc 2 nồi xuôi chiều loại buồng đốt ngoài , dung dịch KNO3, có các thông số kĩ thuật sau :

Lượng hơi đốt vào nồi 1

Lượng hơi thứ bốc ra khỏi từng nồi Nồi 1 6426,7597 Kg/h

Nồi 2 6698,2403 Nhiệt độ sôi của dung dịch trong mỗi nồi

Hệ số truyền nhiệt trong mỗi nồi Nồi 1 1031,3214 W / m do 2

Nồi 2 1625,8592 Hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống 66,6511 0 C

Bề mặt truyền nhiệt các nồi Nồi 1 135 m 2

Nồi 2 Cấu tạo bao gồm :

Thân buồng đốt : đường kính trong: 1300 mm

Lưới đỡ ống, chiều dày: 12 mm Đáy nồi buồng đốt, chiều dày: 7 mm

Nắp buồng đốt, chiều dày : 5 mm Ống truyền nhiệt kích thước : 38x 2 mm

Thân buồng bốc : đường kính trong: 1200mm;

Nắp buồng bốc : chiều dày : 5 mm Đáy buồng bốc : 5 mm

Thiết bị ngưng tụ baromet : chiều cao : 2200mm đường kính : 600mm

Kết luận

Sau một thời gian nỗ lực tìm kiếm tài liệu và nhận được sự hỗ trợ từ thầy cô, em đã hoàn thành nhiệm vụ thiết kế được giao Qua quá trình thực hiện, em đã rút ra một số nhận xét quan trọng.

Thiết kế và tính toán hệ thống cô đặc là một quá trình phức tạp, đòi hỏi sự tỉ mỉ và thời gian dài Người thiết kế cần có kiến thức sâu về quá trình cô đặc và các lĩnh vực liên quan như cấu tạo thiết bị phụ và quy chuẩn trong bản vẽ kỹ thuật.

Công thức tính toán trong thiết kế thiết bị không còn bị hạn chế như các môn học khác, mà được mở rộng dựa trên các giả thiết về điều kiện và chế độ làm việc Người thiết kế đã xem xét các yếu tố ảnh hưởng trong thực tế, đảm bảo rằng hệ thống hoạt động ổn định khi đưa vào sử dụng.

Việc thiết kế đồ án môn quá trình thiết bị không chỉ giúp củng cố kiến thức về quá trình cô đặc, mà còn nâng cao kỹ năng tra cứu, tính toán và xử lý số liệu trong các quá trình khác.

Việc thiết kế đồ án môn "Quá trình các thiết bị trong công nghệ hóa chất và thực phẩm" mang lại cho sinh viên ngành hóa học, đặc biệt là bản thân em, cơ hội trải nghiệm thực tế của một kỹ sư hóa chất Em xin gửi lời cảm ơn chân thành đến thầy Nguyễn Xuân Huy, giáo viên hướng dẫn trực tiếp, cùng các thầy cô giảng dạy bộ môn đã cung cấp những kiến thức nền tảng về các quá trình và thiết bị chính trong lĩnh vực này.

Mặc dù đã nỗ lực hoàn thành tốt nhiệm vụ, nhưng do hạn chế về tài liệu và kinh nghiệm thực tế, tôi không thể tránh khỏi những thiếu sót trong quá trình thiết kế Tôi rất mong nhận được sự xem xét và hướng dẫn từ thầy cô và các bạn.

Em xin chân thành cảm ơn!

Sinh viên: Trịnh Quang Huy