Đồ án cô đặc koh ống tuần hoàn tâm cuối

Đồ án cô đặc KOH ống tuần hoàn tâm. Mỗi sinh viên Bách Khoa chuyên ngành Kỹ thuật hoá học đều phải làm đồ án quá trình và thiết bị trong công nghiệp hoá chất, trong đó có 2 loại là cô đặc và chưng luyện.

NHIỆM VỤ

THIẾT KẾ ĐỒ ÁN MÔN HỌC CH3440

(Dùng cho sinh viên khối cử nhân kỹ thuật/kỹ sư)

Họ và tên: Phạm Xuân Phương MSSV: 20191029

I Đầu đề thiết kế

Tính toán thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều làm việc liên tục

- Loại thiết bị: Thiết bị cô đặc tuần hoàn trung tâm

- Dung dịch cần cô đặc: Kalihidroxit -KOH

II Các số liệu ban đầu

- Năng suất: 5760 kg/h

- Chiều cao ống gia nhiệt: 5 m

- Nồng độ đầu của dung dịch: 6%

- Nồng độ cuối của dung dịch: 25%

- Áp suất hơi đốt nồi 1: 5 at

- Độ chân không: 0,2 at

III Nội dung các phần thuyết minh và tính toán

1 Phần mở đầu

2 Vẽ và thuyết minh sơ đồ công nghệ (bản vẽ A4)

3 Tính toán kỹ thuật thiết bị chính

4 Tính cơ khí thiết bị chính

5 Tính và chọn thiết bị phụ (lựa chọn 03 thiết bị phụ trong dây chuyền công nghệ)

V Cán bộ hướng dẫn: PGS Trần Trung Kiên

VI Ngày giao nhiệm vụ: ngày tháng năm 2022

VII Ngày phải hoàn thành: ngày tháng năm 2022

VIỆN KỸ THUẬT HOÁ HỌC

BỘ MÔN QUÁ TRÌNH –THIẾT BỊ CÔNG

LỜI MỞ ĐẦU

Nhiệm vụ của bất kì một kĩ sư hóa học là phải biết thiết kế một thiết bị hay hệ thống thiết bị thực hiện một nhiệm vụ trong sản xuất, chính vì vậy nên sinh viên Kỹ thuật Hóa học trường Đại học Bách Khoa Hà Nội được nhận đồ án môn học: “ Quá trình và thiết bị Công nghệ Hóa học” Việc thực hiện đồ án là điều rất có ích cho mỗi sinh viên trong việc từng bước tiếp cận với thực tiễn sau khi đã hoàn thành khối lượng kiến thức của môn học Trên cơ sở kiến thức đó và một số môn khoa học khác có liên quan, mỗi sinh viên sẽ tự thiết kế một thiết bị, hệ thống thiết bị thực hiện một nhiệm vụ kĩ thuật có giới hạn trong các quá trình công nghệ Qua việc làm đồ án môn học này, mỗi sinh viên phải biết cách sử dụng tài liệu trong việc tra cứu, vận dụng đúng những kiến thức,quy trình trong tính toán

và thiết kế, tự nâng cao kĩ năng trình bày bản thiết kế theo văn phòng khoa học và nhìn nhận vấn đề một cách có hệ thống

Trong đồ án môn học này, nhiệm vụ phải hoàn thành là thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều, buồng đốt ngoài với dung dịch KOH , năng suất 5760 kg/h, nồng độ dung dich ban đầu 6%, nồng độ sản phẩm 25%

Do hạn chế về thời gian, chiều sâu về kiến thức, hạn chế về tài liệu, kinh nghiệm thực tế và nhiều mặt khác nên không tránh khỏi những thiếu sót trong quá trình thiết kế Em rất mong nhận được sự đóng góp ý kiến, xem xét và chỉ dẫn thêm của thầy để đồ án của em được hoàn thiện hơn

Em xin chân thành cảm ơn PGS Trần Trung Kiên đã hướng dẫn em hoàn thành đồ

án này!

PHẦN I: CƠ SỞ LÝ THUYẾT

1 Tổng quan về quá trình cô đặc

Quá trình cô đặc là quá tình làm tăng nồng độ của chất hòa tan (không hoặc khó bay hơi) trong dung môi bay hơi Đặc điểm cyra quá tình cô đặc là dung môi được tách ra khỏi dung dịch dưới dạng hơi, còn chất hòa tan trong dung dịch không bay hơi, do đó nồng độ của dung chẩ sẽ tăng dần lên, khác với quá trình chưng cất, cấu tử trong hỗn hợp này cũng bay hơi, chỉ khác nhau về nồng độ ở mỗi nhiệt độ Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc gọi là hơi thứ Hơi thứ ở nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng một thiết

bị khác Nếu hơi thứ dùng để đun nóng một thiết bị khác ngoài hệ thống cô đặc thì gọi là hơi phụ

Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó có ý nghĩa về

sử dụng nhiệt hiệu quả Nguyên tắc của cô đặc nhiều nồi là: nồi đầu dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ bốc lên ở nồi này được đưa vào làm hơi đốt của nồi hai, hơi thứ của nồi hai được đưa vào làm hơi đốt của nồi ba,…hơi thứ của nồi cuối trong hệ thống được đưa vào thiết bị ngưng tụ Dung dịch đi vào lần lượt từ nồi đầu đến nồi cuối, qua mỗi nồi nồng độ của dung dịch tăng dần lên do dung môi bốc hơi một phần

Ưu điểm nổi bật của loại này là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước ra nồi sau nhờ chênh lệch áp suất giữa các nồi

Nhược điểm của nó là nhiệt độ của nồi sau thấp hơn nhưng nồng độ lại cao hơn so với nồng độ nồi trước nên độ nhớt của dung dịch tăng dần dẫn đến hệ số truyền nhiệt của hệ thống giảm từ nồi đầu đến nồi cuối

2 Giới thiệu chung về chất lỏng cần cô đặc KOH

2.1 Tính chất vật lý của KOH

- Khối lượng mol: 56 g/mol

- Khối lượng riêng: 2,044 g/cm3

2.2 Tính chất hóa học của KOH

- Kali hydroxit làm đổi màu chất chỉ thị (quỳ tím ẩm hóa xanh, phenolphtalein từ không màu chuyển sang màu hồng)

- Ở nhiệt độ phòng, KOH tác dụng với oxit axit như SO2, CO2

KOH + SO2 → K2SO3+ H2O KOH + SO2 → KHSO3

- Tác dụng với axit tạo thành muối và nước

KOH(dd)+ HCl(dd) → KCl(dd)+ H2O

- Tác dụng với các axit hữu cơ để tạo thành myoosi và thủy phân este, peptit

RCOOR1+ KOH → RCOOK + R1OH

- Tác dụng với muối tạo muối mới và bazo mới

2KOH + CuCl2 → 2KCl + Cu(OH)2

- Phản ứng với một số kim loại mà oxit, hidroxit của chúng lưỡng tính

2KOH + 2Al + 2H2O → 2KAlO2+ 3H22KOH + Zn → K2ZnO2+ H2

- Phản ứng với một số hợp chất lưỡng tính

KOH + Al(OH)3 → KAlO2+ 2H2O 2KOH + Al2O3 → 2KAlO2 + H2O

2.3 Phương pháp điều chế

- Điện phân dung dịch KCl:

2H2O + 2KCl → 2KOH + H2+ Cl2 Tuy nhiên quá trình sản xuất này tốn nhiều chi phí và không đem lại hiệu quả cao nên rất ít khi được áp dụng

- Sản xuất từ Kali format:

2KCOOH + Ca(OH)2+ O2 → 2KOH + 2CaCO3+ 2H2O

2.4 Ứng dụng trong thực tế

a Trong công nghiệp

- Dùng để sản xuất chất tẩy rửa gia dụng: xà phòng mềm, dầu gội, chất tẩy trắng răng giả,… các chất tẩy rửa công nghiệp, vệ sinh chuồng trại

- Sản xuất các hợp chất có chứa Kali như K2CO3, KMnO4,…

- Trong sản xuất dầu diesel sinh học, bằng cách chuyển hóa triglyxerit trong dầu thực vật Dùng KOH xử lý dầu diesel tạo ra Glyxerin – một loại thức ăn gia súc giá thành thấp (sau khi loại bỏ được metanol)

- Đối với công nghệ dệt nhuộm là dung dịch để sản xuất thuốc nhuộm vải, len, sợi Ngoài ra còn dùng để xử lý da các loại động vật để chuẩn bị cho công nghệ thuộc da

- Trong công nghiệp luyện kim, hóa chất KOH dùng để tẩy rỉ sét và xử lý bề mặt các kim loại và hợp kim không bị ăn mòn bởi KOH Một số ứng dụng phổ biến

là dùng trong các nhà máy lọc hóa dầu để loại bỏ hợp chất lưu huỳnh và các chất không cần thiết

- Được sử dụng để thực hiện quá trình chiết tách mà NaOH không thể dùng được nhưng hiệu quả kém như chiết quạng dolomit để thu alumin

b Trong nông nghiệp

- Kali hydroxit được dùng để sản xuất phân bón

- Điều chỉnh nồng độ pH chứa trong phân bón hóa học có tính axit như KH2PO4

trước khi mang đi sử dụng cho những giống cây trồng nhạt cảm với sự dao động của pH

c Trong y tế

- Hóa chất KOH dùng để chuẩn đoán các bệnh về nấm và điều trị mụn cóc

- Xác định một số loại nấm như gilled, boletes, polypores, địa y bằng cách nhỏ vào giọt dung dịch KOH nồng độ 3 – 5% rồi quan sát sự thay đổi màu sắc của thịt nấm

PHẦN 2: DÂY CHUYỀN CÔNG NGHỆ CÔ ĐẶC HAI NỒI XUÔI CHIỀU

1 Sơ đồ dây chuyền công nghệ

PHẦN 3: TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH

Số liệu ban đầu:

- Năng suất tính theo dung dịch đầu: Gđ = 1,6 kg/s = 5760 kg/h

- Nồng độ đầu của dung dịch: xđ = 6% khối lượng

- Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 25% khối lượng

- Hơi đốt: hơi nước bão hòa

- Áp suất hơi đốt nồi 1: P1 = 5 at

- Áp suất hơi ngưng tụ: Png = 0,2 at

- Chiều dài ống truyền nhiệt: 3 m

1 Xác định lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống W

Áp dụng công thức VI.1 [2 – 55]:

W = Gđ(1 −xđ

xc) = 5760 (1 −

6

25) = 4377,6 (kg/h)

2 Tính sơ bộ lượng hơi thứ bốc ra ở mỗi nồi

- Lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1: W1, kg/h

- Lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 2: W2, kg/h

Giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở các nồi W1 : W2 = 1 : 1,1

Ta có hệ:

{W1+ W2 = W = 4377,61,1W1− W2 = 0 → {

W1 = 2084,57 (kg/h)

W2 = 2293,03 (kg/h)

3 Tính nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi

Theo công thức VI.2 [2 – 57]:

4 Tính chênh lệch áp suất chung của hệ thống ∆𝐏

Chênh lệch áp suất chung của hệ thống ∆P là hiệu số giữa áp suất hơi đốt sơ cấp P1

ở nồi 1 và áp suất hoi thứ trong thiết bị ngưng tụ Png

Ta có công thức:

∆P = P1− Png

→ ∆P = 5 − 0,2 = 4,8 at

5 Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt cho mỗi nồi

5.1 Giả thiết phân bố áp suất hơi đốt giữa 2 nồi là ∆𝐏𝟏 ∶ ∆𝐏𝟐 = 𝟐, 𝟓 ∶ 𝟏

Trong đó:

∆P1− Chênh lệch áp suất trong nồi thứ 1, at

∆P2− Chênh lệch áp suất trong nồi thứ 2, at

Tra bảng I.251 [1 – 314] và nội suy ta có:

• Nồi 1: P1 = 5 (at) ta được:

- Nhiệt độ hơi đốt: T1 = 151,1 (oC)

- Nhiệt lượng riêng: i1 = 2754000 (J/kg)

- Nhiệt hóa hơi: r1 = 2117000 (J/kg)

• Nồi 2: P2 = 1,57 (at) ta được:

- Nhiệt độ hơi đốt: T2 = 112,1 (oC)

- Nhiệt lượng riêng: i2 = 2701500 (J/kg)

- Nhiệt hóa hơi: r2 = 2228500 (J/kg)

6 Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi

Nhiệt độ hơi thứ ra khỏi từng nồi được xác định theo công thức:

ti′ = Ti+1+ ∆i′′′ , ℃ Trong đó:

ti′− Nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi thứ i, oC

∆i′′′− Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống, oC Chọn ∆1′′′= 1 (oC) và ∆2′′′= 1,1 (oC), ta có:

• Nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1 là:

t1′ = T2+ ∆1′′′= 112,1 + 1 = 113,1 (℃)

• Nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 2 là:

t2′ = Tng+ ∆2′′′

Trong đó: Tng− Nhiệt độ nước ngưng ở thiết bị ngưng tụ

Với Png = 0,2 (at) ta được Tng = 59,7 (oC)

➔ t2′ = Tng+ ∆2′′′= 59,7 + 1,1 = 60,8 (oC)Tra bảng I.250 [1 – 314] và nội suy ta có:

• Nồi 1: t1′ = 113,1 (℃) ta được

- Áp suất hơi thứ: P1′ = 1,624 (at)

- Nhiệt lượng riêng: i1′ = 2700960 (J/kg)

- Nhiệt hóa hơi: r1′ = 2225940 (J/kg)

• Nồi 1: t1′ = 60,8 (℃) ta được

- Áp suất hơi thứ: P2′ = 0,211 (at)

- Nhiệt lượng riêng: i2′ = 2607252 (J/kg)

- Nhiệt hóa hơi: r2′ = 2255028 (J/kg)

BẢNG TỔNG HỢP SỐ LIỆU 1:

P, at T, oC i, J/kg r, J/kg P’, at t’, oC i’, J/kg r’, J/kg

1 5 151,1 2754000 2117000 1,624 113,1 2700960 2225940 9,4

2 1,57 112,1 2701500 2228500 0,211 60,8 2607252 2355028 25

7 Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi

Trong thiết bị cô đặc xuất hiện sự tổn thất nhiệt độ Tổng tổn thất nhiệt độ này là do

áp suất thủy tĩnh tăng cao (∆′′), do nồng độ tăng cao (∆′), do trở lực đường ống (∆′′′)

7.1 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao ∆′′

Theo công thức:

∆i′′= ttbi−ti′ , ℃ Trong đó:

ttbi− Nhiệt độ sôi ứng với Ptbi, at

ti′− Nhiệt độ sôi ứng với Pi′, at Tổn thất này do nhiệt độ sôi ở đáy thiết bị cô đặc luôn lớn hơn nhiệt độ sôi của dung dịch trên mặt thoáng Thường tính toán ở khoảng giữa ống truyền nhiệt Áp dụng công thức VI.12, [2 – 60]:

Ptbi = Pi′+ (h1+H

2) ∙

ρsi g9,81 104 , at Trong đó:

Pi′− Áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch, at

h1− Chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng, chọn h1 = 0,5m

H – Chiều cao ống truyền nhiệt, m

ρsi− Khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3

ρdd− Khối lượng riêng của dung dịch, kg/m3

g – Gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s2

Lấy gần đúng khối lượng riêng của dung dịch khi sôi bằng 1

2 khối lượng riêng của dung dịch ở 20oC

Tra bảng I.57, [1 – 45] và nội suy ta có:

2) ∙

543 9,819,81 104 = 1,733 (at) Tra bảng I.251 [1 – 314] với Ptb1 = 1,733 (at) → ttb1 = 115,09 (℃)

2) ∙

619,5 9,819,81 104 = 0,335 (at) Tra bảng I.251 [1 – 314] với Ptb2 = 0,335 (at) → ttb2 = 71,05(℃)

➔ → ∆2′′= ttb2−t2′ = 71,05 − 60,8 = 10,25 (℃) Tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao là:

∑ ∆′′= ∆1′′+ ∆2′′= 1,99 + 10,25 = 12,24 (℃)

7.2 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆′

Phụ thuộc vào tính chất tự nhiên của chất hòa tan và dung môi vào nồng độ và áp suất của chúng ∆′ ở áp suất bất kỳ được xác định theo phương pháp Tysenco VI.10, [2 – 59]:

f = 16,2(Ti′+ 273)2

ri′ (VI 11, [2 − 59])

Trong đó:

Ti′− Nhiệt độ sôi của của dung môi nguyên chất, ℃

f − Hệ số hiệu chỉnh

ri′− Ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc, J/kg

∆i′− Tổn thất nhiệt độ sôi do nồng độ ở áp suất bất kỳ (oC)

∆oi′ − Tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất khí quyển (oC)

Tra bảng VI.2 [2 – 66] và nội suy, ta có:

x1 = 9,4% → ∆o1′ = 5,32 (℃)

x2 = 25% → ∆o2′ = 10 (℃) Vậy:

∑ ∆′ = ∆1′ + ∆2′= 5,77 + 7,66 = 13,43 (℃)

7.3 Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống (∆′′′)

Trở lực ở đây chủ yếu là các đoạn ống nối giữa các thiết bị Đó là đoạn nối giữa nồi

1 với nồi 2, nồi 2 với thiết bị ngưng tụ Trong giả thiết mục 6, khi tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi ta đã chọn: ∆1′′′= 1 (oC) và ∆2′′′= 1,1 (oC)

Tổng tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống là:

∑ ∆′′′ = ∆1′′′+ ∆2′′′= 1 + 1,1 = 2,1 (℃)

7.4 Tính nhiệt độ tổn thất của hệ thống

∑ ∆ = ∑ ∆′+ ∑ ∆′′+ ∑ ∆′′′ = 13,43 + 12,24 + 2,1 = 27,77 (℃)

8 Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống

• Hiệu số nhiệt độ hữu ích trong hệ thống cô đặc

Áp dụng công thức VI.17 và VI.18, [2 – 67]:

T1− Nhiệt độ hơi đốt ở nồi 1, ℃

Tng− Nhiệt độ hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ, ℃

∑ni=1∆Ti− Tổng tổn thất nhiệt độ của n nồi, ℃ Tổng tổn thất nhiệt độ của 2 nồi cô đặc là:

Gđ − Lượng hỗn hợp đầu đi vào thiết bị (kg/h)

D – Lượng hơi đốt vào nồi thứ nhất (kg/h)

W1, W2− Lượng hơi thứ bốc lên từ nồi 1, nồi 2 (kg/h)

i1, i2− Hàm nhiệt của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2 (J/kg)

i1′, i2′ − Hàm nhiệt của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2 (J/kg)

θ1, θ2− Nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1, nồi 2 (oC)

Cđ − Nhiệt dung riêng của dung dịch đầu (J/kg.độ)

Cnc1, Cnc2− Nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1, nồi 2 (J/kg.độ)

C1, C2− Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2 (J/kg.độ)

Qm1, Qm2 − Nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2 (J/h)

tso, ts1, ts2 − Nhiệt độ sôi của dung dịch vào nồi 1, ở nồi 1, ở nồi 2 (oC)

9.2 Lập hệ phương trình cân bằng nhiệt lượng

9.2.1 Các thông số của dung dịch

• Nhiệt độ sôi của dung dịch đi vào các nồi

Nồng độ dung dịch ban đầu: xđ = 6 (% khối lượng)

Tra bảng I.204, [1 – 236] nhiệt độ sôi của dung dịch là: tdds0 = 101,38 (℃)

Tra bảng I.249, [1 – 310] ta có áp suất của dung môi nguyên chất ở nhiệt độ sôi của dung dịch là: Ps = 1,089 (at)

Áp dụng quy tắc Babo:

P′

Ps′

Có áp suất hơi thứ nồi 1: P′ = 1,624 (at) → Ps′ = 1,769 (at)

Tra bảng I.251, [1 – 314] ta được nhiệt độ sôi cỉa dung dịch ở P′ chính là nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất Ps′:

Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ nhỏ hơn 20% tính theo công thức I.43, [1 – 152]:

C = Cht x + 4186 (1 − x) , J/kg độ Với Cht tính theo công thức I.41, [1 – 152]:

MKOH Cht = ∑ Ci NiTrong đó: Cht− Nhiệt dung riêng của chất hòa tan khan

M − Khối lượng phân tử của chất tan

Ci − Nhiệt dung riêng của các đơn chất

Ni− Số nguyên tử trong phân tử Tra bảng I.141, [1 – 152] ta có:

9.2.2 Các thông số nước ngưng

• Nhiệt độ nước ngưng

θ1 = T1 = 151,1 (℃)

θ2 = T2 = 112,1 (℃)

• Nhiệt dung riêng của nước ngưng

Tra bảng I.249, [1 – 310] và nội suy, ta được:

Cnc1 = 4315,08 (J/kg độ)

Cnc2 = 4236,57 (J/kg độ)

9.2.3 Giải hệ phương trình

• Phương trình cân bằng nhiệt lượng cho từng nồi dựa trên nguyên tắc:

Tổng nhiệt đi vào = Tổng nhiệt đi ra

- Nồi 1:

D i1+ Gđ Co tso = W1 i1′ + (Gđ − W1) C1 ts1 + D Cnc1 θ1+ Qm1

- Nồi 2:

W1 θ2+ (Gđ − W1) C1 ts1 = W2 i2′ + (Gđ − W1− W2) C2 ts2 + W1 Cnc2 θ2+ Qm2

• Nhiệt mất mát ra ngoài môi trường của 2 nồi:

Nhiệt mất mát này thường lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn để bốc hơi ở từng nồi

{

W1 =W(i2

′ − C2ts2) + Gđ(C2ts2 − C1ts1)0,95(i2− Cnc2θ2) + (i2′ − C1ts1)

Với nồi 1: ε1 =|2143,56 − 2084,57|

2084,57 ∙ 100% = 2,83%

Với nồi 2: ε2 =|2234,04 − 2293,03|

2293,03 ∙ 100% = 2,57%

Các sai số đều nhỏ hơn 5% nên chấp nhận được giả thiết W1: W2 = 1 ∶ 1,1

BẢNG TỔNG HỢP SỐ LIỆU 3

Nồi C, J/kg.độ Cnc, J/kg.độ θ, oC W, kg/h Sai số ε, %

Giả thiết Tính

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

10.1 Tính hệ số cấp nhiệt 𝛂𝟏 khi hơi ngưng tụ

Giả thiết chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống truyền nhiệt nồi 1 và nồi 2 là ∆t11 và ∆t12

Với điều kiện làm việc của phòng đốt trung tâm H = 5m, hơi ngưng tụ bên ngoài ống, máng nước ngưng chảy dòng thì hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức V.101, [2- 28]:

α1i = 2,04 A ( ri

∆t1i H)

0,25

, W/m2 độ Trong đó:

H – Chiều cao ống truyền nhiệt, H = 5m

α1i− Hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ hơi ở nồi thứ i, W/m2 độ

∆t1i− Hiệu số giữa nhiệt độ ngưng và nhiệt độ phía mặt tường tiếp xúc với hơi ngưng của nồi i, oC

A – Hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng

ri − Ẩn nhiệt ngưng tụ tra theo bảng số liệu 1 Giả thiết ∆t11 = 3,17 ℃ và ∆t12 = 3,43 ℃

Với tm được tính theo công thức:

tmi = 0,5(tTi+ Ti) , ℃ (∗) Trong đó:

Ti− Nhiệt độ hơi đốt

tTi − Nhiệt độ bề mặt tường Mà ∆t1i = ti − tTi → tTi = ti− ∆t1i (∗∗)

tm1 = 149,52 ℃ → A1 = 195,43

tm2 = 110,39 ℃ → A2 = 183,68 Vậy ta có:

10.2 Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ

Áp dụng công thức [3 – 333] ta có:

10.3 Tính hệ số cấp nhiệt 𝛂𝟐 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 [3 – 332]:

α2i = 45,3 P′i0,5 ∆t2i2,33 ψi , W/m2 độ Trong đó:

ψ − Hệ số hiệu chỉnh

Pi − Áp suất hơi thứ theo bảng tổng hợp số liệu 1 (at)

P′1 = 1,624 (at) P′2 = 0,211 (at)

∆t2i− Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống với dung dịch sôi

δ − Bề dày ống truyền nhiệt, δ = 2 10−3 (m)

λ − Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt, chọn λ =16,3 (W/m độ)

r1, r2− Nhiệt trở của cặn bẩn 2 phía tường (bên ngoài của nước ngưng, bên trong của dung dịch), m2 độ/W

Tra bảng V.1, [2 – 4] ta được:

r1= 0,000387 (m2 độ/W) ∶ Nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch

r2 = 0,000232 (m2 độ/W) ∶ Nhiệt trở cặn bẩn phía hơi bão hòa

Thay số vào công thức ta có:

∑ r = r1+ r2+δ

λ = 0,000387 + 0,000232 +

2 10−316,2 = 0,742 10

• Tính hệ số hiệu chỉnh ψ theo công thức [3 – 333]

• Khối lượng riêng

- Dung dịch KOH tra bảng I.21, [1 – 33]

• Nhiệt dung riêng

- Dung dịch KOH tra bảng tổng hợp số liệu 3

M – Khối lượng mol của hỗn hợp lỏng, kg/mol

M = a MKOH+ (1 − a) MH2O = 56a + 18(1 − a)

a – Nồng độ phần mol KOH + Nồi 1: x1 = 9,4 % khối lượng

56 +

1 − 0,09418

= 0,0323 (phần mol)

→ M1 = 56a1+ 18(1 − a1) = 56 0,0323 + 18 (1 − 0,0323) = 19,23 (kg/kmol) + Nồi 2: x2 = 25 % khối lượng

56 +

1 − 0,2518

= 0,0968 (phần mol)

→ M2 = 56a2+ 18(1 − a2) = 56 0,0968 + 18 (1 − 0,0968) = 21,68 (kg/kmol) Như vậy ta có:

t1, t2− Nhiệt độ mà tại đó chất lỏng A có độ nhớt tương ứng μ1, μ2

θ1, θ2− Nhiệt độ mà tại đó chất lỏng chuẩn có độ nhớt tương ứng μ1, μ2Chọn nước là chất lỏng tiêu chuẩn với t1 = 30 ℃ và t2 = 40 ℃

+ Nồi 1:

Tra bảng I.107, [1 – 100] và nội suy ta có:

x1 = 9,40 %klg và t1 = 30 ℃ → μ11 = 0,9760 10−3 (Ns/m2)

x1 = 9,40 %klg và t2 = 40 ℃ → μ21 = 0,8192 10−3 (Ns/m2) Tra bảng I.102, [1 – 94] và nội suy ta có:

Tra bảng I.102, [1 – 94] và nội suy ta có:

θ31 = 91,19℃ → μdd1 = 0,312 10−3 (Ns/m2) + Nồi 2:

Tra bảng I.107, [1 – 100] ta có:

x2 = 25 %klg và t1 = 30 ℃ → μ12 = 1,59 10−3 (Ns/m2)

x2 = 25 %klg và t2 = 40 ℃ → μ22= 1,31 10−3 (Ns/m2) Tra bảng I.102, [1 – 94] và nội suy ta có:

μ12 = 1,59 10−3 (Ns/m2) → θ12 = 3,56℃

μ22 = 1,31 10−3 (Ns/m2) → θ22 = 9,95℃

Tại ts2 = 78,71 ℃ dung dịch có độ nhớt là μdd2 tương ứng với nhiệt độ θ31của nước có cùng độ nhớt nên ta có:

40 − 78,719,95 − θ32 → θ32 = 34,68℃

Tra bảng I.102, [1 – 94] và nội suy ta có:

θ32 = 34,68℃ → μdd2 = 0,727 10−3 (Ns/m2)

- Nước : Tra bảng I.104, [1 – 96] nếu nhiệt độ lớn hơn 100oC

Tra bảng I.102, [1 – 95] nếu nhiệt độ nhỏ hơn 100oC

W/m độ

λncW/m độ

Cnc,J/kg độ

2

(3792,394247,56) (

0,230 10−30,312 10−3)]

2

(3373,564212,04) (

10.4 Tính nhiệt tải riêng về phía dung dịch

Áp dụng công thức:

q2i = α2i ∆t2i , W/m2Thay số ta có:

Sai số < 5%, vậy ta chấp nhận giả thiết ∆t11 = 3,17 ℃ và ∆t12 = 3,43 ℃

BẢNG TỔNG HỢP SỐ LIỆU 6

qtbi− Nhiệt tải riêng trung bình của từng nồi, W/m2

∆Ti − Hiệu số nhiệt độ hữu ích từng nồi tra bảng tổng hợp số liệu 2, ℃

Sai số < 5%, vậy nên chấp nhận giả thiết phân bố áp suất ∆P1 ∶ ∆P2 = 2,5 ∶ 1

BẢNG TỔNG HỢP SỐ LIỆU 7

PHẦN 4: TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ

1 Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

Chọn thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu là thiết bị đun nóng loại ống chùm ngược chiều dùng hơi nước bão hòa ở 5,00 at, hơi nước đi ngoài ống từ trên xuống, hỗn hợp nguyên liệu đi trong ống từ dưới lên

Ở áp suất 5,00 (at) → t1 = 151,10℃ (Tra bảng I.251, [1 – 314])

Hỗn hợp đầu vào thiết bị gia nhiệt ở nhiệt độ phòng (20℃) đi ra ở nhiệt độ sôi của hỗn hợp đầu (ts0 = 115,74℃)

Chọn loại ống thép X18H10T đường kính d = 38 ± 2 mm, L = 3m với khả năng

chịu mòn của dung dịch KOH

1.1 Nhiệt lượng trao đổi

Q = F Cp (tF− tf), W Trong đó:

F – Lưu lượng hỗn hợp đầu, F = 5760 (kg/h)

Cp − Nhiệt dung riêng của hỗn hợp, Cp = Co = 3934,84 (J/kg.độ)

tF − Nhiệt độ cuối của dung dịch, tF = ts0 = 115,74℃

tf− Nhiệt độ đầu của dung dịch, lấy bằng nhiệt độ môi trường, tf = 20℃ Thay số vào ta có nhiệt lượng trao đổi của dung dịch là:

Q =5760

3600∙ 3934,84 (115,74 − 20) = 602754,53 (W)

1.2 Hiệu số hữu ích

Nhiệt độ trung bình hơi đốt t1tb = 151,10 (℃)

Nhiệt độ trung bình hỗn hợp t2tb = 151,10 − 73,05 = 78,05 (℃)

1.3 Hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng tụ

α1 = 2,04 A ( r

∆t1 H)

0,25

Trong đó:

r −Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa, r = 2117000 (J/kg)

∆t1− Chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống truyền nhiệt

H – Chiều cao ống truyền nhiệt, H = 3m

A – Hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng Giả sử ∆t1 = 7,0 (℃)

Ta có:

tm = 151,10 −7,0

2 = 147,60 (℃) Tra bảng [2 – 29] ta có: A = 195,16

Thay số vào tính được:

Prt – Chuẩn số Pran của dòng tính theo nhiệt độ trung bình của tường

εK− Hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỉ số giữa chiều dài L và đường kính d của ống

Chọn dn = 38 (mm), L = 3m, bề dày ống d = 2mm

→ dtr = 38 − 2.2 = 34 (mm)

→ L

dtr =

30,034= 88,24 > 50 Tra bảng V.2, [2 – 15] có: εK = 1

• Tính chuẩn số Pr

Chuẩn số Pr được xác định theo công thức V.35, [2 – 12]:

Pr =Cp

λ ∙ μ Trong đó:

Cp − Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu, Cp = Co = 3934,84 (J/kg độ)

μ − Độ nhớt của dung dịch Xác định độ nhớt của dung dịch theo phương pháp Pavalov Chọn chất lỏng tiêu chuẩn là nước

t1− t2

θ1− θ2 = const Tra bảng I.107, [1 – 100] và nội suy ta có:

xđ = 6%klg và t1 = 30℃ → μ11 = 0,840 10−3 (Ns/m2)

xđ = 6%klg và t2 = 40℃ → μ21 = 0,758 10−3 (Ns/m2) Tra bảng I.102, [1 – 94] và nội suy ta có:

→ 30 − 4027,78 − 32,63=

78,05 − 40

θ31− 32,63

→ θ31 = 51,08 (℃) Tra bảng I.102 [1 – 94] và nội suy ta được: μdd = 0,540 10−3 (Ns/m2)

56 +

1 − 0,0618

= 0,0201 (phần mol)

M = MKOH ao + (1 − ao) MH2O = 56.0,0201 + (1 − 0,0201) 18 = 18,76 (kg/kmol) Với A = 3,58 10−8

Sai số ε < 5%, chấp nhận giải thiết ∆t1 = 7,0 (℃)

1.8 Xác định bề mặt truyền nhiệt

Theo công thức:

F = Q

qtbTrong đó:

Q – Nhiệt lượng trao đổi

qtb− Nhiệt tải trung bình về phía dung dịch

→ F = Q

qtb =

602754,5337536,51 = 16,06 (m

F – Tổng bề mặt truyền nhiệt, m2

H – Chiều cao ống truyền nhiệt, H = 3 (m)

dtr− Đường kính trong của ống truyền nhiệt, m Chọn ống truyền nhiệt có đường kính ngoài dn = 38 mm với bề dày δ = 2 mm

Số ống trong các hình viên phân

Tổng số ống trong tất cả các hình viên phân

Tổng số ống của thiết bị Dãy

hình viên phân

1.10 Đường kính trong của thiết bị đun nóng

Áp dụng công thức V.50 [2 – 49]:

D = t (d − 1) + 4 dnTrong đó:

dn − Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt, dn = 38 (mm)

d – Số ống trên đường xuyên tâm của hình sáu cạnh, d = 9

t – Bước ống Lấy t = 1,4 dn = 1,4 38 = 53,2 (mm)

Quy chuẩn t = 54 (mm)

Thay số ta được:

D = t (d − 1) + 4 dn = 54 (9 − 1) + 4 38 = 584,0 (mm) Quy chuẩn theo bảng XIII.6 [2 – 359] ta được D = 600 (mm)

1.11 Tính vận tốc và chia ngăn

Vận tốc thực được xác định:

Wt = 4 Gđ

π d2 n ρTrong đó:

Gđ − Lượng dung dịch đầu, Gđ = 5760 (kg/h)

d – Đường kính của ống truyền nhiệt, d = 0,034 (m)

Vì ε > 5% nên ta cần chia ngăn để quá trình cấp nhiệt ở chế độ chảy xoáy

Số ngăn cần thiết được xác định:

m = Wgt

Wt =

0,1480,027 = 5,48 Quy chuẩn chọn m = 5 (ngăn)

2 Thiết bị ngưng tụ Baromet

Hơi thứ sau khi đi ra khỏi nồi cô đặc cuối cùng được dẫn vào thiết bị ngưng tụ baromet để thu hồi lượng nước trong hơi, đồng thời tách khí không ngưng dung dịch mang

vào hoặc do khe hở của thiết bị Hơi vào thiết bị ngưng tụ đi từ dưới lên, nước lạnh, nước ngưng tụ 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

Sơ đồ như sau:

1 Thân

2 Thiết bị thu hồi bọt

3 Ống baromet

4 Tấm ngăn

5 Cửa hút chân không

Trong thân 1 gồm có những tấm

ngăn hình bán nguyệt

Nguyên lí làm việc chủ yếu trong các thiết bị ngưng tụ trực tiếp là phun nước lạnh vào trong hơi, hơi tỏa nhiệt đun nóng nước và ngưng tụ lại Do đó thiết bị ngưng tụ trực tiếp chỉ để ngưng tụ hơi nước hoặc hơi của các chất lỏng không có giá trị hoặc không tan trong nước vì chất lỏng sẽ trộn lẫn với nước làm nguội

Sơ đồ nguyên lí làm việc của thiết bị ngưng tụ baromet ngược chiều loại khô được

mô tả như hình vẽ Thiết bị gồm thân hình trị (1) có gắn những tấm ngăn hình bán nguyệt (4) có lỗ nhỏ và ống baromet (3) để tháo nước và chất lỏng đã ngưng tụ ra ngoài Hơi vào thiết bị đi từ dưới lên, nước chảy từ trên xuống, chảy tràn qua cạnh tấm ngăn, đồng thời một phần chui qua các lỗ của tấm ngăn Hỗn hợp nước làm nguội và chất lỏng đã ngưng tụ chảy xuống ống baromet, khí không ngưng đi lên sang thiết bị thu hồi bọt (2) và tập trung chảy xuống ống baromet Khí không ngưng được hút qua phía trên bằng bơm chân không

Ống baromet thường cao H > 11m [4 – 106] để khi độ chân không trong thiết bị có tăng thì nước cũn không dâng lên ngập thiết bị

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

Trong công nghiệp hóa chất, thiết bị ngưng tụ baromet chân cao ngược chiều loại khô thường được sử dụng trong hệ thống cô đặc nhiều nồi, đặt ở vị trí cuối hệ thống vì nồi cuối thường làm việc ở áp suất chân không

2.1 Tính toán thiết bị ngưng tụ

Lượng hơi thứ ở nồi cuối trong hệ thống cô đặc: W2 = 2234,04 (kg/h)

Áp suất ở thiết bị ngưng tụ: Png = 0,20 (at)

Nhiệt độ ngưng tụ: tng = 59,7 (℃)

Các thông số vật lý của hơi thứ ra khỏi nồi 2:

P2′ = 0,211 (at)

t2′ = 60,8 (℃)

i2′ = 2607252 (J/kg)

r2′ = 2355028 (J/kg)

2.2 Tính lượng nước lạnh G n cần thiết để ngưng tụ

Theo công thức VI.51 [2 – 84]:

Gn = i − Cn tc

Cn (tc− tđ)∙ W2 , kg/h Trong đó: