Thiết kế hệ thống cô đặc đường 13 tấn giờ

ĐẶT VẤN ĐỀ Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta. Do nhu cầu thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiều địa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các ngành công nghiệp có liên quan không gắn kết với nhau đã gây khó khăn cho việc phát triển công nghiệp đường mía. Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệp mía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn lẻ mà đã chóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kịp thời. Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệu quả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện nay, nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre … nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó. Bên cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng với công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất. Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy, đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ. Trong đó, cải tiến thiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đây là một thành phần không thể xem thường.

MỤC LỤC

ĐẶT VẤN ĐỀ

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

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

- Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệpmía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanhchóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn lẻ mà đã chóng nếu thuhoạch trễ và không chế biến kịp thời

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

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

- Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhàmáy, đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sứccần thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ Trong đó, cải tiếnthiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đâylà một thành phần không thể xem thường

PHẦN I TỔNG QUAN 1.1 Tổng quan về nguyên liệu

Nguyên liệu cô đặc ở dạng dung dịch, gồm:

- Dung môi: nước

- Các chất hoà tan : gồm nhiều cấu tử với hàm lượng rất thấp (xem như khôngcó) và chiếm chủ yếu là đường saccaroze

- Tùy theo độ đường mà hàm lượng đường là nhiều hay ít Tuy nhiên, trướckhi cô đặc, nồng độ đường thấp, khoảng 6 -10% khối lượng

1.2 Đặc điểm của nguyên liệu

Sản phẩm ở dạng dung dịch, gồm:

- Dung môi: nước

- Các chất hoà tan : có nồng độ cao

1.3 Biến đổi của nguyên liệu

Trong quá trình cô đặc, tính chất cơ bản của nguyên liệu và sản phẩm biếnđổi không ngừng

1.3.1 Biến đổi tính chất vật lí

Thời gian cô đặc tăng làm cho nồng độ dung dịch tăng dẫn đến tính chất dungdịch thay đổi:

- Các đại lượng giảm: hệ số dẫn nhiệt, nhiệt dung, hệ số cấp nhiệt, hệ sốtruyền nhiệt

- Các đại lượng tăng: khối lượng riêng dung dịch, độ nhớt, tổn thất nhiệt donồng độ, nhiệt độ sôi

1.3.2 Biến đổi tính chất hoá học

- Thay đổi pH môi trường : thường là giảm pH do các phản ứng phân hủyamit (Vd : asparagin) của các cấu tử tạo thành các acid

- Đóng cặn dơ : do trong dung dịch chứa một số muối Ca2+ ít hoà tan ở nồngđộ cao, phân hủy muối hữu cơ tạo kết tủa.

- Phân hủy chất cô đặc

- Tăng màu do caramen hoá đường, phân hủy đường khử, tác dụng tương hỗgiữa các sản phẩm phân hủy và các amino acid

Phân hủy một số vitamin

1.3.3 Biến đổi sinh học

- Tiêu diệt vi sinh vật (ở nhiệt độ cao)

- Hạn chế khả năng hoạt động của các vi sinh vật ở nồng độ cao

1.4 Cơ sở và phương pháp cơ đặc

1.4.1 Định nghĩa cơ đặc

Cơ đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất rắn hịa tan trong dung dịch bằngcách tách bớt một phần dung mơi qua dạng hơi

1.4.2 Đặc điểm của quá trình cơ đặc

- Quá trình cơ đặc thường tiến hành ở trạng thái sơi, nghĩa là áp suất hơi riêngphần của dung mơi trên mặt dung dịch bằng áp suất làm việc của thiết bị, và cĩ thểtiến hành ở các áp suất khác nhau

- Đặc điểm của quá trình cơ đặc là dung mơi được tách khỏi dung dịch ở dạnghơi, cịn dung chất hịa tan trong dung dịch khơng bay hơi, do đĩ nồng độ của dungdịch sẽ tăng dần lên, khác với quá trình chưng cất, trong quá trình chưng cất các cấu tửtrong hỗn hợp cùng bay hơi chỉ khác nhau về nồng độ trong hỗn hợp

- Hơi của dung mơi được tách ra trong quá trình cơ đặc thường là hơi nước gọi là

“hơi thứ”-thường cĩ nhiệt độ cao, ẩn nhiệt hố hơi lớn cĩ nên được sử dụng làm hơiđốt cho các nồi cơ đặc Nếu “hơi thứ” được sử dụng ngồi dây chuyền cơ đặc gọi là

“hơi phụ”

1.4.3 Ứng dụng của cơ đặc

- Làm tăng nồng độ chất tan (làm đậm đặc)

- Tách chất rắn hồ tan ở dạng tinh thể (kết tinh)

- Thu dung mơi ở dạng nguyên chất (cất nước)

đến khi nồng độ dung dịch trong thiết bị đã đạt yêu cầu sẽ lấy ra một lần sau đó lại chodung dịch mới để cô.

+ Khi cô đặc liên tục: dung dịch và hơi đốt cho vào liên tục, sản phẩm cũng đượclấy ra liên tục

- Quá trình cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất(áp suất chânkhông, áp suất thường hay áp suất dư) tuỳ theo yêu câu kỹ thuật và sản phẩm cô đặc

để lựa chọn áp suất làm việc thích hợp trong quá trình cô đặc

+ Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao và dung dịch dễ

bị phân huỷ vì nhiệt, ngoài ra còn làm tăng hiệu số nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ sôitrung bình của dung dịch (hiệu số nhiệt độ hữu ích), dẫn đến giảm bề mặt truyền nhiệt.Mặt khác, cô đặc chân không thì nhiệt độ sôi của dung dịch thấp nên có thể tận dụngnhiệt thừa của các quá trình khác (hoặc sử dụng hơi thứ) cho quá trình cô đặc

+ Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển thường dùng cho các dung dịchkhông bị phân huỷ ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứcho cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác

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

Trên thực tế, trong hệ thống cô đặc nhiều nồi thì nồi đầu tiên thường làm việc ở

áp suất lớn hơn áp suất khí quyển, các nồi sau làm việc ở áp suất chân không

1.4.5 Các thiết bị cô đặc

- Quá trình cô đặc trong hệ thống một nồi hoặc nhiều nồi có thể xảy ra gián đoạnhay liên tục Hơi bay ra trong quá trình cô đặc thường là hơi nước và sử dụng làm hơiđốt cho các nồi tiếp theo (do có nhiệt độ cao và ẩn nhiệt hóa hơi lớn)

- Phân loại thiết bị cô đặc theo các cách sau:

+ Theo sự bố trí bề mặt đun nóng: nằm ngang, thẳng đứng, nghiêng

+ Theo chất tải nhiệt: đun nóng bằng hơi nước (hơi nước bão hòa, hơi nước quánhiệt), bằng khói lò, chất tải nhiệt có nhiệt độ cao (dầu, nước ở áp suất cao…), bằngdòng điện

+ Theo chế độ tuần hoàn: tuần hoàn tự nhiên, tuần hoàn cưỡng bức…

+ Theo cấu tạo bề mặt đun nóng: vỏ bọc ngoài, ống xoắn, ống chùm

- Trong công nghiệp hóa chất thường dùng các thiết bị cô đặc đun nóng bằng hơiloại này gồm các phần chính sau:

+ Phòng đốt : bề mặt truyền nhiệt

+ Phòng phân ly hơi : khoảng trống để tách hơi thứ ra khỏi dung dịch

+ Bộ phận tách bọt : dùng để tách những giọt lỏng do hơi thứ mang theo

- Thiết bị cô đặc nhiều nồi cho phép tiết kiệm nhiều hơi đốt so với thiết bị mộtnồi Hệ thống thiết bị cô đặc nhiều nồi có thể được sắp xếp theo nhiều phương án khác

nhau: xuơi chiều ( hơi đốt và dung dịch đi cùng chiều với nhau từ nồi nọ sang nồi kia),ngược chiều (hơi đốt đi từ nồi đầu đến nồi cuối cịn dung dịch đi từ nồi cuối đến nồiđầu) hay chéo dịng ( dung dịch đồng thời đi vào nồi, cịn hơi đốt đi từ nồi nọ sang nồikia ) Phương án cuối cùng ít dùng.

- Trong hệ thống cơ đặc nhiều nồi ngược chiều:

+ Ưu điểm: ở nồi đầu, sản phẩm đi ra cĩ độ đậm đặc tăng nhưng do cĩ nhiệt độcao nên độ nhớt gần như khơng đổi trong tất cả các nồi, kết quả là khĩ xảy ra hiệntượng đĩng cặn trên bề mặt truyền nhiệt làm cho quá trình truyền nhiệt khơng giảmmấy Hơn thế nữa, hơi thứ đi ra ở nồi cuối cĩ nhiệt độ thấp nên lượng hơi bốc ra ít, vìvậy lượng nước sử dụng trong thiết bị ngưng tụ cũng bị giảm đi Dùng cho các dungdịch khơng bị biến tính ở nhiệt độ cao

+ Nhược điểm: dung dịch đi từ nơi cĩ áp suất thấp đến nơi cĩ áp suất cao nênkhơng tự di chuyển được mà phải sử dụng bơm làm cho chi phí tăng lên

- Trong hệ thống cơ đặc nhiều nồi cùng chiều:

Nhiệt độ sơi của nồi trước lớn hơn nồi sau, do đĩ dung dịch tự đi vào mỗi nồi(trừ nồi 1) đều cĩ nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sơi, kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh

đi và nhiệt lượng này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc hơi.Nhưng khi dung dịch đi vào nồi đầu cĩ nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sơi của dung dịch,

do đĩ cần phải tiêu tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nĩng dung dịch, vì vậy, khi cơđặc xuơi chiều dung dịch trước khi đưa vào cần được đun nĩng sơ bộ bằng hơi phụhoặc nước ngưng tụ

+ Ưu điểm: dung dịch tự chuyển từ nồi trước sang nồi sau do sự chênh lệch ápsuất giữa các nồi

+ Nhược điểm: nhiệt độ sơi của dung dịch giảm dần, nồng độ dung dịch tăng, do

đĩ độ nhớt tăng dẫn đến hệ số truyền nhiệt giảm Dùng cho dung dịch bị biến tính ởnhiệt độ cao

1.5 Quy trình cơng nghệ

1.5.1 Sơ đồ hệ thống

1.5.2 Thuyết minh quy trình

Dung dịch từ bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn cao vịdung dịch chảy xuống qua thiết bị gia nhiệt và được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi ứngvới áp suất làm việc của nồi II Dung dịch sau đó được đưa vào nồi II Dung dịch từnồi II được bơm chuyển sang nồi I rồi được bơm hút ra rồi chuyển vào bể chứa sảnphẩm Hơi thứ trong nồi II dùng làm hơi đốt nồi I để tận dụng nhiệt Hơi thứ nồi Isẽ được đưa qua thiết bị ngưng tụ baromet và được chân không hút ra ngoài

PHẦN II TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ 2.1.Tính cân bằng vật liệu

2.1.1 Xác định lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W)

Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:

Gđ = Gc + W

Trong đó:

Gđ , Gc : lưu lượng đi vào, đi ra khỏi thiết bị (kg/h)

W : lượng hơi thứ đi ra khỏi thiết bị (kg/h)

Viết cho cấu tử phân bố:

= (1− ) (VI.1) [ STQTTB T2/55]

Theo giả thuyết ta có: Gđ = 13 tấn/h = 13000 kg/h

Xđ = 10 %

Xc = 55 %Thay vào biểu thức ta có:

Nồng độ cuối của mỗi nồi: (VI.2) [STQTTBT2/57]

2.2 Cân bằng nhiệt lượng

2.2.1 Xác định áp suất trong mỗi nồi

Gọi: Phđ1, Pht1 : áp suất hơi đốt nồi 1, hơi thứ nồi 1

Phđ2, Pht2 : áp suất hơi đốt nồi 2, hơi thứ nồi 2

Pnt : áp suất của thiết bị ngưng tụ

∆P1, ∆P2 : chênh lệch áp suất trong nồi 1, nồi 2

∆P: chênh lệch áp suất chung của toàn bộ hệ thống

Giả thuyết hơi đốt dùng để bốc hơi và đun nóng là hơi nước bão hòa:

2.2.2 Xác định nhiệt độ trong các nồi

Gọi thđ1,thđ2, tnt là nhiệt độ đi vào các nồi 1,2 và thiết bị ngưng tụ

tht1,tht2 là nhiệt độ ra khỏi nồi 1,2

Từ áp suất: Phđ1, Phđ2, Pnt đã biết ta tra bảng I.251, STQTTB,T1/Trang 314 xác

P(at) t(oC) P(at) t(oC) P(at) t(oC)

∆ Trong đó:

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

∆'o: tổn thất nhiệt độ do áp suất thường (áp suất khí quyển) gây ra.

r : ẩn nhiệt hoá hơi của nước ở áp suất làm việc

Dựa vào đồ thị VI.2, STQTTBT2/ trang 60 ta xác định được ∆'o:

Bảng 2.2:Tổn thất nhiệt độ do áp suất thường hoặc áp suất khí quyển gây ra

Ẩn nhiệt hoá hơi r (J/kg) 2233,48.103 2332,9.103

Thay vào công thức Tisenco, ta có:

Đối với nồi 1:

1 01

1

( 273)' ' 16,2 s ' 16,2 ht

∆+

∆

=

∆

⇒ ' '1 '2 2,66 + 0,162 = 2,822 (oC)

2.2.3.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’ )

Trong lòng dung dịch,càng xuống sâu nhiệt độ sôi của dung dịch càng tăng do áplực của cột chất lỏng Hiệu số của dung dịch ở giữa ống truyền nhiệt và trên mặtthoáng gọi là tổn thất nhiệt dộ do áp suất thuỷ tĩnh

''

∆ = t(P+∆P) - tPVới t(P+∆P): là nhiệt độ sôi ứng với Ptb.

tp : là nhiệt độ sôi tại mặt thoáng của dung dịch

Tính áp suất thủy tĩnh ở độ sâu trung bình của chất lỏng:

Po: áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch, (N/m2)

∆P: chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống, (N/m2)

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

Tra bảng I.86, STQTTBT1/trang 58 ta xác định được ρdd và bảng I.5,

STQTTBT1 /trang 11 ta xác định được ρdm Số liệu được biểu diễn theo bảng sau:Bảng 2.4: Bảng khối lượng riêng của dung dịch và dung môi:

xc (%) tht (0C) Pht (at) ρdd(kg/m3) ρdm (kg/m3) ρs(kg/m3)

Coi ρdd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ đang xét.

Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H0 = 2m

Nồi 1: H op1= [ 0,26 + 0,0014.(ρdd1- ρdm1)].H0

= [ 0,26 + 0,0014.(1259,76 - 950,848)].2 = 1,385 (m)

⇒ ∆P1 = 1 1

1

2

⇒Ptb1 = Pht1 + ∆P1 = 1,472 + 0,043 = 1,515 (at)

Tra bảng I.251,STQTTB,T1/Trang 314 ta xác định được t ’’

1 = 111 (0C) ⇒ ∆’’

1= t’’

1 - tht1= 111 - 110,2 = 0,8 (0C)Nồi 2: H op2= [ 0,26 + 0,0014.(ρdd2- ρdm2)].H0

= [ 0,26 + 0,0014.(1069,24 - 978,53)].2 = 0,774 (m)

⇒ ∆P2 = 2 2

1

.534, 62.9,81.0,774.10 0, 022

− = (at) ⇒Ptb1 = Pht2 + ∆P2 = 0,3 + 0,02 = 0,32 (at)

Tra bảng I.251,STQTTB,T1/Trang 314 ta xác định được t ’’

2 = 70,04 (0C)

⇒ ∆’’

2= t’’

1 - tht2= 70,04 - 68,7 = 1,34 (0C)Vậy tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh của hai nồi là:

∆’’= ∆’’

1 + ∆’’

2= 0,8 + 1,34 = 2,14 (0C)

2.2.3.3 Tổn thất do trở lực thủy lực

Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi 1 sang nồi 2 và

từ nồi 2 sang thiết bị ngưng tụ là 10 Do đó:

∆thi2 = thđ2 – ts2= 109,2 – 71,202 = 37,998 (0C)

* Cho toàn bộ hệ thống:

Ta có: ∆thi= ∆ch - ∆= thđ1 - tnt - ∆ = 132,9 – 68,7 – 6,962 = 57,238 (0C)

2.2.4 Cân bằng nhiệt lượng

2.2.4.1 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi

Theo công thức I.50, STQTTBT1/trang 153, ta xác định được nhiệt dung riêng

của dung dịch đường:

C = 4190 - (2514 - 7,542.t).x (J/kg.độ)Trong đó: t là nhiệt độ của dung dịch, (0C)

x là nồng độ của dung dịch, (phần khối lượng)

⇒ Nhiệt dung riêng của dung dịch ban đầu (tđ = 71,202 0C, xđ = 10% = 0,1)

2.2.4.2 Tính nhiệt lượng riêng

I: nhiệt lượng riêng của hơi đốt

i: nhiệt lượng riêng của hơi thứ

Tra bảng I.251 STQTTB,T1/trang 314 ta xác định được nhiệt lượng riêng

Bảng 2.5: Bảng tra nhiệt lượng riêng của hơi đốt và hơi thứ:

D1, D2 :là lượng hơi đốt đi vào nồi 1 và nồi 2 (trong đó D1 cần phải tìm) (kg/h)

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

W1,W2 :lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 1 và nồi 2 (kg/h)

Cđ, C1, C2 : nhiệt dung riêng của dung dịch đầu, dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2 (J/kg độ)

tđ, tc : nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch (0C)

I1, I2 : nhiệt lượng riêng của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg)

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

Cn1,Cn2 :nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg.độ)

2

1,θ

θ : Nhiệt độ của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 (0C)

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

Nhiệt lượng vào:

Nồi 1:

+ Do hơi đốt mang vào : D1.I1

+ Do dung dịch mang vào : (Gđ -W2).C2.ts2

Nồi 2:

+ Do hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi1) : D2.I2 = W1.i1

+ Do dung dịch ở nồi 1 mang vào : Gđ.Cđ.tđ

Nhiệt lượng ra:

Đây là hệ thống cô đặc 2 nồi ngược chiều nên ta có:

D2 = W1, tđ = ts2, W = W1 + W2 ⇒ W2 = W - W1

Thay các dữ kiện trên vào biểu thức (2) ta được :

(2)⇔ 0,95W1I2 - 0,95W1Cn2θ2= (W - W1)i2 + GđC2ts2 - (W - W1)C2ts2 - GđCđts2 ⇔0,95W1I2 - 0,95W1Cn2θ2= Wi2 - W1i2 + GđC2ts2 - WC2ts2 + W1C2ts2 - GđCđts2 ⇔0,95W1I2 - 0,95W1Cn2θ2+ W1i2 - W1C2ts2 = Wi2 + GđC2ts2 - WC2ts2 - GđCđts2

⇔W1 (0,95I2 - 0,95Cn2θ2+ i2 - C2ts2 ) = Wi2 + (Gđ - W)C2ts2 - GđCđts2

⇔W1 2 ( ) 2 s2 s2

Wi G W C t G C t0,95I 0,95C i C t

Tra bảng I.249, STQTTBT1/ trang 310 ta xác định được nhiệt dung riêng của

nước ngưng tụ, gộp thêm Bảng 2.6

Bảng 2.6: Bảng nhiệt dung riêng của dung dịch và dung môi:

Như vậy các kết quả tính toán trên chấp nhận được

Lúc đó, nồng độ dung dịch đường trong các nồi:

θ θ1, 2là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt là µ µ1, 2

Nồi I: Chọn nước làm chất lỏng tiêu chuẩn, dung dịch có nồng độ là Χ =1 55%Chọn t1 =850C, ta có µ1 = 1,7243.10− 3 (N.s/m2 )⇒θ =1 1,1160C

Chọn t2 =900C, ta có 3

2 1,583.10

µ = − (N.s/m2 ) ⇒θ =2 3, 6970C

Tra µ µ1, 2 theo bảng I 112, STQTTB T 1 /Trang 114

Tra θ θ1, 2theo bảng I 101, STQTTB T 1 /Trang 92

s s

θ là nhiệt độ sôi của dung dịch đường có độ nhớt µs1cần tìm

Từ θ =s1 16,1960C,tra bảng I.112, STQTTBT 1 /Trang 114 ta được 3 2

s s

s

θ là nhiệt độ sôi của dung dịch đường có độ nhớtµs2 cần tìm

Từ θ =s2 75,550C, tra bảng I.112,STQTTBT1/Trang 114 ta đượcµs2= 0,946 10− 3(N.s/m2)

2.3.2 Hệ số truyền nhiệt của dung dịch

Theo công thức I.32, STQTTBT1/ trang 123, ta xác định được :

3

M C

Với A: hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước

Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng (J/kg.độ)

ρdd: khối lượng riêng (kg/m3)

M: khối lượng mol của chất lỏng

H O

M m

+Nồi 1: x1 =55% = 0,55

2.3.3.1 Giai đoạn cấp nhiệt từ hơi đốt đến thành thiết bị (α1)

4

1 1

r A

∆

=

α (Công thức V.100 STQTTB T2/Trang 28)

Với r : ẩn nhiệt ngưng (J/kg)

H : chiều cao ống truyền nhiệt (chọn H = 2m)

4 2

µ

λρ

12

2236,24.10

2.4, 25α

Với: ϕ hệ số hiệu chỉnh

αn hệ số cấp nhiệt của nước.

Mà:

435 , 0 2

565 , 0

2

2 2

d n

ρ λ

dd ρ C µ

λ , , , lần lượt là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng

và độ nhớt của dung dịch

n n n

= : nhiệt trở của tường

δ là bề sày ống truyền nhiệt, chọn δ = 2mm = 2.10-3 m

Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 có λ= 50 (W/m2.độ) (tra bảng XI.7, STQTTBT2/ trang 313)

3 2

2.1050

−+ 0,387.10-3 = 0,659.10-3 (m2.độ/W)Nồi 1: ts1= 114,66 (0C) , Pht1 = 1,472 (at) = 1,472 105 (N/m2)

λn =0,68493 (W/m.độ) (Tra bảng I.249 STQTTB,T1 /Trang 311)

ρn =947,32 ( kg/m3) (Tra bảng I.5 STQTTB,T1/ Trang 11-12 )

C n =4240,92 (J/kg.độ) (Tra bảng I.249 STQTTB, T1/Trang 311)

µn =0,2487.10-3(N.s/m2) (Tra bảng I.249 STQTTB, T1/Trang 311)

Các thông số của dung dịch ở nồi 1 ứng với ts1 = 114,660C:

Ta có các thông số của nước ở ts2 = 71,202 0C:

λn = 0,6687 (W/m.độ) (Tra bảng I.249 STQTTB,T1 /Trang 311)

ρn =977,08 ( kg/m3) (Tra bảng I.5 STQTTB,T1/ Trang 11-12 )

C n =4188 (J/kg.độ) (Tra bảng I.249 STQTTB, T1/Trang 311)

µn =0,3948.10-3(N.s/m2) (Tra bảng I.249 STQTTB, T1/Trang 311)

Các thông số của dung dịch ở nồi 2 ứng với ts2 = 71,202 0C:

2.3.4 Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi

Xem hệ số truyền nhiệt trong các nồi là như nhau: F1=F2 , khi đó nhiệt độ hữuích trong các nồi được tính:

i

Ki Qi Ki

Qi k

1

(công thức VI.20,STQTTB,T2/Trang 68)

Trong đó:Σ∆t hi: tổng nhiệt độ hữu ích trong toàn hệ thống

∆t hi nhiệt độ hữu ích trong các nồi

Hệ số truyền nhiệt K :

2 1

11

(W/m2)Với: Di là lượng hơi đốt của mỗi nồi

ri là ẩn nhiệt ngưng tụ của của hơi

Nồi 1: Q1=

3600

1

1 r D

=

3

7413, 67.2170,88.10

3600 = 4470607,758 (W/m2)Nồi 2: Q2=

3600

2

2 r D

Ta có hiệu số nhiệt độ có ích cho toàn bộ hệ thống là ∆thi =57,238 (oC)

Nhiệt độ hữu ích của từng nồi là:

Nồi 1:

t K

Q K

Vậy thực tế bề mặt truyền nhiệt của thiết bị là:

Bề mặt truyền nhiệt của nồi 1:

1 1

4470607,758

227, 45 hi 984, 75.19,96

3452325,947

227, 43 hi 417,134.36,39

Q F

Như vậy dựa vào F1,F2 ta có thể thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi có diện tíchtruyền nhiệt bằng nhau và bằng 227,4 m2.

PHẦN III TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH 3.1 Buồng đốt

3.1.1 Số ống truyền nhiệt

Chọn loại ống truyền nhiệt có đường kính dt = 0,057 (m), dn = 0,061(m)

(theo bảng VI.6, STQTTBT2/ trang 80)

Chọn chiều cao của ống truyền nhiệt là h = 2 (m)

227, 4

635, 27 0, 057.2.3,14

Chọn Dt = 2,4 m (theo bảng XIII.6, STQTTBT2/ trang 359)

3.1.3 Tính bề dày của thân buồng đốt

Vật liệu dùng để chế tạo buồng đốt thường sử dụng thép chịu nhiệt CT3

Dựa vào công thức XIII.8, STQTTB T2/Trang 360 ta tính được bề dày của thân

buồng đốt hình trụ:

[ ] p C

p D

−

=

ϕσ

φ: hệ số bền của thành hình trụ theo phương dọc

P: áp suất trong thiết bị, N/m2

C: hệ số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày

+ [σ]: bao gồm ứng suất khi kéo [σk] và ứng suất cho phép giới hạn chảy [σc]

* Ứng suất cho phép của thép CT3 theo giới hạn bền:

b

k k

10.380

⇒ [ ] 0 , 9

5 , 1

10 240

6

=

=σ η σ

c

c c

n = 144 106 (N/m2)Ứng suất cho phép sẽ lấy giá trị nhỏ để tính toán đảm bảo điều kiện bền

Vậy nên ta chọn: [σ]= 131,54.106 (N/m2)Đại lượng bổ sung C phụ thuộc vào độ ăn mòn, độ bào mòn và dung sai của

chiều dày Đại lượng C được xác định theo công thức XIII.17,STQTTBT2/Trang 363

C= C1+ C2 +C3 (m)Với:

C1: đại lượng bổ sung do ăn mòn, C1= 1 mm

C2: đại lượng bổ sung do hao mòn, C2= 0

C3: đại lượng bổ sung do dung sai của chiều dày, C3 phụ thuộc vào chiều dàytấm vật liệu, C3= 0,8 mm, bảng XIII.9/STQTTB,T2/Trang 364.

⇒ C= 1 + 0 + 0,8= 1,8 (mm) = 1,8.10-3(m)

Nồi 1:

Áp suất tính toán trong thiết bị là:

P = Phđ1 = 3.9,81.104 = 249300 (N/m2)Vì: [ ]

P

k

σ.ϕ = 131,54.106

249300 0,95 = 501,26 > 50 do đó có thể bỏ qua đại lượng P ởmẫu số của công thức (1)

( 2

)

t

C S

P C S

= (N/m 2 ) (CT XIII.26,STQTTB,T2/Trang 365) Trong đó:Po:là áp suất thử tính toán

( 2

)

t

C S

P C S

= (N/m 2 ) (CT XIII.26,STQTTB,T2/Trang 365) Trong đó Po: là áp suất thử tính toán

c

σ

σ <

Vậy chọn S2 = 3,2 (mm) là đạt yêu cầu.

3.1.4 Tính bề dày của đáy buồng đốt

Được tính theo hình elip có gờ, vật liệu là thép CT3

8,3

m C h

D P k

P D S

b

t h

P1 = ρ (CT XIII.10, STQTTB, T2/Trang 360).

Trong đó: g: là gia tốc trọng trường, g=9,81(m/s2)

ρ: là khối lượng riêng của chất lỏng(kg/m3) với ρ=1259,76(kg/m3)

)(.2

2

c b

h

o b

t

C S h k

P C S h

Vậy chọn chiều dày đáy buồng đốt nồi 1 là S=8(mm)

6 , 7

) ( 2 2

c b

h

o b

t

C S h k

P C S h

Vậy chọn chiều dày đáy buồng đốt nồi 1 là S=6(mm)

Vậy ta chọn chiều dày đáy buồng đốt cho cả 2 nồi là S=8(mm)

3.2 Buồng bốc

3.2.1 Đường kính buồng bốc

Chọn Dbb = 2,6 m (theo bảng XIII.6, STQTTBT2/ trang 359)

3.2.2 Chiều cao buồng bốc hơi

Thể tích không gian hơi được xác định:

tt

h.U

Wρ

=

kgh

V (m3) (VI.32)[STQTTBT2/ trang 71]

Trong đó:

Vkgh: là thể tích không gian hơi (m3)

W: là lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị (kg/h)

ht

ρ : là khối lượng riêng của hơi thứ (kg/m3)

Utt: là cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi trongmột đơn vị thời gian (m3/m3 .h)

Theo công thức VI.33, STQTTBT2/Trang 72:

Utt=f.Utt(1at) khi P≠ 1at

Với Utt(1at) : cường độ bốc hơi cho phép ở P = 1at

bb

kgh kgh

D

V H

Tra bảng I.250, STQTTBT1/ trang 312 ⇒ρht1= 0,831 (kg/m3)

Tra đồ thị VI.3, STQTTBT2/ trang 72 ta được f = 0,91

Vậy, Utt1 = 0,91.1600 = 1456 (m3/m3h)

1 1

Nồi 2:

Áp suất hơi thứ: Pht2 = 0,3 (at)

Nhiệt độ hơi thứ: tht2 = 68,7 (0C)

Tra bảng I.250, STQTTBT1/ trang 312 ⇒ρht2= 0,1883 (kg/m3)

Tra đồ thị VI.3, STQTTBT2/ trang 72 ta được f = 1,55

Vậy, Utt1 = 1,55.1600 = 2480 (m3/m3h)

2 2

Chọn chiều cao phần dịch sôi tràn trên phần buồng bốc là 0,45(m)

Vậy chọn chiều cao buồng bốc cho cả hai nồi là 2,5(m)

D P k

P D

S

b

t h

6 ,

7

) ( 2 2

c b

h

o b

t

C S h k

P C S h

Vậy chọn chiều dày nắp buồng bốc là S =6(mm)

Nồi 2: Vì buồng bốc nồi 2 làm việc ở áp suất chân không và áp suất ngoài nên:

[ ]

( ) 1 , 2

2

2

c b

h

o b

t

C S h k

P C S h

Ta chọn bề dày nắp buồng bốc cho cả 2 nồi là: S = 6(mm) để bảo đảm.

3.2.3.2 Tính bề dày thân buồng bốc

Vật liệu bằng thép CT3, bề dày được tính theo công thức:

2, 6.144403, 2

1,8.102.131,54.10 0,95

C S

P C S

(theo STVLT1/Trang 127 nhà xuất bản Thanh Niên)