thiết kế hệ thống cô đặc ba nồi xuôi chiều

Do vậy, với yêu cầu trên, môn học đồ án quá trình thiết bị thực sự mang đến cho em và tất cả sinh viên khác cơ hội để hình dung lại kiến thức đã học và liên hệ thực tiễn sản xuất, chế bi

Trang 1

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths Lê Ngọc Trung

LỜI NÓI ĐẦU

Đối với một sinh viên chuyên ngành công nghệ hóa học, việc nắm vững các kiến thức về môn học quá trình và thiết bị trong công nghệ hóa chất là thực sự cần thiết Việc lĩnh hội các kiến thức này sẽ giúp cho các kỹ sư trong tương lai không những có thể thiết kế, vận hành tốt một quá trình sản xuất và chế biến, mà còn biết cách tối ưu hóa các quá trình và chi phí thiết kế, có ý tưởng cải tiến thiết bị, nâng cao năng suất

Do vậy, với yêu cầu trên, môn học đồ án quá trình thiết bị thực sự mang đến cho em và tất cả sinh viên khác cơ hội để hình dung lại kiến thức đã học và liên hệ thực tiễn sản xuất, chế biến Để thiết kế được một đề tài, sinh viên cần phải nắm vững tổng quát các kiến thức về các quá trình thủy lực, truyền nhiệt và chuyển khối

Trong công nghệ hóa chất, để làm tăng nồng độ của một hóa chất lên nồng độ dùng trong thương mại và công nghiệp, một phương pháp được dùng khá phổ biến là cô đặc Đây cũng chính là đề tài em thực hiện trong đồ án này, cụ thể là thiết kế hệ thống cô đặc ba nồi xuôi chiều Cấu trúc của tập đồ án có thể chia thành các phần sau:

 Mục lục

 Chương 1: Tổng quát về sản phẩm, phương pháp cô đặc

 Chương 2: Tính toán công nghệ - tính và chọn thiết bị chính

 Chương 3: Tính và chọn thiết bị phụ

 Tài liệu tham khảo

Trong quá trình thực hiện đồ án này, em đã nhận được sự giúp đỡ tận tình của thầy Thạc sỹ Lê Ngọc Trung và các thầy cô trong khoa Tuy nhiên, vì hạn chế về thời gian

và kiến thức, chắc chắn trong đồ án còn tồn tại nhiều sai sót Em xin gửi lời cảm ơn đến thầy Lê Ngọc Trung và tất cả thầy cô trong khoa đã giúp em hoàn thiện đồ án này,

và em rất mong nhận được những ý kiến đóng góp từ quý thầy cô để có được nhiều kinh nghiệm và kiến thức cho bản thân

Trang 2

MỤC LỤC

LỜI NÓI ĐẦU 1

CHƯƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM, PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ, CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ 5

1.1 Tổng quan về sản phẩm: 5

1.2 Cơ sở và phương pháp cô đặc: 7

1.3 Thuyết minh sơ đồ công nghệ: 8

CHƯƠNG 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH 10

2.1 Cân bằng vật liệu: 10

2.1.1 Lượng hơi thứ bốc hơi ra khỏi hệ thống: 10

2.1.2 Sự phân bố hơi thứ trong các nồi : 10

2.1.3 Nồng độ dung dịch ở từng nồi: 11

2.2 Phân bố áp suất làm việc trong các nồi: 11

2.3 Tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi: 12

2.3.1 Tổn thất nhiệt độ đo nồng độ (Δ'): 12

2.3.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’): 13

2.3.3 Tổn thất do trở lực của đường ống,(Δ”’): 16

2.3.4 Tổn thất do toàn bộ hệ thống: 16

2.3.5 Hiệu số hữu ích trong toàn hệ thống và trong từng nồi: 16

2.4 Tính nhiệt lượng, nhiệt dung riêng, ẩn nhiệt ngưng tụ: 17

2.4.1 Tính nhiệt lượng riêng: 17

2.4.2 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch C, J/kg.độ: 17

2.4.3 Lập bảng nhiệt lượng riêng hơi đốt, hơi thứ, nhiệt dung của nước ngưng và nhiệt độ sôi của các dung dịch trong các nồi: 18

2.5 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng và tính lượng hơi đốt cần thiết: 18

2.6 Các thông số kĩ thuật chính 21

2.6.1 Độ nhớt: 21

2.6.2 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch: 23

2.6.3 Hệ số cấp nhiệt: 24

Trang 3

2.6.4 Hệ số phân bố nhiệt hữu ích cho các nồi: 30

2.6.5 Tính toán bề mặt truyền nhiệt: 32

2.7 Tính toán các thiết bị chính: 32

2.7.1 Buồng đốt: 32

2.7.2 Buồng bốc: 38

2.7.3 Cửa làm vệ sinh: 44

2.8 Đường kính các ống dẫn: 44

2.8.1 Đường kính ống dẫn hơi đốt: 44

2.8.2 Đường kính ống dẫn hơi thứ: 46

2.8.3 Đường kính ống dẫn dung dịch: 46

2.8.4 Đường kính ống tháo nước ngưng: 48

2.9 Bề dày lớp cách nhiệt của thiết bị 50

2.9.1 Bề dày lớp cách nhiệt cho các ống dẫn 50

2.9.2 Bề dày lớp cách nhiệt cho thân thiết bị 52

2.10 Mặt bích : 54

2.11 Tai treo : 56

2.11.1 Trọng lượng thân thiết bị 56

2.11.2 Tải trọng của ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn ngoài 57

2.11.3 Trọng lượng của dung dịch trong thiết bị 57

2.11.4 Trọng lượng vĩ ống 58

2.11.5 Trọng lượng của đáy buồng đốt 58

2.11.6 Trọng lượng của nắp buồng bốc 58

2.11.7 Trọng lượng của bích 58

2.11.8 Trọng lượng của hơi: 60

2.11.9 Trọng lượng của lớp cách nhiệt: 61

CHƯƠNG 3: TÍNH VÀ CHỌN CÁC THIẾT BỊ PHỤ 63

3.1 Thiết bị ngưng tụ Baromet 63

3.1.1 Lượng nước lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngưng tụ: 63

3.1.2 Lượng không khí và khí không ngưng cần hút ra khỏi thiết bị : 63

Trang 4

3.1.3 Đường kính thiết bị ngưng tụ: 64

3.1.4 Kích thước tấm ngăn: 64

3.1.5 Chiều cao thiết bị ngưng tụ: 65

3.1.6 Kích thước ống baromet: 66

3.1.7 Chiều cao ống Baromet : 66

3.2 Tính toán và chọn bơm: 68

3.2.1 Bơm chân không: 68

3.2.2 Bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị baromet: 69

3.2.3 Bơm ly tâm bơm dung dịch vào thùng cao vị: 72

3.3 Thiết bị gia nhiệt dung dịch đầu: 73

3.3.1 Tính các dữ kiện ban đầu: 73

3.3.2 Tính bề mặt truyền nhiệt : 74

3.3.3 Chia ngăn cho thiết bị: 76

TÀI LIỆU THAM KHẢO 77

Trang 5

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths Lê Ngọc Trung CHƯƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM, PHƯƠNG PHÁP

ĐIỀU CHẾ, CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ

1.1 Tổng quan về sản phẩm:

Trong hầu hết các ngành công nghiệp hiện nay, các hóa chất được sản xuất từ ngành công nghiệp hóa chất có một vai trò không thể thiếu và được ứng dụng rộng rãi Kali carbonate (tên quốc tế là potassium carbonate, tên thường gọi là bồ tạt) với công thức hóa học K2CO3, là một trong nhưng hóa chất thông dụng đó Với nhiều ứng dụng trong thực tiễn, hiện nay K2CO3 đang được sản xuất với lượng ngày càng lớn

– Công thức hidrat hóa: K2CO3.2H2O

– Tan nhiều trong nước, anion bị thủy phân mạnh tạo môi trường bazơ mạnh Quá trình hòa tan là quá trình tỏa nhiệt

– Nóng chảy không phân hủy

– Bị phân hủy trên 1200o

Trang 6

– K2CO3 (cùng với Na2CO3) mặc dù không có khả năng xà phòng hóa dầu mỡ nhưng có thể xà phòng hóa tùng hương và các axit béo tổng hợp do đó nó được

sử dụng để sản xuất xà phòng, bột giặt và chất tẩy rửa

– Làm mềm nước cứng nhờ các phản ứng carbonate hóa các ion Ca2+

, Mg2+ :

– Trong phòng thí nghiệm, nó có thể được sử dụng như một chất làm khô nhẹ, nơi các tác nhân khác làm khô như clorua canxi và magiê sulfat có thể không tương thích Tuy nhiên với môi trường axit không dùng K2CO3 để làm khô

Quá trình này trải qua 2 giai đoạn:

Trang 7

Cấu trúc phân tử K2CO3 trong dung dịch K2CO3 tinh thể

1.2 Cơ sở và phương pháp cô đặc:

Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ chất tan trong dung dịch bằng cách tách một phần dung môi sang dạng hơi Thông thường có 2 loại cô đặc để làm bốc hơi dung môi:

– Cô đặc dùng tác nhân là nhiệt để cung cấp năng lượng cho hơi dung môi (cô đặc ở trạng thái sôi)

– Cô đặc kết tinh, bằng cách làm lạnh và giảm áp suất riêng phần của hơi trên mặt thoáng của dung dịch để tăng tốc quá trình bốc hơi

Quá trình cô đặc tiến hành ở trạng thái sôi nghĩa là áp suất riêng phần của dung môi cân bằng với áp suất chung trên bề mặt thoáng của chất lỏng Khác với quá trình chưng luyện, trong quá trình cô đặc, chỉ có dung môi bay hơi Đáng lưu ý là trong quá trình cô đặc nồng độ của chất tan tăng, ảnh hưởng đến quá trình tính toán của thiết bị Khi đó hệ số dẫn nhiệt , nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt  giảm, đồng thời khối lượng riêng, độ nhớt, tổn thất nhiệt’ tăng

Có thể phân loại hệ thống cô đặc nhiều nồi theo các cách khác nhau:

– Theo sự bố trí bề mặt đun nóng: nằm ngang, thẳng đứng, nằm nghiêng – Theo chất tải nhiệt: hơi (hơi nước bão hòa, hơi quá nhiệt), khói lò, dòng điện, các chất tải nhiệt đặc biệt (dầu, hydrocacbon)

– Theo chế độ tuần hoàn: tuần hoàn tự nhiên hay cưỡng bức

– Cấu tạo bề mặt đun nóng: vỏ bọc ngoài, ống chùm, ống xoắn

Trong đồ án thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch K2CO3 này, ta sử dụng hệ thống cô đặc 3 nồi xuôi chiều (tuần hoàn tự nhiên), buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài, vì những ưu điểm như sau:

Trang 8

 Dung dịch tự di chuyển từ nồi này sang nồi khác nhờ sự chênh lệch áp suất

và nhiệt độ giữa các nồi Nhiệt độ nồi trước lớn hơn nồi sau

 Dung dịch vào nồi đầu tiên ở nhiệt độ sôi nhờ được gia nhiệt trước bằng hơi nước, ngoại trừ nồi đầu tiên, dung dịch đi vào nồi thứ 2, 3 có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, do đó dung dịch được làm lạnh, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi them một phần nước, gọi là quá trình tự bốc hơi

 Cô đặc ống tuần hoàn ngoài có ưu điểm là dung dịch tuần hoàn trong nồi dễ dàng, vận tốc tuần hoàn lớn vì ống tuần hoàn không bị đốt nóng dẫn đến đối lưu dễ dàng

Tuy nhiên, phương pháp cô đặc xuôi chiều cũng có nhược điểm là nhiệt độ dung dịch ở các nồi sau thấp dần, nhưng nồng độ dung dịch tăng dần, làm cho độ nhớt dung dịch tăng nhanh, kết quả là hệ số truyền nhiệt sẽ giảm từ nồi đầu đến nồi cuối

1.3 Thuyết minh sơ đồ công nghệ:

Dung dịch được chứa ở thùng chứa (1), được bơm ly tâm (2) đưa lên thùng cao

vị (3) Từ thùng cao vị dung dịch được đưa điều chỉnh lưu lượng ở lưu lượng kế (4) trước khi vào hệ thống cô đặc Sau đó, dung dịch được bơm qua thiết bị gia nhiệt (5)

để nâng đến nhiệt độ sôi Tiếp theo dung dịch đi vào hệ thống 3 nồi cô đặc (6), dung dịch qua mỗi nồi có nồng độ tăng dần Hệ thống sử dụng hơi nước bão hòa để cấp nhiệt Dung dịch đi trong ống, hơi nước đi ngoài ống Hơi thứ nồi thứ nhất là hơi đốt nồi thứ hai, hơi thứ nồi thứ hai là hơi đốt nồi thứ ba Hơi thứ ra khỏi nồi thứ ba được đưa vào baromet ngưng tụ (7), có tác dụng tạo độ chân không cho hệ thống cô đặc Dung dịch di chuyển từ nồi đầu đến nồi cuối nhờ chênh áp Dung dịch sau khi cô đặc được đưa vào bể chứa (8)

Sơ đồ công nghệ được cho ở sơ đồ dưới đây:

Trang 9

7 – baromet tạo chân không

8 – bể chứa dung dịch đã cô đặc

Trang 10

CHƯƠNG 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH

Áp suất hơi nồi 1: 5 at

Áp suất còn lại trong thiết bị ngưng tụ: 0,2 at

2.1.1 Lượng hơi thứ bốc hơi ra khỏi hệ thống:

Gọi: Gđ, Gc là lượng dung dịch lúc đầu và cuối, kg/h

xđ, xc là nồng độ đầu và cuối, % khối lượng

W là lượng hơi thứ bốc hơi trong toàn hệ thống, kg/h Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:

2.1.2 Sự phân bố hơi thứ trong các nồi :

Gọi W1, W2, W3 là lượng hơi thứ của nồi 1, nồi 2, nồi 3 kg/h

Chọn sự phân bố hơi thứ theo tỷ lệ : W 1,02

1

i 



i W

Trang 11

Từ cách chọn tỷ lệ này ta tính được lượng hơi thứ bốc ra từng nồi theo công thức:

Nồi 1: W1 = 3966,15( / )

94,2

67,1166694

Gọi: x1, x2, x3, là nồng độ tương ứng trong nồi 1, nồi 2, nồi 3

Vậy: Nồng độ của dung dịch nồi 1:

X1 = Gđ

1

W G

x đ

đ

= 15000

15,396615000

10

= 13,59 (% khối lượng) Nồng độ của dung dịch nồi 2:

X2 =

2 1

W W G

x G

,396615000

10

15000



= 21 (% khối lượng) Nồng độ của dung dịch nồi 3: X3 = 45 (% khối lượng) (6)

2.2 Phân bố áp suất làm việc trong các nồi:

Gọi:P1, P2, P3, Pnt, là áp suất hơi đốt trong các nồi I, II, III và thiết bị ngưng tụ Giả sử sự giảm áp suất xảy ra giữa các nồi là không bằng nhau và giảm theo tỷ

Vậy áp suất làm việc ở từng nồi là:

Ta có:P = P1-Pnt = 5 - 0,2 = 4,8 at

P = P1+P2+P3 = 4,8 at

W = W1 + W2 + W3 = 2,94.W1

Trang 12

P1= 2,274 at

P2= 1,516 at

 P3= 1,011 at Gọi thđ1, thđ2, thđ3, tnt là nhiệt độ của hơi đốt đi vào nồi 1, nồi 2, nồi 3 và thiết

bị ngưng tụ

tht1, tht2, tht3, là nhiệt độ của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2, nồi 3

Coi sự tổn thất nhiệt độ do mất mát khi vận chuyển hơi từ thiết bị này sang thiết

bị khác là 10C

Từ áp suất của Pht1, Pht2, Pht3 đã biết, ta tra bảng I.251/314 –[1] ta được nhiệt độ

hơi thứ của nồi 1, nồi 2, nồi 3, từ đó biết được nhiệt độ hơi đốt của các nồi 1, 2, 3 qua

công thức (8) (9) Biết nhiệt độ của hơi đốt ta biết được áp suất của hơi đốt bằng cách

tra bảng I.250/312 –[1]:

Bảng 1.1

P1(at) t 0C P2(at) t 0C P3(at) t 0C Pnt(at) t 0C

Ta sử dụng công thức Tisencô: (VI.10/59 –[2])

Trong đó: Δ’0 là tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi

của dung môi ở áp suất thường;

Ts là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất đã cho, K;

r là là ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc, J/kg

r

T

o o

2 '

.2,16.'

' 



Trang 13

Dựa vào bảng (VI.2/65 – [2]) ta biết đƣợc tổn thất nhiệt độ Δ’0 theo nồng độ a (% khối lƣợng)

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

áp lực của cột chất lỏng Hiệu số của dung dịch ở giữa ống truyền nhiệt và trên mặt thoáng gọi là tổn thất nhiệt dộ do áp suất thuỷ tĩnh

'

 = t(P+P) - tPVới

Trang 14

– 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:

Theo CT VI.12/55-[2] ,ta có:

g

h h P

Với: - Po là áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch

– h là chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng dung dịch, chọn h=0,5m cho cả 3 nồi

– H là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 3 m cho cả 3 nồi

– ddsoi là khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3

ddsoi=

2

dd



ρdd được nội suy và ngoại suy từ bảng I.44/41-[1]

Để tính tos của dung dịch K2CO3 ứng với Ptb ta dùng công thức Babo:

Trong đó: - P: áp suất hơi bão hòa trên bề mặt thoáng của dung dịch

- Ps: áp suất hơi bão hòa của nước nguyên chất ở cùng nhiệt độ với P, nội suy từ bảng I.250/312-[1]

Nồi 1: ứng với x1= 13,59% → ts1 =101,41 oC (theo bảng I.204/236 –[1])

Pht = 2,78 at và áp suất hơi bão hòa của nước nguyên chất Ps = 1,09 at

Ta có: ρdd = 1080,83 (kg/m3) → ρdds = 540,41 (kg/m3)

Suy ra: .540,41.9,81.10 2,88( )

2

35,078,

88,2

P P t s

Trang 15

Nồi 2: ứng với x1= 21% → ts1 =102,45 oC (theo bảng I.204/236 –[1])

Suy ra: .577,01.9,81.10 1,37( )

2

35,0252,

1 



s P P

Mà P P tb P 1,54at

88,0

37,1

Nồi 3: ứng với x1= 45% → ts1 =110,74 oC (theo bảng I.204/236 –[1])

Suy ra: .711,33.9,81.10 0,35( )

2

35,021,

1



s P P

Mà P P tb P 0,52at

67,0

35,0

Kết quả quá trình tính ở trên được thể hiện trong bảng sau:

Bảng 1.5 Tính áp suất trung bình giữa ống truyền nhiệt

Trang 16

ρdds = ρdd/2 (kg/m3) 540,41 577,01 711,33

Bảng 1.6 Tính tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh

Nhiệt độ sôi của dung dịch, o

2.3.4 Tổn thất do toàn bộ hệ thống:

C o

512 , 34 3 08 , 26 434 , 5 ' ' '        

Trang 17

C t

t

2 3

t

nt hd

3 3

– I: nhiệt lượng riêng của hơi đốt, J/kg

– i: nhiệt lượng riêng của hơi thứ, J/kg

Các giá trị trên được tra trong bảng (tra theo nhiệt độ): I.250/312 –[1]

2.4.2 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch C, J/kg.độ:

 Nhiệt dung riêng của dung dịch trước khi cô đặc:

Vì xđ=10% < 20% nên áp dụng CT I.43/152 –[1]

4 , 3767 )

1 , 0 1 ( 4186 )

1 (

1359,01(4186

 Tính nhiệt dung riêng của K2CO3 khan (không hòa tan):

Tính Cht theo công thức I.41/153 –[1]:

O O C C K K ht

Trong đó: nK, nC, nO: là số nguyên tử K, C, O trong hợp chất

CK, CC, CO: là nhiệt dung riêng của các nguyên tố K, C, O

CK = 26000J/kg.độ ; CC = 7500J/kg.độ ; CO = 16800J/kg.độ

Trang 18

 Nhiệt dung riêng của dung dịch ở nồi 3:

Vì x3 = 45 % > 20% nên ta áp dụng công thức I.44/152 – [1]

C3 = Chtx3 + 4186(1 – x3) → C3 = 796,38.0,45+ 4186(1- 0,45) = 2660,67 (J/kg.độ)

2.4.3 Lập bảng nhiệt lượng riêng hơi đốt, hơi thứ, nhiệt dung của nước ngưng và nhiệt độ sôi của các dung dịch trong các nồi:

Chọn tổn thất nhiệt độ khi hơi thứ nồi trước di chuyển trong hệ thống ống đi làm hơi đốt cho nồi sau là 1o

C Dựa vào nhiệt độ hơi đốt và hơi thứ đã tính được ở cân bằng vật liệu, tra bảng

và nội suy, ta được các giá trị I, i, Cn

 Tính I và i bằng phương pháp nội suy theo bảng I.250/312-[1]

 Tính Cn bằng cách nội suy theo bảng I.249/310-[1]

Trang 19

Ta có:

– D1, D2, D3 là lượng hơi đốt vào nồi 1, 2, 3 (kg/h)

– Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối hệ thống (kg/h)

– W1, W2, W3 là lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1, 2, 3 (kg/h)

– C1, C2, C3 là nhiệt dung riêng của dung dịch trong nồi 1,2,3 (J/kg.độ)

– Cđ, Cc là nhiệt dung riêng của dung dịch dịch vào và ra (J/kg.độ)

– Cn1, Cn2, Cn3 là nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, 2, 3 (J/kg.độ)

– I1, I2, I3 là hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, 2, 3, (J/kg)

– i1, i2, i3 là hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, 2, 3, (J/kg)

– tđ, tc là nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch, (oC)

– t1, t2, t3 là nhiệt độ sôi của dung dịch nồi 1, 2, 3 ở Ptb (oC)

– 1,2,3là nhiệt độ nước ngưng nồi 1, 2, 3, (o

C)

– Qtt1, Qtt2, Qtt3 là nhiệt tổn thất ra môi trường nồi 1, 2, 3, (J)

Phương trình cân bằng nhiệt lượng: ΣQvào = ΣQra

Trang 20

Ta có bảng tổng kết về cân bằng nhiệt lƣợng cho mỗi nồi:

Bảng 1.8

Nồi 1

Vào

Dung dịch (ở nồi 1 ra) mang vào (G đ – W 1 )C 1 t 1

Dung dịch (ở nồi 2 ra) mang vào (G đ –W 1 –W 2 )C 2 t 2

) (

) 95

, 0 (

05 , 0 )

(

1 1 1

1 1 1 1 1 1 1

1 1 1

1 1 1 1 1 1

1 1 1

đ đ đ

n

n đ

đ đ đ

t C t C G i t C W C

I D

I D C

D t C W G i W I D t C G

2 2 2 2 2 1 2

2 2 2 1 1

(G đ W C t D I W i  G d W W C t D C n   D I

Biến đổi ta đƣợc:

) (

) 95

, 0 ( 2 11 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 11

Trang 21

 Nồi 3:

3 3 3

3 3 3 3 3

3 2 2 2 1 3

) (

) 95

, 0

2 1



1939157,59W1 – 2300162,998 W2 = -1472212386 (2) 2221964,68W1 + 4332432,83W2 = 25358445797 (3)

W1 = 3844,71 (kg/h)

W2 = 3881,34 (kg/h)

W3 = W– (W1 + W2) = 3940,62 (kg/h)

%100.)

(

)(

ptcbnl W

ptcbvl W

ptcbnl W

Trang 22

Trong đó: t1, t2 nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt tương ứng T1,T2

2

1,

 là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng

Nồi 1: x1= 13,59 %, chọn chất chuẩn là nước

 t1 = 200C, tra bảng I.44/41-[1], được khối lượng riêng d1 = 1,125 g/cm3

Sử dụng công thức sau để tính nồng độ đương lượng :

138

10

%.

2 10

%.

M

d C n nC

Trong đó : C% là nồng độ dung dịch K2CO3

n là tổng điện tích của ion K+ trong phân tử

d là khối lượng riêng của dung dịch K2CO3

Suy ra: CN = 2,21 (dlg/l)

Tra toán đồ I.21/102-[1], ta có T1= 1,4 10-3 (N.s/m2)

 Nhiệt độ của H2O tương ứng với T1: 1 = 7,670C

 t2 = 400C, tra bảng I.44/41-[1], được khối lượng riêng d2 = 1,116 g/cm3 Suy ra: CN = 2,2 (dlg/l)

 Nhiệt độ của H2O tương ứng với 2: 2 = 23,76 0C

 Suy ra K = 1,243 Mà

Ts là nhiệt độ sôi dung dịch nồi 1 : Ts = 134,33 oC

Suy ra: s   23,7699,65C

242,1

4033,134



Tra bảng I.104/96-[1], µ1 = 2,85.10-4 (N.s/m2)

Nồi 2: x2 = 21%, chọn chất chuẩn là H2O

 Nhiệt độ của H2O tương ứng với T1: 1 = 0,6880C

2 2 2

t

s s

s

Trang 23

 Nhiệt độ của H2O tương ứng với 2: 2 = 11,31 0C

 Suy ra K = 1,882 Mà

Suy ra: s   11,3149,33C

882,1

4056,111



Tra bảng I.104/96-[1], µ2 = 5,56.10-4 (N.s/m2)

Nồi 3: x2 = 45%, chọn chất chuẩn là dung dịch NaCl 15%

 Nhiệt độ của dung dịch NaCl 15% tương ứng với T1: 1 = -8,520C

 Nhiệt độ của dung dịch NaCl 15% tương ứng với 2: 2 =-3,71 0C

 Suy ra K = 4,153 Mà

Suy ra: s   (3,71)6,41C

153,4

4004,82



Tra bảng I.105/100-[1], µ2 = 1,898.10-3 (N.s/m2)

2.6.2 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:

Tính theo công thức (I.32/123- [1])

3

.

M C

t

s s

s

2 2 2

t

s s

s

Trang 24

Trong đó: Cp- nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch , J/kg.độ;

ρ- khối lượng riêng của dung dịch , kg/m3

; M- khối lượng mol của dung dịch, g/mol ; A- hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng; lấy A = 3,58.10-8; Trong đó: M = mi Mct + (1- mi) MH2O

Mà:

O H i ct

i

ct i

i

M

x M

x

M x m

2

)1( 

3 1 1

41 , 20

83 , 1080 83 , 1080 93 , 3616 10 58 , 3

.



M C

3 2

2 2 2 2

02 , 22

02 , 1154 02 , 1154 44 , 3474 10 58 , 3



M C

3 3

3 3 3 3

57 , 29

67 , 1422 67 , 1422 67 , 2660 10 58 , 3



M C

Mô tả sự truyền nhiệt qua thành ống:

Ở đây ta dùng hơi nước bão hòa làm hơi đốt đi ngoài ống, còn dung dịch cô đặc

đi trong ống Do đó khu vực sôi bố trí bên trong ống còn phía ngoài ống là lớp nước

Trang 25

ngưng tụ Màng nước ngưng này ảnh hưởng đến quá trình truyền nhiệt Còn sát thành ống sẽ có một lớp cặn dung dịch bám vào,vì vận tốc khu vực này gần bằng không Lớp cặn này cũng ảnh hưởng đến qua trình truyền nhiệt

Quá trình truyền nhiệt từ hơi đốt đến dung dịch trong ống dẫn gồm ba giai đoạn:

- Truyền nhiệt từ hơi đốt đến bề mặt ngoài của ống truyền nhiệt với hệ số cấp nhiệt là α1 với nhiệt tải là q1 (W/m2)

- Dẫn nhiệt qua ống truyền nhiệt có bề dày là δ, m;

- Truyền nhiệt từ ống truyền nhiệt vào dung dịch với hệ số cấp nhiệt là α2 với nhiệt tải riêng là q2 (W/m2)

a) Giai đoạn cấp nhiệt từ hơi đốt đến thành thiết bị:

Theo định luật Niutơn ta có:

.

04 , 2

H t

r A

)(







, đối với nước giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng

tm, còn r là ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt Tra bảng I.250/312 – [1] ta có:

Trang 26

56,195.04,2) (

.04,

3 25

0 1





t H

r A

1 1

q   = 10706,83 1,36 = 14561,29 (W/m2)

3 25

0 1

15,1.3

10.22,2181.(

61,190.04,2) (

.04,





t H

r A

2 2

q   =10964,42 1,15= 12609,08 (W/m2)

3 25

0 3

21,1.3

10.35,2249.(

72,180.04,2)

(

.04,





t H

r A

3 3

tt- nhiệt độ bề mặt thành ống phía dung dịch

t0- nhiệt độ của chất lỏng sôi

tT2 = thđ – Δt1 – ΔtT

ΔtT- hiệu số nhiệt độ ở hai bên thành Còn α2 tính theo công thức sau: 2 .n Trong đó: αn- hệ số cấp nhiệt đối với nước

0 , 15 0,7

14,

n 

 (W/m2.độ) (4.7)

Trang 27

p- là áp suất trung bình giữa ống truyền nhiệt Ptb , at;

ψ là hệ số điều chỉnh và đước xác định theo công thức sau:

435 , 0 2

565 , 0

)).(

.(

)(.)

 , , , - độ dẫn nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng, độ nhớt tương ứng với độ sôi của dung dịch;

n n n

 , , , - độ dẫn nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng, độ nhớt tương ứng của nước;

Bảng 1.11: Các thông số của dung dịch:

Với nhiệt độ của nồi 1 là ts1 = 134,330C, ts2 = 111,560C, ts3 = 82,040C;

Tra bảng [I.249/310 – 1] ta có bảng thông số của nước:

565 , 0 435

, 0

1 1 1

1 2 1

1 565

211 , 0 ).(

04 , 4275

93 , 3616 (

) 05 , 931

83 , 1080 ( ) 69 , 0

525 , 0 ( )

).(

.(

) ( )

d n

Trang 28

Nồi 2:

435 , 0 2

565 0 435

, 0

2 2 2

2 565

255,0).(

66,4235

44,3474.(

)76,949

02,1154(.)68,0

537,0()

).(

.(

)(.)

d n

435 , 0 2

565 0 435

, 0

3 3 3

3 2 3

3 565

345,0).(

26,4198

67,2660.(

)49,970

67,1422(.)67,0

493,0()

).(

.(

)(.)

d n

Lớp vật liệu đó tra bảng I.125/127 – [1] ta có hệ số dẫn nhiệt là 50 W/m.độ

3 2

50

2 10 232 , 0 10 387 , 0

n n

Hiệu số nhiệt độ mất mát khi truyền qua lớp nước ngưng, thành thiết bị và cặn:

C R

q

t1  1 1 14561 , 29 0 , 659 10 3  9 , 596o

C R

q

t2  2 2  12609 , 08 0 , 659 10 3  8 , 31o

C R

n 

Tính hệ số cấp nhiệt của dung dịch theo công thức : α = φ.αn (W/m2.độ)

Nhiệt độ phía trong thành ống : tT2 = tT1 – Δt = Thd – Δt1 - Δt , oC

Trang 29

Lần lƣợt tính cho mỗi nồi :

Trang 30

Tính sai số giữa q1 và q2 theo công thức:

.100%

2

2 1

2.6.4 Hệ số phân bố nhiệt hữu ích cho các nồi:

Ở đây phân bố theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau:

F1 = F2 = F3 = const Trong trường hợp này hiệu số nhiệt độ hữu ích trong mỗi nồi tỉ lệ bậc nhất với

tỉ số Q/K của các nồi tương ứng:

i

Ki Qi Ki

Qi k

Qi

Trong đó: Di- lượng hơi đốt của mỗi nồi, kg/h;

ri- ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi, J/kg;

2 1

1 1

3600

2116590

65 , 5189 3600

1 000659

, 0 83 , 10706 1

Trang 31

26,857

19,3051209

71 , 3844 3600

1 000659

, 0 42 , 10964 1

23,2329488

2

K Q

3600

2249350

34 , 3881 3600

1 000659 ,

0 9 , 10343

23,2425137

3

K Q

3 3 2 2 1 1 3

Q K

Q Ki

Qi n

i

Vậy, hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi:

27,11237

26,3559.88,56

27,11237

6,3158.88,56

27,11237

41,4519.88,56

Trang 32

2.6.5 Tính toán bề mặt truyền nhiệt:

Bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi:

02,18.26,857

19,3051209 1

Q

Nồi 2:

01,16.51,737

23,2329488 2

Q

Nồi 3:

88,22.6,536

23,2425137 3

Chiều cao ống truyền nhiệt là: h=3 m;

Bề dày ống truyền nhiệt: 2 mm

Suy ra đường kính trong của ống truyền nhiêt: dt = 53 mm

Thiết bị sử dụng là thiết bị ống tuần hoàn ngoài nên số ống được tính theo công thức

14,3.3.053,0

5,197





H d

F n

t

(ống)

Theo bảng qui chuẩn số ống truyền nhiệt V.11/48-[2], ta có nqc = 439 ống

Và với số ống được quy chuẩn trên, mạng ống được sắp xếp theo hình sáu cạnh (lục giác đều) với số hình sáu cạnh là 11, số ống trên đường xuyên tâm là 23 Tổng số ống không kể các ống trong hình viên phân là 397 ống

Trang 33

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths Lê Ngọc Trung Bảng 2.1 Đường kính buồng đốt

Bước ống (m)

Số ống trên đường xuyên tâm

(m) (XIII.8/360 – [2]) Trong đó: Dt: là đường kính trong của buồng đốt, (m)

: hệ số bền của thành hình trụ tính theo phương dọc, chọn=0,95 (theo bảng XIII.8/362 – [2])

C: hệ số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai chiều dày, (m); P: áp suất trong thiết bị (at);

[σ] -ứng suất cho phép gồm ứng suất kéo [σk],và ứng suất theo giới hạn chảy [σch];

 Ứng suất kéo:    

k

k k n

 , (N/m2); (XIII.1/355 – [2]) Với η là hệ số điều chỉnh,theo bảng XIII.2/356 – [2] ta chọn η = 0,9

nk là hệ số an toàn theo giới hạn bền theo bảng XIII.3/356 – [2] ta chọn nk = 2,6 (vật liệu hợp kim được cán, rèn dập);

σk giới hạn bền khi kéo theo bảng XII.4/309 – [2] ta chọn σk = 380.106 N/m2

  0,9 131,54.10 ( / )

6,2

10

m N

 (N/m2) (XIII.2/355 – [2]) Tương tự ta chọn : η = 0,9; nc = 1,5; σc = 240.106 N/m2

Trang 34

  0,9 144.10 ( / )

5,1

10

6

m N

C2 – là đại lựong bổ sung do hao mòn,trong trường hợp tính toán thiết bị hóa chất có thể bỏ qua C2

C3 – đại lượng bổ sung đo dung sai của chiều dày, phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu, theo bảng XIII.9/364 – [2] ta chọn C3 = 0,4 mm

,0.10.54,131.2

490500

22

th

C S

P C S

10 240 2 , 1

2 6

6

m N



Trang 35

95,0.104,16.2

766970

104,16

3

m N

Vậy bề dày 6 mm thỏa mãn nồi 1

Nồi 2: Áp suất trong thiết bị bằng áp suất hơi đốt Phđ : P =Phđ

Phđ2 = 2,726 at = 2,726.9,81.104= 267420,6 (N/m2)

6,26742095

,0.10.54,131.2

6,267420

22

th

C S

P C S

10 240 2 , 1

2 6

6

m N

71,435093

104,14

3

m N

Vậy bề dày 4 mm thỏa mãn nồi 2

Nồi 3: Áp suất trong thiết bị bằng áp suất hơi đốt Phđ : P =Phđ

Phđ3 = 1,21 at = 1,21.9,81.104= 118701(N/m2)

11870195

,0.10.54,131.2

118701

22

th

C S

P C S

Trang 36

Trong đó: Po là áp suất thử tính toán theo công thức sau:

10.2402,1

2 6

6

m N

7,219920

104,13

3

m N

2.7.1.4 Bề dày đáy buồng đốt:

Đáy cũng như nắp được chế tạo cùng loại vật liệu với thân thiết bị; đáy và nắp được nối với thân thiết bị bằng cách hàn, ghép bích hoặc hàn liền với thân Đối với thân hình trụ thẳng đứng, áp suất trong lớn hơn 7.104

N/m2, thường chọn đáy hình elip Chiều dày S được xác định theo công thức XIII.47/385-[2]:

h

D p k

p D S

b t h

8 , 3

φh là hệ số bền của mối hàn hướng tâm tra ở bảng XIII.8/362-[2]

φh = 0,95 (vật liệu thép cacbon, hàn giáp mối 2 bên)

k là hệ số không thứ nguyên xác định như sau:

Trang 37

2.49050095

,0.925,0.10.54,131.8,3

490500

Theo bảng XIII.11/384-[2], quy chuẩn S = 8 mm

Kiểm tra ứng suất thành của nắp thiết bị theo áp suất thử thủy lực bằng công thức:

2

10.95,199)0034,0008,0.(

5,0.95,0.925,0.6,7

766970)

0034,0008,0.(

5,0.24).(

p C S h D

b h

o b

2.6,26742095

,0.925,0.10.54,131.8,3

6,267420

2

10.43,113)

0034,0008,0.(

5,0.95,0.925,0.6,7

71,435093)

0034,0008,0.(

5,0.24).(

p C S h D

b h

o b

Trang 38

,0.925,0.10.54,131.8,3

1,118799

2

10.38,101)

0034,0006,0.(

5,0.95,0.925,0.6,7

7,219920

)0034,0006,0.(

5,0.24).(

p C S h D

b h

o b

t



Như vậy: σ < σc = 200.106

Do đó, S = 6 mm phù hợp cho đáy buồng đốt nồi 3

Như vậy, ta có thể chon bề dày đáy buồng đốt là 8 mm cho cả 3 nồi

Bảng 2.3 Bề dày đáy buồng đốt

Nồi Stính (m) S (m) σth.10-6

(N/m2)

σc/1,2.10-6(N/m2) Schọn (m)

Theo bảng XIII.6/359 – [2] ta chọn đường kính trong buồng bốc Db là 2,2 m

2.7.2.2 Chiều cao buồng bốc:

Thể tích không gian hơi xác định theo công thức:

Trong đó - Vkgh: thể tích không gian hơi (m3)

- W: lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị (m3)

Trang 39

-h: khối lượng riêng của hơi thứ (kg/m3)

- Utt: cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi trong một đơn vị thời gian(m3

/m3.h)

Với utt= f.Utt(1at) , m3/m3h ;

Ở đây Utt(1at)-cường độ bốc hơi thể tích cho phép khi p = 1at ,m3/m3.h;

71,3844

774,1.4

.4



b

kgh kgh

D

V H

34,3881

465,3.4

.4



b

kgh kgh

D

V H

62,3940



kgh

Định dạng
Số trang	78
Dung lượng	1,43 MB