Đồ án hóa công cô đặc xuôi chiều tuần hoàn cưỡng bức

PHẦN I_GIỚI THIỆU CHUNG I. GIỚI THIỆU VỀ SẢN PHẨM K2SO4 K2SO4 (Kali sunfat) lµ mét trong nh÷ng hîp chÊt v« c¬ quan träng ®­îc sö dông kh¸ phæ biÕn . K2SO4 là muối của H2SO4 và KOH, có nhiệt độ sôi cực đại là 46,70C . Trong công nghiệp sản xuất, do những yêu cầu về năng suất và chÊt l­îng sản phẩm mà người ta cần sử dụng K2SO4 ở dạng dung dịch với nồng độ đặc. Bởi vậy người ta phải tiến hành để làm tăng nồng độ của dung dịch lên giới hạn cho phép trong sản xuất. Một trong những phương pháp được làm phổ biến nhất hiện nay là phương pháp cô đặc dung dịch. II. SƠ LƯỢC VỀ QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC Quá trình cô đặc là quá trình làm đậm đặc dung dịch bằng việc đun sôi. Đặc điểm của quá trình này là dung môi được tách ra khỏi dung dịch ở dạng hơi, chất hoà tan được giữ lại trong dung dịch, do đó, nồng độ của dung dịch sẽ tăng lên. Khi bay hơi, nhiệt độ của dung dịch sẽ thấp hơn nhiệt độ sôi, áp suất hơi của dung môi trên mặt dung dịch lớn hơn áp suất riêng phần của nó ở khoảng trống trên mặt thoáng dung dịch nhưng nhỏ hơn áp suất chung.Trạng thái bay hơi có thể xảy ra ở các nhiệt độ khác nhau và nhiệt độ càng tăng thì tốc độ bay hơi càng lớn, còn sự bốc hơi (ở trạng thái sôi) diễn ra ngay cả trong lòng dung dịch( tạo thành bọt) khi áp suất hơi của dung môi bằng áp suất chung trên mặt thoáng , trạng thái sôi chỉ có ở nhiệt độ xác định ứng với áp suất chung và nồng độ của dung dịch đã cho. Trong quá trình cô đặc, nồng độ của dung dịch tăng lên, do đó mà một số tính chất của dung dịch cũng sẽ thay đổi. Điều này có ảnh hưởng đến quá trình tính toán, cấu tạo vá vận hành của thiết bị cô đặc. Khi nồng độ tăng, hệ số dẫn nhiệt , nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt  của dung dịch sẽ giảm. Ngược lại, khối lượng riêng , độ nhớt , tổn thất do nồng độ ’ sẽ tăng. Đồng thời khi tăng nồng độ sẽ tăng điều kiện tạo thành cặn bám trên bề mặt truyền nhiệt, những tính chất đó sẽ làm giảm bề mặt truyền nhiệt của thiết bị. 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 dùng hơi thứ để đun nóng cho một thiết bị ngoài hệ thống thì ta gọi đó là hơi phụ. Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong thiết bị cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, làm việc liên tục hoặc gián đoạn. Quá trình cô đặc có thể được thực hiện ở các áp suất khác nhau tuỳ theo yêu cầu kĩ thuật, khi làm việc ở áp suất thường thì có thể dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cô đặc trong chân không vì có ưu điểm là có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt ( khi áp suất giảm thì nhiệt độ sôi của dung dịch giảm dẩn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng). Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó nó có ý nghĩa kinh tế cao về sử dụng nhiệt. Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ của nồi này đưa vào đun nồi thứ hai, hơi thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba...hơi thứ nồi cuối cùng đi vào thiết bị ngưng tụ. Dung dịch đi vào lần lượt từ nồi nọ sang nồi kia, qua mỗi nồi đều bốc hơi môt phần, nồng độ dần tăng lên. Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm việc trong các nồi phải giảm dần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau.Thông thường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển. Trong các loại hệ thống cô đặc nhiều nồi thì hệ thống cô đặc nhiều nồi xuôi chiều được sử dụng nhiều hơn cả . Ưu điểm của loại này là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ sự chênh lệch áp suất giữa các nồi, nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, do đó dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là dung dịch được làm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước làm quá trình tự bốc hơi. Nhược điểm: nhiệt độ dung dịch ở các nồi sau thấp dần nhưng nồng độ của dung dịch lại tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh, kết quả hệ số truyền nhiệt sẽ giảm đi từ nồi đầu đến nồi cuối. Hơn nữa, dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi nên cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch.

Với năng suất: 7500 kg/h

Chiều cao ống gia nhiệt là 3 m

2.Các số liệu ban đầu:

Nồng độ đầu của dung dịch : 14%

Nồng độ cuối của dung dịch: 34%

Áp suất hơi đốt nồi 1 : 4atm

Áp suất hơi ngưng tụ: 0,2 atm

3 Nội dung các phần thuyết minh và tính toán:

MỤC LỤC

1 Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống W 7

5 Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi 8

6 Xác định áp suất, nhiệt độ hơi thứ ra khỏi mỗi nồi 9

9 Tính cân bằng hơi đốt, lượng hơi thứ cho từng nồi Sơ đồ cân bằng vật chất và

10 Tính toán hệ số cấp nhiệt, nhiệt lượng trung bình từng nồi 16

TÓM TẮT SỐ LIỆU TÍNH TOÁN THIẾT BỊ NGƯNG TỤ BAROMET 42

PHẦN I_GIỚI THIỆU CHUNG

I GIỚI THIỆU VỀ SẢN PHẨM K 2 SO 4

kh¸ phæ biÕn K2SO4 là muối của H2SO4 và KOH, có nhiệt độ sôi cực đại là

46,70C

x©y dung.

Trong công nghiệp sản xuất, do những yêu cầu về năng suất và chÊt lîng

vậy người ta phải tiến hành để làm tăng nồng độ của dung dịch lên giới hạn cho phép trong sản xuất Một trong những phương pháp được làm phổ biến nhất hiện nay là phương pháp cô đặc dung dịch.

II. SƠ LƯỢC VỀ QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC

Quá trình cô đặc là quá trình làm đậm đặc dung dịch bằng việc đun sôi Đặc điểm của quátrình này là dung môi được tách ra khỏi dung dịch ở dạng hơi, chất hoà tan được giữ lại trong dung dịch, do đó, nồng độ của dung dịch sẽ tăng lên Khi bay hơi, nhiệt độ của dung dịch sẽ thấp hơn nhiệt độ sôi, áp suất hơi của dung môi trên mặt dung dịch lớn hơn áp suất riêng phần của nó

ở khoảng trống trên mặt thoáng dung dịch nhưng nhỏ hơn áp suất chung.Trạng thái bay hơi có thể xảy ra ở các nhiệt độ khác nhau và nhiệt độ càng tăng thì tốc độ bay hơi càng lớn, còn sự bốc hơi (ở trạng thái sôi) diễn ra ngay cả trong lòng dung dịch( tạo thành bọt) khi áp suất hơi của dung môi bằng áp suất chung trên mặt thoáng , trạng thái sôi chỉ có ở nhiệt độ xác định ứng với

áp suất chung và nồng độ của dung dịch đã cho

Trong quá trình cô đặc, nồng độ của dung dịch tăng lên, do đó mà một số tính chất của dung dịch cũng sẽ thay đổi Điều này có ảnh hưởng đến quá trình tính toán,cấu tạo vá vận hành của thiết bị cô đặc Khi nồng độ tăng, hệ số dẫn nhiệt , nhiệt dungriêng C, hệ số cấp nhiệt  của dung dịch sẽ giảm Ngược lại, khối lượng riêng , độ nhớt

, tổn thất do nồng độ ’ sẽ tăng Đồng thời khi tăng nồng độ sẽ tăng điều kiện tạo thànhcặn bám trên bề mặt truyền nhiệt, những tính chất đó sẽ làm giảm bề mặt truyền nhiệt củathiết bị

Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc gọi là hơi thứ, hơi thứ ởnhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng một thiết bị khác, nếu dùng hơi thứ để đun nóngcho một thiết bị ngoài hệ thống thì ta gọi đó là hơi phụ

Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong thiết bị cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, làmviệc liên tục hoặc gián đoạn Quá trình cô đặc có thể được thực hiện ở các áp suất khácnhau tuỳ theo yêu cầu kĩ thuật, khi làm việc ở áp suất thường thì có thể dùng thiết bị hở,khi làm việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cô đặc trong chân không vì có ưu điểm là

có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt ( khi áp suất giảm thì nhiệt độ sôi của dung dịchgiảm dẩn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng)

Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó nó có ý nghĩakinh tế cao về sử dụng nhiệt Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt nhưsau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ của nồi này đưa vàođun nồi thứ hai, hơi thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba hơi thứ nồi cuối cùng đi vào thiết bịngưng tụ Dung dịch đi vào lần lượt từ nồi nọ sang nồi kia, qua mỗi nồi đều bốc hơi môtphần, nồng độ dần tăng lên Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải cóchênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suấtgiữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm việc trong các nồi phải giảmdần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau.Thông thường nồi đầu làm việc ở ápsuất dư, còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển

Trong các loại hệ thống cô đặc nhiều nồi thì hệ thống cô đặc nhiều nồi xuôi chiềuđược sử dụng nhiều hơn cả

Ưu điểm của loại này là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ sựchênh lệch áp suất giữa các nồi, nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, do đó dungdịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là dungdịch được làm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước làm quá trình

tự bốc hơi

Nhược điểm: nhiệt độ dung dịch ở các nồi sau thấp dần nhưng nồng độ của dungdịch lại tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh, kết quả hệ số truyền nhiệt sẽgiảm đi từ nồi đầu đến nồi cuối Hơn nữa, dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơnnhiệt độ sôi nên cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch

Trong công nghệ hoá chất và thực phẩm, Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phầndung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi ở nhiệt độ sôi; với mục đích:

+ 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

III_ SƠ ĐỒ _ MÔ TẢ QUÁ TRÌNH SẢN XUẤT

1) Sơ đồ dây chuyền hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều, gồm các thiết bị chính sau:

- Hai nồi cô đặc xuôi chiều cưỡng bức, thực hiện quá trình bốc hơi một phần dung môi

- Thiết bị đun nóng dung dịch đến nhiệt độ sôi

- Thiết bị ngưng tụ Baromet, ngưng tụ hơi nước hoặc hơi của chất lỏng không có giá trị hoặc không tan trong nước

- Bơm dung dịch và bơm hút chân không

- Các thùng chứa, ly chứa

2) Nguyên lý làm việc của hệ thống.

Dung dịch ban đầu có nồng độ thấp chứa trong thùng (1) qua bơm (2) được bơm lênthùng cao vị (3) Từ đây nó được điều chỉnh lưu lượng theo yêu cầu qua lưu lượng kế (4)trước khi vào thiết bị gia nhiệt (5) Tại thiết bị (5), dung dịch được đun nóng đến nhiệt độsôi bằng tác nhân hơi nước bão hòa và được cấp vào nồi cô đặc thứ nhất (6) , thực hiệnquá trình bốc hơi Dung dịch ra khỏi nồi 1 được đưa vào nồi thứ hai (7) Tại đây cũng xảy

ra quá trình bốc hơi tương tự như ở nồi 1 với tác nhân đun nóng chính là hơi thứ của nồithứ nhất (đây chính là ý nghĩa về mặt sử dụng nhiệt trong cô đặc nhiều nồi) Hơi thứ củanồi thứ 2 sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ (8) Ở đây, hơi thứ sẽ được ngưng tụ lại thành lỏngchảy vào thùng chứa ở ngoài; còn khí không ngưng đi vào thiết bị thu hồi bọt (9) rồi vàobơm hút chân không Dung dịch sau khi ra khỏi nồi 2 được bơm ra ở phía dưới thiết bị côđặc đi vào thùng chứa sản phẩm Nước ngưng tạo ra trong hệ thống được chứa trong cáccốc hoặc được tuần hoàn trở lại thiết bị hoá hơi, hoặc được đưa đi xử lý

Hệ thống cô đặc xuôi chiều (hơi đốt và dung dịch đi cùng chiều với nhau từ nồi nọsang nồi kia) được dùng khá phổ biến trong công nghiệp hóa chất Nhiệt độ sôi của nồitrước lớn hơn nồi sau, do đó, dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi 1) đều có nhiệt độ cao hơnnhiệt độ sôi, kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh đi và lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơithêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc hơi Nhưng khi dung dịch vào nồi đầu cónhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi của dung dịch, thì cần phải đun nóng dung dịch do đó tiêutốn thêm một lượng hơi đốt Vì vậy, khi cô đặc xuôi chiều, dung dịch trước khi vào nồinấu đầu cần được đun nóng sơ bộ bằng hơi phụ hoặc nước ngưng tụ

Nhược điểm của cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ của dung dịch ở các nồi sau thấp dần,nhưng nồng độ của dung dịch tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh, kếtquả là hệ số truyền nhiệt sẽ giảm từ nồi đầu đến nồi cuối

Các số liệu ban đầu:

- Nồng độ đầu vào của dung dịch: 14%

- Nồng độ cuối của dung dịch: 34%

- Áp suất hơi đốt nồi 1: 4atm = 4,132 at

- Áp suất hơi ngưng tụ: 0,2 atm = 0,2066 at

1 Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W)

d

c

x G

xd - Nồng độ đầu vào của dung dịch: xd = 14%

xc - Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 34%

Gd –Năng suất thiết bị: Gd = 7500 (kg/h)

7647 , 4411 )

34

14 1 (



2 Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi mỗi nồi.

- Gọi: W1 - Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 1: W1 (kg/s)

W2 - Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 2: W2 (kg/s)Giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 2 là :

d d i

d

G X x

G



 (CT 5,12T162 - [3])

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 1 là: 20 , 23 %

92 , 2310 7500

14 , 0 7500

X G x

d

d d

(2)Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2 là: x2 = 34%

4 Chênh lệch áp suất chung của hệ thống (ΔP)

ΔP được đo bằng hiệu số giữa áp suất đốt sơ cấp P1 ở nồi 1 và áp suất hơi thứ ởthiết bị ngưng tụ Png

= 4,132 – 0,2066 = 3,9254 (at)

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

- Giả thiết phân bố hiệu suất áp suất hơi đốt giữa các nồi như sau:

Áp suất hơi đốt nồi 1 là: P1 = 4,132at

Áp suất hơi đốt nồi 2 là: P2 = P1 - ΔP1 = 4,132 – 2,4796 = 1,652at

Áp suất hơi ngưng tụ là: Png = 0,2066at

- Nhiệt độ hơi đốt của nồi 1 và 2 được xác định bằng cách tra bảng I-251 [1-314]

Ứng với mỗi giá trị của áp suất tìm được ta tìm được nhiệt độ hơi đốt, nhiệt hóa hơi ri,nhiệt lượng riêng hơi nước i1 tương ứng như sau:

6 Xác định áp suất, nhiệt độ hơi thứ ra khỏi mỗi nồi

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

t’1 = t2 + ''

1

 = 113,636 + 1 = 114,636 (oC)t’2 = tng + ''

2

 = 60,294 + 1 = 61,294 (oC)Tra bảng I.250 [1-314] – Tính chất hóa lý của hơi nước bão hòa phụ thuộc vào nhiệt độ

t’1 = 114,636 (oC) Suy ra:

P’1 = 1,7075 ati’1 = 2706,227.103 (J/kg)r’1 = 2221,62.103 (J/kg)t’2 = 61,294 (oC) P’2 = 0,2177 at

i’2 = 2609,3.103 (J/kg)r’2 = 2354,1.103 (J/kg)

Bảng tổng hợp số liệu 1 :Nồi

x(%)P(at) t(0C) I

(103J/kg)

r(103J/kg) P’ (at) t’ (

7 Tính tổn thất nhiệt cho từng nồi

Trong thiết bị cô đặc xuất hiện sự tổn thất nhiệt độ Tổng tổn thất này bằng tổn thấtnhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi (∆') do cột ápsuất thủy lực (∆'') trong nồi và do trở lực thủy lực (∆''')

a/ Tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi (∆'):

10 62 , 2221

636 , 387 518 , 1 2

,

16

95 , 1 10 1 , 2354

294 , 334 54 , 42 2

b/ Tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao:

Tổn thất này do nhiệt độ sôi ở đáy thiết bị cô đặc luôn lớn hơn nhiệt độ sôi của dungdịch ở trên mặt thoáng Thường tính toán ở khoảng giữa ống truyền nhiệt:

g

h h P

10

1.)

h2 : Chiều cao ống truyền nhiệt, h2 = 3 m

ρddsi : Khối lượng riêng của dung dịch khi sôi

7 , 1177 ).

2

3 3 , 0 ( 7075

9 , 1286 ).

2

3 3 , 0 ( 2177

''   1  2  

d/ Tổng nhiệt độ tổn thất bằng:

  '  '  ' '  3,61 + 20,425 + 2 = 26,035[oC]

8 Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống

a Nhiệt độ hữu ích của hệ thống

Theo công thức (IV-325) ∆th = th - tng - ∑∆

th – Nhiệt độ hơi đốt nồi 1

tng – nhiệt độ hơi thứ vào thiết bị ngưng tụ

∆thi = 144,378 – 61,294 – 26,035 = 57,049 (0C)

b Hiệu số nhiệt hữu ích trong mỗi nồi: là hệ số nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt

độ sôi trung bình của dung dịch cô đặc.

∆thi i = ti – tsi

Nồi 1: có ts1 = t’1 + ∆1’ + ∆1’’ = 114,636 + 1,66 + 3,624 = 119,92 (oC)

∆thi1 = t1 – ts1 = 144,378 – 119,92 = 24,458 (0C)Nồi 2: có ts2 = t’2 + ∆2’ + ∆2’’ = 61,294 + 1,95 + 16,801 = 80,045(0C)

∆thi2 = t2 – ts2 =113,638 – 80,045 = 33,593( oC)Bảng tổng hợp số liệu 2

Giải thích các kí hiệu trong sơ đồ:

- Gđ : Lượng hỗn hợp đầu đi vào thiết bị; kg/h

Gđ = 7500 kg/h

- D : Lượng hơi đốt vào nồi thứ nhất; kg/h

-W1, W2 : Lượng hơi thứ bốc lên từ nồi 1,2 ; kg/h

- C0; C1; C2: Nhiệt dung riêng của hơi đốt nồi 1, nồi 2 và ra khỏi nồi 2; J/kg.độ

- Cnc1, Cnc2 : Nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, nồi 2; J/kg độ

- tso, ts1, ts2 : Nhiệt độ sôi của dung dịch đầu, dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2; oC

- θ1, θ2 : Nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2 ; oC

- i1, i2 : Nhiệt lượng riêng của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2; J/kg.độ

- i'1, i'2 : Nhệt lượng riêng của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2; J/kg.độ

- Qm1, Qm1 : Nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2;

b Hệ phương trình cân bằng nhiệt:

Được thành lập dựa trên nguyên tắc:

Tổng nhiệt đi vào = Tổng nhiệt đi raNồi 1:

1 1 1 1

1 1 1

2 1 1 1 2

 Nhiệt dung riêng của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2 và ra khỏi nồi 2:

- Dung dịch vào nồi 1 có nồng độ x = 14 %

 C3 = 16800 J/kg.nguyên tử.độ

Vậy:

9425 , 814 174

16800 4 22600 26000

 Nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh 2 nồi:

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

()(

95

,

0

)(

)'

(

1 1 2 2 2 2

1 1 2 2 2

2 2 1

s nc

s s

đ s

t C i C

i

t C t C G t

C i

95 , 0

) (

) '

(

1 1 1

0 0 1 1 1

1 1 1



nc

s s

đ s

C i

t C t C G t

C i

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

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

t H

 

 (W/m2.độ) (19)Đối với nước hệ số A có trị số phụ thuộc vào nhiệt độ màng (tm) theo công thức (II-28)

H – Chiều cao ống truyền nhiệt H = 3(m)Nồi 1: Ta có tm1 = t1 - 11

2

t



144,378- 3,348 = 143,58 (0C) Tra hệ số A theo tm1 : Bảng (II-40) Tra bảng ta được A1 = 195,18

Thay số vào công thức (19) ta được hệ số cấp nhiệt :

60 , 9553 486

, 2 3

10 832 , 2137 18

, 195 04 ,

Thay số vào công thức (19) ta được hệ số cấp nhiệt :

95 , 8002 83

, 3 3

10 4 , 2224

176 , 184 04 ,

3

* Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ

q1i – nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ nồi thứ i

Theo công thức (III-43)

r1, r2 – Nhiệt trở cặn bẩn ở hai phía của thành ống.

Nhiệt trở cặn bẩn bám trên bề mặt truyền nhiệt: r1 = 0,387.10-3 (m2.độ/W)

Nhiệt trở chất tải nhiệt (nước bẩn lẫnh dầu nhờn) r2 = 0,232.10-3 (m2.độ/W)

 -Bề dày ống truyền nhiệt: = 0,002 (m)

- Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt  = 46 (W/m2.độ)

Từ đó ta tính được: r= 0,387.10-3 + 0,232.10-3 + 0,002

46 = 6,62478.10-4 (W/m2.độ)Suy ra: t T1q11.r = 22794,889 6,62478.10 = 15,624 (0C)

Cdd1 = 3470,32 (J/kg độ) Cdd2 = 3039,84 (J/kg độ) Tra hệ số dẫn nhiệt của nước - tra bảng (I.249); (I-310)

- Khối lượng riêng của chất lỏng (kg/m3)

M- Khối lượng mol của chất lỏng

A- Hệ số tỷ lê, phụ thuộc tính chất của chất lỏng (Đối với chất lỏng kết hợp (nước

23,20

174

23,2201

2 3

1 4

2 1

4 2 1

K

SO K

M

x M

x M

34 174

34

1 2

4 2 2

4 2 2

x M x

SO K

SO K

7 , 1177

= 0,5495(W/m độ)

dd2

 = 3,58.10-8 3039,84 1286,9.3

8936 , 25

9 , 1286

= 0,5149(W/m độ)

* Tính độ nhớt nước ngưng, độ nhớt của dung dịch

Tra bảng I.104 [I-96] xác định độ nhớt của nước ở nhiệt độ > 1000C

nc C

dd

(Cp)

nc

(Cp)

1 1177,7 943,1 4297,945 3470,32 0,5495 0,6859 0,399 0,2322

2 1286,9 971,74 4239,18 3039,84 0,5149 0,675 0,436 0,3563

Thay số vào công thức (24) ta có:

Nồi 1:21= 45,3 1,70750,5 6,5482,33 0,7256 = 3423,8 (W/m2.độ)

Nồi 2: 22= 45,3 0,21770,5 9,4072,33 0,8623 = 3379,103 W/m2.độ)

* Tính tải nhiệt riêng về phía dung dịch

q2i =  2i t2i (w/m2) (26)Nồi 1: q21 =3423,81 6,548 = 22419,108 (W/m2)

q

q q

q

889 , 22794

108 , 22419 889

, 22794

q

q q

q

23 , 30561

22 , 31787 23

, 30561

11 Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi

Tính theo phương pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau

Theo công thức (III-154)

Ki = tbi

i

q t

 (W/m2độ) (27)Nồi 1: 11 21



r D

= 1293815,93 (W/m2)

2

064 , 30968 23

, 30561 2

22 12

84 , 3039 ).

92 , 2310 7500

( 10 1 , 2354 84 ,

1426107,25(W)

12 Tính hiêu số nhiệt độ hữu ích từng nồi

Tính hệ số nhiệt hữu ích từng nồi

i i

K Q K

Q T

93 , 1293815

25 , 1426107



48,320173

,180175

,1399/

38 , 25 48 , 3201

75 , 1399 05 , 58

*

67 , 32 48 , 3201

73 , 1801 05 , 58

*

13 So sánh *

i T

 và T i tính sai số

485 , 24

38 , 25 458 , 24 100

1

* 1 1

T

593 , 33

67 , 32 593 , 33 100

2

* 2 2

Bảng số liệu số 8

Nồi K i

(W/m2độ)

i Q

(W)

i T

(0C)

*

i T

(0C)

Sai số Ti(%)

1 924,32 1293817,93 24,458 25,38 3,7%

2 791,52 1426107,25 33,593 32,67 2,78%

14 Tính bề mặt truyền nhiệt F

F- Tính theo phương thức bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau

Tính theo công thức (III-145)

93 , 1293815

25 , 1426107

Vậy F1 = F2 = 55,15 m2

PHẦN III

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ

1 Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

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

- Do kết cấu của thiết bị trao đổi nhiệt, nên lưu thể sạch (không tạo ra cặn bẩn trên

bề mặt truyền nhiệt, làm giảm hệ số dẫn nhiệt) người ta cho đi khoảng không gia ngoàiống, còn lưu thể nào tạo ra cặn bẩn trong quá trình làm việc thì cho đi qua ống Ngoài ra

Trong đó: F: Lưu lượng hỗn hợp đầu ; F = 7500 kg/h = 2,0833 (kg/s)

tF: Nhiệt độ sôi của hỗn hợp theo yêu cầu tF = tso = 144,378 (0C)

CP - Nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại tF: CP = Co = 3599,96 (J/kg độ)

tf - Nhiệt độ của dung dịch vào, Giả sử tf = 300C

Tính Q = 2,0833.3599,96.(144,378-30) = 858711,74(W)

2 Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa 2 lưu thể

- Hiệu số nhiệt độ lớn

378 , 114 30 378 ,

378 , 114

c d tb

t t

lg3,

485 , 24

378 , 114 lg 3 , 2

485 , 24 378 , 114

3 Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể

*) Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi đốt ngưng tụ theo công thức 1.63 [QTTB3_T40]

4 1

2,04

r A

t H

 

 (W/m2.độ)

Trong đó: r - Ẩn nhiệt ngưng tụ lấy theo nhiệt độ hơi bão hoà (J/kg )

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

1

t

 - Chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống truyền nhiệt

A- Hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng

Ở nhiệt độ t1 = 144,378 (0C) - Suy ra r = 2137,832.103 (J/kg) (Bảng số liệu 1)

- Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm thẳng đứng với:

10 832 , 2137

86 , 194 04 , 2

r

rt P

  

 

1,23 [QTTB 3 _25]

Prt- Chuẩn số Praudtl của dòng tính theo nhiệt độ trung bình của tường

Pr, Re: Chuẩn số Praudlt, chuẩn số Reynol tính theo nhiệt độ trung bình của dòng

- Hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số chiều dài L và đường kính củaống

025 ,

+ Tính chuẩn số Pr: Theo công thức 1,22 [2-21]

Pr = C  p.



Trong đó:

Cp - Nhiệt dung riêng của dung dịch phụ thuộc vào nồng độ, Cp= Co = 3599,96 (J/kg.độ)

- Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp ở nhiệt độ trung bình, theo công thức I,32 [1-123]

3 p

- Khối lượng riêng của dung dịch ở nhiệt độ ttb = 85,998 0C, x = 20,23%

Theo bảng I.59 [1-46] Suy ra k2so4  1177 , 7 kg/m3

M - Khối lượng mol phân tử, nồi 1 M1= 22,233



233 , 22

7 , 1177

7 , 1177 96 , 3599 24 , 3516 10

p

C

57 , 0

399 , 0 96 , 3599



* Tính chuẩn số Prandtl tính theo nhiệt độ tường

- Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ

1 1

Cpt = Cdd1 = 3470,32 (J/kg.độ)

- Khối lượng riêng của dung dịch tại nhiệt độ 125,35 (0C) Tra bảng I.59 [1-46]

Suy ra dd2= 1178,5 (kg/m3)

Độ nhớt của dung dịch Tra bảng [I_100] có = 0,3526(Cp) = 0,3526.10-3 (N.s/m2)

- Hệ số dẫn nhiệt của tường

3 pt

C





=3470,32.00,,553526.103 =2,225

- Tính chuẩn số Nussel

Nu = 0,021.1.105000,8 2,5190,43

25 , 0

225 , 2

519 , 2

94 , 31268 31928

100

1

2 1

q



- Nhiệt tải trung bình

) / ( 46 , 31598 2

53 , 31598 31928

2

2 2

74 ,

m q

5 Số ống truyền nhiệt cần dùng là:

65 , 114 3 025 , 0 14 , 3

27



H d

F n

- Số ống trùm đường xuyên tâm của hình 6 cạnh là 13

- Tổng số ống không kể các ống trong hình viên phân: 127 ống

- Số ống trong các hình viên phấn = 0

6 Tính đường kính trong của thiết bị đun nóng

- Theo công thức V.40 [2-49]

D = t.(b - 1) + 4.dn (m)Trong đó: t - bước ống thường chọn t = 1,2 - 1,5 dn

dn: Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt dn = 0,029 (m)b- Số ống trên đường xuyên tâm của thiết bị truyền nhiệt

b = 2a - 1a- Số vòng lớn nhất trên vòng ngoài của thiết bị a= 7

b = 2a - 1 Suy ra b = 2.7 -1 = 13Chọn t = 1,4.dn = 1,4 0,029 =0,0406

Suy ra: W t 3,14.0,0254.2,20833.127.1177,7 = 0,0284 (m/s)

- Xác định vận tốc giả thiết:

1423 , 0 7 , 1177 025 , 0

10 399 , 0

W

W W

0833 , 2 4

.

4

D = 600 (mm) - Đường kính trong của thiết bị

H = 3m - Chiều cao giữa hai mặt bích

8 Tính thùng cao vị

Thùng cao vị là nơi chứa dịch trước khi đưa vào thiết bị trao đổi nhiệt đầu Nhờống chảy tràn nên mức chất lỏng trong thùng cao vị được giữ không đổi để duy trì từ ápsuất trong quá trình cấp liệu

8.1_ Các trở lực trong quá trình cấp liệu

a) Trở lực trong ống dẫn từ thùng cao vị đến thiết bị gia nhiệt

Pm = Pms1 + Pcb1 + Pw1 (N/m2)Trong đó: Pms1 - Trở lực ma sát

Pcb1 - Trở lực cục bộ1

W

P

 - Áp suất động lực học của chất lỏng trong ống

Giả thiết: - chiều dài ống l1 = 9m

- Đường kính ống do = 0,12m

- Áp suất động lực học của chất lỏng trong ống

86710 , 1 4

4

2

3 2

0

1 0

V

22 , 15 2

1652 , 0 9 ,

12 , 0 9 , 1115 1652 , 0

3 

 >104 Chế độ chảy xoáyTính hệ số ma sát  theo công thức II.65 [1-380]



= 8 , 33 10 4

120

1 ,

 (theo II.66 [1-377])

028 , 0 7

, 3 10 33 , 8 18

, 18738 81 , 6 lg 2 7

, 3 Re

81 , 6 lg

.

2

2 4 9

, 0 2

9 , 0

962 , 31 22 , 15 12 , 0

9 028 , 0

- Trở lực cửa vào từ thùng cao vị vào ống, với cạnh nhẵn = 0,5

- Trở lực do đột mở từ ống vào thiết bị gia nhiệt có đường kính D = 0,6(m)

- Tiết diện đầu thiết bị chia 5 ngăn

5

6 , 0 785 , 0 5

785 ,

0113 , 0 1 1

2 2

- Trở lực do van, giả thiết van mở 100%:  = 4,22 (tra bảng No37 [1- 397] (do d = 0,12m)

- Trở lực do ống chuyển hướng (giả thiết 2 khuỷu hình chữ Z mặt cắt hình vuông dòng

ngoặt đột ngột)  = 0,9 [1 - 395]  Chọn L 0,6

b  (bảng N0 32)Tính: P cb1 (0,5+0,64+4,22+2.0,9)15,22 = 158,975





81 , 9 9 , 1115

1572 , 156

10 927 , 1 4

4

2

3 2

0

2 1

V

62 , 15 2

17 , 0 12 ,

12 , 0 12 , 1081 17 , 0

3 

 > 104Chế độ chảy xoáyTính  theo công thức II.65 [1- 380]

, 3 10 33 , 8 95

, 48912 81 , 6 lg 2 7

, 3 Re

81 , 6 lg

.

2

2 4 9

, 0 2

9 , 0

5 , 1 0237 , 0

0113 , 0

968 , 118

10 482 , 1 4

4

2

5 2

3 1



  (N/m2) II.56 [ST1_377]

Trong đó: l3 - Chiều dài ống trao đổi nhiệt l3 = 2 (m)

d3 - Đường kính ống trao đổi nhiệt d3 = 0,025(m)

3

 - Hệ số ma sát

 = 0,1 3

2,94.1034

025 , 0 9 , 1106 03 , 0

3 

 < 4000Chế độ chảy quá độTính  theo công thức II.59 [1- 380]

=0,3164/Re0,25 = 0,3164/2080,640,25 = 0,0468