đồ án công nghệ cô đặc Na2CO3 năng suất 15000 kg trên giờ

Đáng lưu ý là trong quátrình cô đặc nồng độ của chất tan tăng, ảnh hưởng đến quá trình tính toán của thiết bị.Khi đó hệ số dẫn nhiệt λ, nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt α giảm, đồng t

LỜI NÓI ĐẦU

Đối với một sinh viên chuyên ngành công nghệ hóa học, việc nắm vững các kiếnthức 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 cóthể thiết kế, vận hành tốt một quá trình sản xuất và chế biến, mà còn biết cách tối ưuhóa 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 thật sự mang đến cho em vàtất cả sinh viên khác cơ hội để hình dung lại kiến thức đã học và liên hệ thực tiễn sảnxuất, chế biến Để thiết kế được một đề tài, sinh viên cần phải nắm vững tổng quát cáckiến thức về các quá trình thủy lực, truyền nhiệt và chuyển khối

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

 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 củathầy Dương Khắc Hồng 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 gởi lời cám ơn

đến thầy Dương Khắc Hồng 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 đượcnhiều kinh nghiệm và kiến thức cho bản thân



MỤC LỤC

LỜI NÓI ĐẦU 1

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

I TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM 5

II CƠ SỞ VÀ PHƯƠNG PHÁP CÔ ĐẶC 7

III THIẾT MINH SƠ ĐỒ CÔNG NGHỆ 8

CHƯƠNG 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH I CÂN BẰNG VẬT LIỆU 10

1) Lượng hơi thứ bốc hơi ra khỏi hệ thống 10

2) Sự phân bố hơi thứ trong các nồi 10

3) Nồng độ dung dịch ở từng nồi 11

II PHÂN BỐ ÁP SUẤT LÀM VIỆC TRONG CÁC NỒI 11

III TỔN THẤT NHIỆT ĐỘ Ở MỖI NỒI 12

1) Tổn thất nhiệt độ đo nồng độ (∆ '¿ 12

2) Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆ 13

3) Tổn thất do trở lực của đường ống (∆ ' ' '¿ 16

4) Tổn thất do toàn bộ hệ thống 16

5) Hiệu số hữu ích trong toàn hệ thống và trong từng nồi 16

IV.TÍNH NHIỆT LƯỢNG, NHIỆT DUNG RIÊNG,ẨN NHIỆT NGƯNG TỤ 17

1) Tính nhiệt lượng riêng 17

2) Tính nhiệt dung riêng của dung dịch C, J/kg.độ 17

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

V LẬP PHƯƠNG TRÌNH CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG VÀ TÍNH LƯỢNG HƠI ĐỐT CẦN THIẾT 18

VI.CÁC THÔNG SỐ KỸ THUẬT CHÍNH 21

1) Độ nhớt 21

2) Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch 23

3) Hệ số cấp nhiệt 24

4) Hệ số phân bố nhiệt hữu ích 30

5) Tính toán bề mặt truyền nhiệt 32

VII.TÍNH TOÁN CÁC THIẾT BỊ CHÍNH 32

1) Buồng đốt 32

2) Buồng bốc 38

3) Cửa làm vệ sinh 44

VIII.ĐƯỜNG KÍNH CÁC ỐNG DẪN 44

1) Đường kính ống dẫn hơi đốt 44

2) Đường kính ống dẫn hơi thứ 46

3) Đường kính ống dẫn dung dịch 46

4) Đường kính ống tháo nước ngưng 48

IX.BỀ DÀY LỚP CÁCH NHIỆT CỦA THIẾT BỊ 50

1) Bề dày lớp cách nhiệt cho các ống dẫn 50

2) Bề dày lớp cách nhiệt cho thân thiết bị 52

X.MẶT BÍCH 54

XI.TAI TREO 56

1) Trọng lượng thân thiết bị 56

2) Tải trọng của ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn ngoài 57

3) Trọng lượng của dung dịch trong thiết bị 57

4) Trọng lượng vĩ ống 58

5) Trọng lượng đáy buồng đốt 58

6) Trọng lượng nắp buồng đốt 58

7) Trọng lượng của bích 58

8) Trọng lượng của hơi 60

9) Trọng lượng của lớp cách nhiệt 61

CHƯƠNG 3: TÍNH VÀ CHỌN CÁC THIẾT BỊ PHỤ I.- THIẾT BỊ NGƯNG TỤ BAROMET 63

1) Lượng nước lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngưng tụ 63

2) Lượng không khí và không khí ngưng cần hút ra khỏi thiết bị 63

3) Đường kính thiết bị ngưng tụ 64

4) Kính thước tấm ngăn 64

5) Chiều cao thiết bị ngưng tụ 65

6) Kính thước ống Baromet 66

7) Chiều cao ống Baromet 66

II.- TÍNH TOÁN VÀ CHỌN BƠM 68

1) Bơm chân không 68

2) Bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị Baromet 69

3) Bơm ly tâm bơm dung dịch vào thùng cao vị 72

III.-THIẾT BỊ GIA NHIỆT DUNG DỊCH ĐẦU 73

1) Tính các dữ kiện ban đầu 73

2) Tính bề mặt truyền nhiệt 74

3) Chia ngăn cho thiết bị 76 TÀI LIỆU THAM KHẢO 77

CHƯƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM, PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ,

CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ I.- TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM

Trong hầu hết các ngành công nghiệp hiện nay, các hóa chất được sản xuất từngành công nghiệp hóa chất có một vai trò không thể thiếu và được ứng dụng rộng rãi.Nali carbonate (tên thường gọi là sô đa) với công thức hóa học Na2CO3, là một trongnhững hóa chất thông dụng đó Với nhiều ứng dụng trong thực tiễn, hiện nay Na2CO3đang được sản xuất ngày càng lớn

 Các tính chất vật lý của Na 2 CO 3

Công thức phân tử Na2CO3

 Trong công nghiệp, natri cacbonat được dùng để nấu thủy tinh, xà phòng

 Sản xuất keo dán gương, thủy tinh lỏng

II.- CƠ SỞ VÀ PHƯƠNG PHÁP CÔ ĐẶC

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

 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 hơitrên 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 dungmôi cân bằng với áp suất chung trên bề mặt thoáng của chất lỏng Khác với quá trìnhchưng luyện, trong quá trình cô đặc, chỉ có dung môi bay hơi Đáng lưu ý là trong quátrình cô đặc nồng độ của chất tan tăng, ảnh hưởng đến quá trình tính toán của thiết bị.Khi đó hệ số dẫn nhiệt λ, nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt α giảm, đồng thời khốilượng riêng ρ, độ nhớt μ, 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, dòngđiện, 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, vìnhững ưu điểm như sau:

 Dung dịch tự di chuyển từ nồi này sang nồi khác nhờ sự chênh lệch ápsuất 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 bằnghơi nước, ngoại trừ nồi đầu tiên, dung dịch đi vào nồi thứ 2, 3 có nhiệt độcao hơn nhiệt độ sôi, do đó dung dịch được làm lạnh, lượng nhiệt này sẽlàm bốc hơi thêm 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 dẫnđến đối lưu dễ dàng

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

III.- 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) trướckhi vào hệ thống cô đặc Sau đó, dung dịch được bơm qua thiết bị gia nhiệt (5) để nângđến 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 Dungdịch 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 vàobaromet 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 đưavào bể chứa (8)

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

CHƯƠNG 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH

I.- CÂN BẰNG VẬT LIỆU

Các số liệu ban đầu:

Dung dịch cô đặc: Na2CO3Năng suất dung dịch đầu: 15000kg/hNồng độ đầu:10%

Nồng độ cuối:25%

Áp suất hơi nồi 1:4at

Áp suất còn lại trong thiết bị ngưng tụ:0,25at

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:

x

Theo số liệu đề tài ta có lượng hơi thứ bốc ra toàn hệ thống là:

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: W1:W2:W3=1:1,1:1,2

Từ cách chọn tỷ lệ này ta tính được lượng hơi thứ bốc ra từng nồi theo công thức: W = W1 + W2 + W3

Nồi 1: W1=3,3

W

=

90003,3 =2727,27 (kg/h)

Nồi 2: W2=1,13,3

W

=1,1

90003,3 = 3000 (kg/h)

Nồi 3:W3=1,23,3

W

=1,2

90003,3 =3272,72 (kg/h)

Nồng độ của dung dịch nồi 3: x3=25%

II.-PHÂN BỐ ÁP SUẤT LÀM VIỆC TRONG CÁC NỒI

Gọi P1, P2, P3, Pnt là áp suất hơi đốt trong các nồi 1, nồi 2, nồi 3 và thiết bị nghưng tụ

Giả sử sự giảm áp suất xảy ra giữa các nồi là không bằng nhau và giảm theo tỷ

lệ sau: 1

i i

W

W =1,02Vậy áp suất làm việc ở từng nồi là:

Gọi thđ1, thđ2, thđ3, tnt là nhiệt độ của hơi đốt đi vào nồi 1, nồi 2, nồi 3 và thiết bịngưng tụ.

Gọi 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

Bảng 1.1

P 1 (at) t o C P 2 (at) t o C P 3 (at) t o C P nt (at) t o C

Ta sử dụng công thức Tisencô:

Trong đó: ∆’o 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 ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc (J/kg)Dựa vào bảng (VI.2/65 - [2]) ta biết được tổn thất nhiệt độ ∆’o theo nồng độ

a (% khối lượng)

Bảng 1.2

∆’ o ( o C) 1,19 1,88 3,25

Dựa vào (I.251/314 - [1]) ta xác định được nhiệt hóa hơi r theo áp suất hơi thứ:

Bảng 1.3

Vậy, ta tính được tổn thất nhiệt độ do nồng độ theo các công thức trên

Suy ra tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ của hệ thống:∑ ∆’=6,008

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 mặt thoáng gọi là tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy 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

Theo CT VI.12/55-[2], ta có:

Ptb = Po + (∆h + h2)ρddsoi.g

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 = 3m cho cả 3 nồi.

 ρddsoi là khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3)

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 là áp suất hơi bão hòa trên bề mặt thoáng của dung dịch

Ps là 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=12,22% → ts1= 101,359oC (theo bảng I.204/236-[1])

Pht=2,297 at và áp suất hơi bão hòa của nước nguyên chất Ps= 1,087at

Tính toán tương tu như ở trên cho nồi 2,3 ta được bảng sau bảng sau:

Bảng 1.5 Tính áp suất trung bình giữa ống truyền nhiệt

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

Áp suất mặt thoáng dung dịch (áp suất khí

IV.-TÍNH NHIỆT LƯỢNG, NHIỆT DUNG RIÊNG, ẨN NHIỆT NGƯNG TỤ

1 Tính nhiệt lượng riêng

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

Nhiệt dung riêng của dung dịch trước khi cô đặc:

Vì xd = 10% <20% nên áp dụng công thức I.43/152-[1]

C1 = 4186(1-x) → C0 = 4186(1-0,1) =

Nhiệt dung riêng của dung dịch sau khi ra khỏi nồi 1

Vì xd = 16,18% <20% nên áp dụng công thức I.43/152-[1]

C2 = 4186(1-x) → C0 = 4186(1-0,1618) =

Nhiệt dung riêng của dung dịch sau khi ra khỏi nồi 2

Vì xd = 25% <20% nên áp dụng công thức I.44/152-[1]

C3 = Cht .x3 + 4186(1- x3) = 1036,79.0,25 + 4186(1-0,25) = 3398,7

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

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

Mct.Cht = nk.Ck + nc.Cc + no.Co

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

Nhiệt dung riêng của dung dịch ở nồi 3

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 cho hệ thống ống đi làm hơi đốt cho nồi sau là 1oC

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 nõi suy theo bảng I.249/310 – [1]

- 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 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)

- θ1, θ2, θ3 là nhiệt độ nước ngưng nồi 1, 2 , 3 (oC)

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

Phương trình cân bằng nhiệt lượng: ∑Qvào = ∑Qra

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

Dung dịch (ở nồi 2 ra) mang vào (Gđ – W1 – W2)C2.t2

Giả thiết nhiệt cung cấp cho quá trình cô đặc chỉ là nhiệt ngưng tụ thì có thể

xem nhiệt độ nước ngưng bằng nhiệt độ hơi đốt: θ = thd

Từ phương trình (2) và (3), với số liệu ở bảng trên, ta tính được:

Lượng hơi nước vào nồi 1 tính theo phương trình cân bằng nhiệt lượng nồi 1:

VI.-CÁC THÔNG SỐ KỸ THUẬT CHÍNH

1) Độ nhớt

Ta sử dụng công thức Paplov:

Trong đó: t1, t2 nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt tương ứng μT1, μT2

θ1, θθ 2 θlà nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.

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

 t1 = 30 oC ,tra bảng I.44/41-[1],được khối lượng riêng d1 = 1,1614 g/cm3

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

CN = n CM = (n.C%.10.d)/M

Trong đó : C% là nồng độ dung dịch Na2CO3

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

D là khối lượng riêng của dung dịch Na2CO3

Suy ra: CN =2,68 (dlg/l)

Tra toán đồ I.21/102-[1],ta có μT1 = 1,7 (N.s/m2)

 Nhiệt độ của nước ứng với μT1 : θθ 1 θ= 0,5 oC

 t2 = 40 oC,tra bảng I.44/41-[1],được khối lượng riêng d2 =1,1163 g/cm3

Suy ra: CN =2,54

Tra toán đồ I.21/102-[1],ta có μT1 = 1,7 (N.s/m2)

 Nhiệt độ của nước ứng với μT2 : θθ s θ= 10 oC

 Suy ra: K = 1,053 Mà

2 2

s s

s

= 86,52 oC Tra bảng I.104/96-[1], μ1 = 0,3296.10-4 (N.s/m2)

 Nồi 2: x1 = 16,18% , chọn chất chuẩn là nước

 t1 = 30 oC ,tra bảng I.44/41-[1],được khối lượng riêng d1 = 1,1650 g/cm3

Suy ra: CN =3,56 (dlg/l)

Tra toán đồ I.21/102-[1],ta có μT1 = 1,7 (N.s/m2)

 Nhiệt độ của nước ứng với μT1 : θθ 1 θ= 19,84 oC

 t2 = 40 oC,tra bảng I.44/41-[1],được khối lượng riêng d2 =1,1365 g/cm3

Suy ra: CN =3,47(dlg/l)

Tra toán đồ I.21/102-[1],ta có μT2 = 1,73 (N.s/m2)

 Nhiệt độ của nước ứng với μT2 : θθ 2 θ= 15,16 oC

 Suy ra: K = 2,135 Mà

2 2

s s

s

= 45,82 oC Tra bảng I.104/96-[1], μ2 = 0,5962.10-4 (N.s/m2)

 Nồi 3: x1 = 25% , chọn chất chuẩn là nước

 t1 = 30 oC ,tra bảng I.44/41-[1],được khối lượng riêng d1 = 1,2203 g/cm3

Suy ra: CN =5,76 (dlg/l)

Tra toán đồ I.21/102-[1],ta có μT3 = 4 (N.s/m2)

 Nhiệt độ của nước ứng với μT3 : θθ 3 θ= 24,375 oC

 t2 = 40 oC,tra bảng I.44/41-[1],được khối lượng riêng d2 =1,1365 g/cm3

Suy ra: CN =5,36 (dlg/l)

Tra toán đồ I.21/102-[1],ta có μT2 = 2,9 (N.s/m2)

 Nhiệt độ của nước ứng với μT2 : θθ 2 θ= 21,25 oC

 Suy ra: K = 3,2 Mà

2 2

s s

2) Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Tính theo công thức (I.32/123-[1])

λ= A.Cp.ρ M

,W/m.độ ;Trong đó: CP là nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch (J/kg.độ)

ρ là khối lượng riêng của dung dịch (kg/m3)

M là khối lượng mol của dung dịch (g/mol)

A là hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng;

lấy A = 3,58.10-8Trong đó: M = miMct + (1 – mi) MH2O

Mà : mi= 2

(1 )

i ct

x M

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 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 quá 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 α2với 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: q 1 θ= θα 1 ∆tt 1 (4.3)Trong đó: ∆t1 là hiệu số nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi ngưng tụ (nhiệt độ bão hòa)

Trong đó :A = (

2 3 0,25

)

 

 ,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:

Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3

tt là nhiệt độ bề mặt thành ống phía dung dịch

to là nhiệt độ của chất lỏng sôi

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

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

0,565 2 0,435

( d) [( d) ( d).( n)]

C C

Bảng 1.11 Các thông số của dung dịch

Với nhiệt độ của nồi 1 là ts1 =127,74 oC, ts2 = 110.44 oC, ts3 = 98.65 oC

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

0,684 927,18 4284,38 0,3296 =0,803

Tương tự cho nồi 2,nồi 3 ta được





 = 1,068

Ta có: tT2 = thđ – ∆t1 – ∆t

Mà: ∆t = q1.∑r (với ∑r là tổng nhiệt trở)

∑r = r1 + r2 + r3

Trong đó: ∆t: hiệu số nhiệt độ hai bên thành thiết bị

r1: là nhiệt trở của nước ngưng

Với ống truyền nhiệt người ta thường dùng thép CT3 có bề dày δ=¿ 2 (mm)

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

Tính hệ số cấp nhiệt của nước theo công thức: α n = 3,14.p0,15.q0,7 (W/m2.độ)

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 – ∆t = Thd – ∆t1 – ∆t (oC)

Lần lượt tính cho mỗi nồi:

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:

3 1

( )

i i

i

Q K

Q K

Qi: nhiệt lượng cung cấp (J)

Ki: hệ số truyền nhiệt (W/m2.độ)

Ta có: Qi =

.3600

i i

D r

Trong đó: Di: lượng hơi đốt của mỗi nồi (kg/h)

ri: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi (J/kg)

Q

K =

2424663, 43

908, 68 =2668,35Tính toán tương tự cho nồi 2 và nồi 3 ta có:

 Nồi 2: Q2 =

2 2.3600

Q

K =1682,56

 Nồi 3: Q2 =

3 3.3600

D r

=1938053,83 (W)

K3 = 81682 (W/m2.độ)

Suy ra :

3 3

Như vậy các sai số so với ban đầu đều nhỏ hơn 10%

5 Tính toán bề mặt truyền nhiệt

Bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi:

 Nồi 1:

1 1

1 hi1

Q F

K t



 =

2424663, 43 908,68.17,91=148,99 m2

 Nồi 2:

2 2

2 hi2

Q F

3 hi3

Q F

K t



 =148,94 m2Vậy chọn F = 149 m2

VII.-TÍNH TOÁN CÁC THIẾT BỊ CHÍNH

Thiết bị sử dụng là thiết bị ống tuần hoàn ngoài nên số ống được tính theo công thức sau: n= t .

F

d H  =494,3 (ống)Theo bảng qui chuẩn số truyền nhiệt V.11/48-[2],ta có nqc =517 ống

Và với số ống được qui chuẩn trên,mạng ống được sắp xếp theo hình 6 cạnh(lụcgiác đều) với số hình 6 cạnh 12,số ống trên đường xuyên tâm là 25 Tổng số ống không kể hình viên là 517 ống

b Đường kính buồng đốt : DtrĐối với thiết bị ống tuần hoàn trung tâm:

2

2

0, 4 .sin

( 2 ) ,

F = nống.hống.π.dtr =517.3.3,14.0,032=155,8 m2Chọn ψ = 0,85

Chiều dài ống truyền nhiệt l: 3 m

→ Dtr = 1,386 m Quy chuẩn Dtr = 1,4 m

c Chiều dày buồng đốt

Thường dùng thép chịu nhiệt CT3

Chiều dày của thân hình trụ làm việc chịu áp suất trong p được xác định theo công thức sau:

2.[ ].

Trong đó: Dt: là đường kính trong của buồng đốt (m)

φ: hệ số bền của thành hình trụ tính theo phương dọc, chọn φ θ= 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 : [σk]=

2

,( / )

k k

N m n





(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

N m n



  

(XIII.2.355 – [2])Tương tự ta chọn :η = 0,9;nc = 1,5; σc = 240.106 (N/m2)

Trong đó : C1 – là đại lượng bổ sung do an mòn ;chọn C1 = 1 mm;

C2 – là đại lượng 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 XII.9/364 – [2] ta chọn được C3 = 0,4 mm

t

D P

C P

   =0,0036 (m)Chọn S1 = 0,004 (m) = 4 mm để đảm bảo độ bền

Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử:

 Nồi 2: : áp suất trong thiết bị bằng áp suất hơi đốt Phd :P = Phd

Phd2 = 2,22 at = 217782 (N/m2)

 S2 =

2.[ ].

t

D P

C P

   =0,0026 (m)Chọn S1 = 0,003 (m) = 3 mm để đảm bảo độ bền