tính toán thiết kế tthiết bị cô đặc buồng đốt treo

Phân loại thiết bị cô đặc đối với loại thiết bị được đốt nóng bằng hơi nước:  Dung dịch đối lưu tự nhiên tuần hoàn tự nhiên dùng cô đặc dung dịch khá loãng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuầ

Tp.HCM, tháng 12/2019

TRƯỜNG ĐẠI HỌC SƯ PHẠM KỸ THUẬT TP.HCM KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC VÀ THỰC PHẨM

  

MỤC LỤC

CHƯƠNG I: TỔNG QUAN SẢN PHẨM – PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ - CHỌN PHƯƠNG

ÁN THIẾT KẾ………1

1.1 Đặc điểm nguyên liệu 1

1.2 Các phương pháp chế biến 1

1.3 Các thiết bị chế biến 2

CHƯƠNG 2: CHỌN VẼ VÀ THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ……… 3

2.1 Chọn thiết bị 3

2.2 Thuyết minh quy trình công nghệ 3

CHƯƠNG 3: TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG CÔ ĐẶC………4

3.1 Tính cân bằng vật chất cho nồi cô đặc 4

3.1.1 Lượng nước bốc hơi khi nồng độ dung dịch thay đổi từ x đ đến x c : 4

3.1.2 Nồng độ của dung dịch ra khỏi mỗi nồi: 4

3.2 Cân bằng nhiệt lượng 5

3.2.1 Xác định áp và suất nhiệt độ mỗi nồi: 5

3.2.2 Xác định tổn thất nhiệt độ 6

3.2.3 Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống 8

3.2.4 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống 8

3.2.5 Cân bằng nhiệt lượng 8

3.3 Tính bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt 10

3.3.1 Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp 11

3.3.2 Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi 11

3.3.3 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch 13

3.3.4 Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi: 15

CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN THIẾT KẾ THIẾT BỊ CHÍNH………17

4.1 Tính buồng đốt 17

4.1.1 Số ống truyền nhiệt 17

4.1.2 Đường kính thiết bị buồng đốt 17

4.2 Tính buồng bốc 18

4.2.1 Đường kính buồng bốc 18

4.2.2 Chiều cao buồng bốc 18

4.3 Đường kính các ống dẫn 19

4.3.1 Đường kính ống dẫn hơi đốt 20

4.3.2 Đường kính ống dẫn hơi thứ 20

4.3.3 Đường kính ống dẫn dung dịch 20

4.3.4 Đường kính ống tháo nước ngưng 21

CHƯƠNG 5: CHỌN VÀ THIẾT KẾ KẾT CẤU THIẾT BỊ………23

5.1 Chiều dày vĩ ống 23

5.2 Chiều dày lớp cách nhiệt 23

5.2.1 Tính bề dày lớp cách nhiệt của ống dẫn 23

5.2.2 Bề dày lớp cách nhiệt của thân thiết bị 25

5.3 Chọn mặt bích 25

5.3.1 Buồng đốt 26

5.3.2 Buồng bốc 26

5.4 Chọn tai treo 27

5.4.1 Chiều dày buồng đốt 28

5.4.2 Chiều dày đáy buồng đốt 29

5.4.3 Chiều dày buồng bốc 31

5.4.5 Khối lượng thân thiết bị 34

5.4.6 Khối lượng ống truyền nhiệt 35

5.4.7 Khối lượng đáy và nắp thiết bị 35

5.4.8 Khối lượng lớp cách nhiệt 35

5.4.9 Khối lượng cột chất lỏng 35

5.4.10 Khối lượng cột hơi 36

5.4.11 Khối lượng vỉ ống 36

5.4.12 Khối lượng bích 36

5.5 Kính quan sát: 37

CHƯƠNG 6: TÍNH THIẾT BỊ PHỤ……… 38

6.1 Cân bằng vật liệu 38

6.1.1 Lượng nước lạnh cần thiết để tưới vào thiết bị ngưng tụ 38

6.1.2 Thể tích khí không ngưng và không khí được hút khỏi thiết bị 38

6.2 Kích thước thiết bị ngưng tụ 39

6.2.1 Đường kính thiết bị ngưng tụ 39

6.2.2 Kích thước tấm ngăn 40

6.2.3 Chiều cao thiết bị ngưng tụ 41

6.2.4 Kích thước ống Baromet 41

6.3 Chọn bơm 44

6.3.1 Bơm chân không 44

6.3.2 Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ 45

6.3.3 Bơm dung dịch lên thùng cao vị 47

CHƯƠNG 7: KẾT LUẬN………49

TÀI LIỆU THAM KHẢO………49

DANH MỤC HÌNH

Hình 1 Bích liền bằng thép để nối thiết bị 26 Hình 2 Bích nối ống dẫn thiết bị 27

DANH MỤC BẢNG

Bảng 1 Tóm tắt các thông số của hơi đốt và hơi thứ 5

Bảng 2 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ 7

Bảng 3 Khối lượng riêng của dung dịch và dung môi theo nồng độ (Tra Bảng I.5/11-12 và Bảng I.87/59 – 61, STQTTB tập 1) 7

Bảng 4 Chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến mặt thoáng của dung dịch 7

Bảng 5 Các thông số cơ bản (tra Bảng I.249/310 và Bảng I.250/312 (STQTTB tập 1)) 10

Bảng 6 Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp 11

Bảng 7 Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng (STQTTB tập 2/29) 12

Bảng 8 Nhiệt tải riêng của hơi đốt cấp cho thành thiết bị 12

Bảng 9 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch 13

Bảng 10 Các thông số của dung dịch: 14

Bảng 11 Các thông số tra cứu của nước theo nhiệt độ sôi dung dịch: 14

Bảng 12 Nhiệt tải riêng q 2 14

Bảng 13 Nhiệt độ hữu ích của từng nồi là: 15

Bảng 14 Chiều cao buồng bốc 19

Bảng 15 Đường kính ống dẫn hơi đốt 20

Bảng 16 Tóm tắt đường kính ống dẫn 22

Bảng 17 Mặt bích nối thiết bị : 26

Bảng 18 Mặt bích nối ống dẫn với thiết bị (tra Bảng XIII.26/409, STQTTB tập 2) 27

Bảng 19 Bảng tổng hợp các chi tiết bích 36

Bảng 20 Tai treo thiết bị thẳng đứng 36

CHƯƠNG I: TỔNG QUAN SẢN PHẨM – PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ - CHỌN

PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ 1.1 Đặc điểm nguyên liệu

Mía là tên gọi chung của một số loài trong chi Mía (Saccharum), bên cạnh các loài lau, lách Cây mía thuộc họ hoà thảo, giống sacarum

Mía là nguyện liệu chế biến đường, do đó quá trình gia công và điều kiện kỹ thuật chế biến đường đều căn cứ vào mía, đặc biệt là tính chất và thành phần của nước mía Thành phần hóa học của mía phụ thuộc vào giống mía, đất đai, khí hậu, mức độ chín, sâu bệnh Tính chất hóa học của saccharose tương đối ổn định, nhưng dưới tác dụng của acid, kiềm và nhiệt độ cao phát sinh các phản ứng hóa học:

 Tác dụng của nhiệt độ cao: saccharose bị mất nước tạo thành caramel - sản phẩm có

màu như caramenlan, caramenlen, caramenlin

 Dưới tác dụng của acid: saccharose bị thủy phân thành glucose và fructose

 Dưới tác dụng của kiềm: Saccharose trong môi trường kiềm tương đối ổn định

 Vai trò và ảnh hưởng của mía trong công nghệ sản xuất đường

Nhiệm vụ sản xuất đường là lấy được nhiều đường trong cây mía Để làm tốt việc chế biến đường, cần cung cấp đầy đủ nguyên liệu mía chất lượng tốt để làm giảm thấp giá thành, tiêu hao ít, thu hồi cao, có được nhiều đường đạt chất lượng tốt và có hiệu quả kinh tế cao Nguyên liệu cho công đoạn cô đặc là nước mía đã được làm sạch, loại bỏ các tạp chất, tẩy màu, tẩy mùi Sau công đoạn làm sạch, nước mía có pH khoảng 6,5 ÷ 6,8 [2]

 Phương pháp lạnh: khi hạ thấp nhiệt độ đến một mức nào đó thì một cấu tử sẽ tách

ra dạng tinh thể đơn chất tinh khiết, thường là kết tinh dung môi để tăng nồng độ chất tan Tùy theo tính chất cấu tử và áp suất bên ngoài tác dụng lên mặt thoáng mà quá trình kết tinh đó xảy ra ở nhiệt độ cao hay thấp và đôi khi phải dùng đến máy lạnh

Đối với đề tài này, tính toán và thiết kế hệ thống cho phương pháp nhiệt đun nóng

1.3 Các thiết bị chế biến

Cấu tạo thiết bị cô đặc phải thỏa mãn những yêu cầu chung về mặt công nghệ cũng như về mặt kết cấu và phải đạt được những chỉ tiêu kinh tế - kỹ thuật tối ưu Các thiết bị cô đặc phải đảm bảo lượng sản phẩm bị tổn thất là ít nhất Yêu cầu về mặt kết cấu thiết bị bao gồm: năng suất cao, cường độ truyền nhiệt lớn với thể tích bị nhỏ nhất và ít tốn kim loại chế tạo, cấu tạo đơn giản, giá thành rẻ làm việc ổn định và đáng tin cậy, dễ làm sạch bề mặt truyền nhiệt, thuận tiện khi quan sát, lắp ráp, thay thế và sửa chữa Ngoài ra thiết bị cô đặc cũng phải thỏa mãn yêu cầu như đối với thiết bị trao đổi nhiệt, cụ thể là có hệ số truyền nhiệt lớn, tách khí không nhưng khỏi hơi đốt và bọt khỏi hơi thứ tốt, tháo nước ngưng liên tục và triệt để, bố trí bề mặt truyền nhiệt đảm bảo phân bố hơi đốt đi ngoài ống tốt

Tại các nhà máy hiện nay có nhiều loại thiết bị cô đặc đang được sử dụng, tùy theo năng suất, chi phí, đặc điểm nguyên liệu, yêu cầu công nghệ,… mà các nhà máy được lắp đặt loại thiết bị cô đặc phù hợp

Phân loại thiết bị cô đặc đối với loại thiết bị được đốt nóng bằng hơi nước:

 Dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên) dùng cô đặc dung dịch khá loãng,

độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt:

 Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc), có thể có ống tuần hoàn trong hoặc ngoài

 Có buồng đốt ngoài (không đồng trục buồng bốc)

 Dung dịch đối lưu cưỡng bức, dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5 - 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt Có ưu điểm: tăng cường hệ số truyền nhiệt, dùng cho dung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt:

 Có buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài

 Có buồng đốt ngoài, ống tuần hoàn ngoài

 Dung dịch chảy thành màng mỏng, chảy một lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu làm biến chất sản phẩm Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như dung dịch nước trái cây, hoa quả ép…:

 Màng dung dịch chảy ngược, có buồng đốt trong hay ngoài: dung dịch sôi tạo bọt khó vỡ

 Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt trong hay ngoài: dung dịch sôi ít tạo bọt

và bọt dễ vỡ

CHƯƠNG 2: CHỌN VẼ VÀ THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 2.1 Chọn thiết bị

Thiết bị được sử dụng để cô đặc đường với năng suất 7500 kg/h theo nguyên liệu, nồng độ đường ban đầu và sau cô đặc lần lượt là 10% và 62% là thiết bị cô đặc 2 nồi xuôi chiều buồng đốt treo

- Cô đặc nhiều nồi có ưu điểm là sử dụng hơi thứ của nồi trước thay hơi đốt cho nồi sau nên có ý nghĩa về mặt sử dụng nhiệt, hệ thống gồm 2 nồi phù hợp với công suất cô đặc

là 7500 kg/h theo nguyên liệu

- Hệ thống có buồng đốt treo nằm bên trong nồi cô đặc nên giảm được diện tích lắp đặt thiết bị và giảm sự cồng kềnh của thiết bị

- Hệ thống cô đặc xuôi chiều có ưu điểm là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suất giữa các nồi, do vậy không cần sử dụng bơm chân không để bơm dung dịch từ nồi đầu sang nồi sau, giúp tiết kiệm chi phí lắp đặt thiết bị

- Nhiệt của nồi trước lơn hơn nồi sau, do đó dung dịch đi vào nồi sau có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh đi và lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc hơi

2.2 Thuyết minh quy trình công nghệ

Nguyên tắc hoạt động của Thiết bị cô đặc 2 nồi xuôi chiều buồng đốt treo được mô tả như sau:

- Hơi đốt: ở nồi thứ nhất dung dịch được đun bằng hơi đốt; hơi thứ của nồi một là hơi đốt đun nóng nồi thứ hai Hơi thứ của nồi thứ hai được đưa vào thiết bị ngưng tụ Baromet, tại đây có gắn thêm thiết bị tách bọt thu hồi về lại ống Baromet Hơi ngưng tụ được chảy xuống bể chứa, sau đó được bơm ngược lên lại thiết bị ngưng tụ để ngưng tụ hơi thứ tiếp theo, tạo thành hệ thống ngưng tụ hơi thứ tuần hoàn

- Dung dịch: dung dịch đường ban đầu được chứa trong thùng nguyên liệu (1), được bơm ly tâm (3) bơm lên thùng cao vị (9) qua van tiết lưu điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế (5) sau đó được đưa vào thiết bị gia nhiệt (4) đun nóng ở thiết bị đun nóng sơ bộ Sau đó, dung dịch đi vào nồi thứ nhất và được tiếp tục đun nóng để làm dung môi bay hơi một phần Dung dịch từ nồi một được tiếp tục đưa sang nồi thứ hai Tại đây dung môi được tiếp tục làm bay hơi và tăng nồng độ của dung dịch lên Ở đầu ra dung dịch của nồi hai có gắn một bơm chân không (17) để bơm dung dịch đã cô đặc ra khỏi thiết bị đưa vào thùng chứa sản phẩm (18)

CHƯƠNG 3: TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG CÔ ĐẶC 3.1 Tính cân bằng vật chất cho nồi cô đặc

Các số liệu ban đầu:

- Năng suất cô đặc: 7500 kg/h theo nguyên liệu

- Nồng độ đường ban đầu: 10%

- Nồng độ đường sản phẩm: 62%

Theo định luật bảo toàn khối lượng trong suốt quá trình cô đặc ta có: nồng độ chất tan không thay đổi, khối lượng dung dịch đầu bằng khối lượng dung dịch cuối và khối lượng hơi nước bốc ra trong quá trình cô đặc Nguyên lý này cũng được áp dụng đúng cho hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều buồng đốt treo

3.1.1 Lượng nước bốc hơi khi nồng độ dung dịch thay đổi từ x đ đến x c:

Gđ = Gc + W

 Lượng hơi thứ của cả hệ thống: W = Gđ (1 − 𝑥đ

𝑥𝑐)

W = 7500(1 − 1062) = 6290.32 kg/h

Trong đó: Gđ, Gc – lượng dung dịch đầu, dung dịch cuối, kg/h

xđ, xc – nồng độ đầu và cuối của dung dịch, % khối lượng

Để đảm bảo việc dùng toàn bộ hơi thứ của nồi trước cho nồi sau, thường người ta phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng hơi thứ ở từng nồi thích hợp

 Giả thuyết phân bố hơi thứ trong các nồi

Chọn tỷ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi 1 và nồi 2 là:

3.2 Cân bằng nhiệt lượng

3.2.1 Xác định áp và suất nhiệt độ mỗi nồi:

 Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc

∆P2 = 2.2

Kết hợp với phương trình: ∆P1 + ∆P2 = ∆P = 4.75 at

Suy ra: ∆P1 = 3.17 at

∆P2 = 1.58 at Mà: ∆P1 = P1 – P2

∆P2 = P2 – Png

Suy ra: Áp suất hơi đốt nồi 2: P2 = P1 - ∆P1 = 1.83 at

Với: P1, P2 – áp suất hơi đốt nồi 1,2, at

Png – áp suất ở thiết bị ngưng tụ, at

∆P1, ∆P2 – hiệu số áp suất nồi 1 so với nồi 2, nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ, at

∆P – hiệu số áp suất cả hệ thống, at

 Nhiệt độ và áp suất hơi thứ:

Theo sơ đồ cô đặc, nhiệt độ hơi thứ nồi 1 (𝑡1′) bằng nhiệt độ hơi đốt nồi 2 (T2) Nhưng

do quá trình truyền khối có sự tổn thất nhiệt do trở lực đường ống (∆′′′) gây ra Cho sự tổn thất nhiệt từ nồi 1 sang nồi 2 là 1 oC và từ nồi 2 sang thiết bị ngưng tụ là 1 oC Vậy

∆1′′′ = 1 oC ∆2′′′ = 1 oC Nhiệt độ hơi thứ của nồi 1: 𝑡1′ = T2 + ∆1′′′ = T2 + 1

Nhiệt độ hơi thứ của nồi 2: 𝑡2′ = tng + ∆1′′′ = tng + 1

Dựa vào các dữ kiện trên và tra Bảng I.250/312 và Bảng I.251/314 – 315 (ST QTTB tập

1) ta có bảng sau:

Bảng 1 Tóm tắt các thông số của hơi đốt và hơi thứ

Đại lượng Ký hiệu Đơn vị Giá trị

Nồi 1 Nồi 2 Thiết bị

ngưng tụ Hơi đốt

Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do tăng nhiệt độ sôi tổn thất

do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống

3.2.2.1 Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra ∆′

Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch bao giờ cũng lớn hơn nhiệt độ sôi của nước

Độ tăng nhiệt độ sôi tỷ lệ thuận với nồng độ chất khô trong dung dịch

Khi áp lực của dung dịch khác áp lực thường, độ tăng nhiệt độ sôi có sai khác một ít, tính độ tăng nhiệt độ sôi ở áp lực bất kì theo công thức:

Tm – nhiệt độ của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc, J/kg

Từ nồng độ đường và nhiệt độ hơi thứ của hiệu bốc hơi, có thể tra tổn thất nhiệt độ sôi

theo đồ thị Hình VI.2/60 Kết hợp tra Bảng VI.1/59 (ST QTTB tập 2) với công thức (1) ta

có được bảng sau:

Bảng 2 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ

x c (%kl)

𝑡′

∆′ ( o C)

∆′ ( o C) Nồi 1 18.43 117.8 1.1225 0.377 0.423

Tổng ∆′ = 3.876 ( o C) 3.2.2.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh: ∆′′

Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến đường ống là ∆P (N/m2), ta có:

∆P =1

4𝜌𝑑𝑑𝑔ℎ = 1

4𝜌𝑑𝑑𝑔H[0.26 + 0.0014(ρdd− ρdm)]

Trong đó:

h/2: chiều cao kể từ mặt thoáng dung dịch đến giữa ống truyền nhiệt

H: chiều cao ống truyền nhiệt (m), chọn H= 2.5 m

ρdd: khối lượng riêng của dung dịch ở nhiệt độ sôi (kg/m3)

ρdm: khối lượng riêng của dung môi (kg/m3) g: gia tốc trọng trường (m/s2)

Nhiệt độ sôi của dung dịch tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh ∆′′

Áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối chất lỏng cần cô đặc:

Ptb = Po + ∆P

Po: Áp suất trên mặt thoáng dung dịch lấy bằng áp suất hơi thứ, at

Bảng 3 Khối lượng riêng của dung dịch và dung môi theo nồng độ (Tra Bảng I.5/11-12

Ptb1 = P01+ Δ𝑃1 = 1.919 (at)

Ptb2 = P02+ Δ𝑃2 = 0.317 (at)

Vậy ta có: ∆′′= ttb− to

ttb: nhiệt độ sôi ứng với áp suất Ptb

to: nhiệt độ sôi ứng với áp suất Po

- Nhiệt độ sôi của dung dịch ở các nồi được xác định : ts = t' +∆' + ∆"

Ta có nhiệt độ sôi của dung dịch ở các nồi lần lượt :

Nồi 1 : ts1 = t'1 +∆'1 + ∆"1 = 118.67 oC

Nồi 2 : ts1 = t'2 +∆'2 + ∆"2 = 73.25 oC

3.2.2.3 Tổn thất nhiệt độ do đường ống gây ra

Chọn tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi là 1oC

Tổn thất nhiệt độ do đường ống gây ra cho cả hệ thống: ∆"' = 2oC

3.2.3 Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống

∑∆= ∆'+∆"+∆"' = 11.086oC

3.2.4 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống

- Hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống được xác định:

3.2.5 Cân bằng nhiệt lượng

3.2.5.1 Nhiệt dung riêng

C = 4190 - (2514 – 7,542t)x, J/kg.độ (CT I.50/153- [1])

Trong đó:

t: nhiệt độ của dung dịch

x: nồng độ của dung dịch, phần khối lượng

Ban đầu: Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (tđ = 151.1 oC, xđ = 10%)

D1, D2: lượng hơi đốt đi vào nồi 1 và nồi 2 (kg/h)

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

W, W1, W2: lượng hơi thứ bốc lên ở cả hệ thống và từng nồi (kg/h)

i1, i2: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2

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

Cđ, Cc: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối [J/(kg.K)]

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

θ1, θ2: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 0C

Cng1,Cng2: nhiệt dung riêng 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)

Bảng 5 Các thông số cơ bản (tra Bảng I.249/310 và Bảng I.250/312 (STQTTB tập 1))

= 4432.31 (kg/h)

Hệ số chi phí riêng hơi đốt (m) của các nồi:

Nồi 1: m1 = 𝐷

𝑊 1 = 1.229 (kg hơi đốt/ kg hơi thứ) Nồi 2: m1 = 𝑊1

𝑊2 = 0.95 (kg hơi đốt/ kg hơi thứ)

3.3 Tính bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt

Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt có thể tính theo công thức tổng quát sau:

F = 𝑄

𝐾Δ𝑡ℎ𝑖 (m2) Trong đó:

Q: nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp, (W)

Q = Dr nếu chất tải nhiệt là hơi nước bão hòa

D: lượng hơi đốt, kg/h

K: hệ số truyền nhiệt, W/m2độ

∆thi: hiệu số nhiệt độ hữu ích

Giả thuyết quá trình truyền nhiệt là liên tục và ổn định

3.3.1 Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp

Nồi 1: Q1 = D.r1, (kW)

Nồi 2: Q2 = W1.r2, (kW) với W1 = D2

r1, r2: Ẩn nhiệt hóa hơi (ngưng tụ) của hơi đốt ở các nồi 1 và 2

Tra bảng I.250 trang 312 [1]

Bảng 6 Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp

3.3.2 Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi

 Nhiệt tải riêng trung bình

Nhiệt tải riêng của hơi đốt cấp cho thành thiết bị:

q 2 = 𝜶2(𝒕v2 – 𝒕2) = 𝜶2∆t 2

Với: ∑r = r1 + r2 + r3

Trong đó:

t1: nhiệt độ hơi đốt, oC

t2: Nhiệt độ của dung dịch trong nồi, oC

tv1, tv2: nhiệt độ hai bên thành ống, oC

𝜶1: hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, W/m2độ

𝜶2: hệ số cấp nhiệt phía dung dịch, W/m2độ

rc1: nhiệt trở hơi đốt (nước sạch)

rc1 = 0,232.10-3 (m2.K)/W) (Bảng V.1/ 4, STQTTB tập 2)

rc2: nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch

rc2= 0,387.10-3 (m2.K)/W) (Bảng V.1/ 4, STQTTB tập 2)

3.3.2.1 Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:

Khi tốc độ của hơi nhỏ (10m/s) và màng nước ngưng chuyển động dòng (Rem< 100) thì hệ số cấp nhiệt 𝛼1 của hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ống thẳng đứng được tính theo công thức của Nusselt:

1 = 2,04A (W/ m2 độ) (*) (CT V.101 trang 28, [2])

Trong đó:

∆t1 = t1 – tv1: Hiệu số nhiệt độ giữa hơi ngưng tụ và thành thiết bị

(Chọn t1 là nhiệt độ của hơi đốt)

r: Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi bão hòa, J/kg

H: Chiều cao ống truyền nhiệt, m

Khi dung dịch sôi và tuần hoàn mãnh liệt trong ống thì hệ số cấp nhiệt cho dung dịch (𝛼𝑑𝑑) được xác định:

p: áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (hơi thứ), N/m2

𝛥𝑡: hiệu số nhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt (thành ống) và của nước sôi (dung dịch sôi), oC ∆t = tv2 - tsdd

𝜆dd, 𝜆n: Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch và nước, W/m.K

Cdd, Cn: nhiệt dung riêng của dung dịch và nước, J/kg.K

µdd, µn: độ nhớt dung dịch và nước, Ns/m2

𝜌dd, 𝜌n: khối lượng riêng dung dịch và nước, kg/m3

3.3.3 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Công thức I.32 STQTTB T1, trang 123

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

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

ρ: khối lượng riêng (kg/m3)

M: khối lượng mol của chất lỏng

Đối với dung dịch đường ta chọn A = 3,58.10-8

Ta có: M=mi.Mđường+(1-mi).Mnước

Mà: mi =

𝑥1 𝑀đ 𝑥1

 Độ nhớt dung dịch: Tra Bảng I.112/ 114, STQTTB tập 1, ta có:

Kiểm tra điều kiện:

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

Xem bề mặt truyền nhiệt trong các nồi như nhau: F1 = F2 nên nhiệt độ hữu ích phân

bố trong các nồi được tính theo công thức VI.20 (STQTTB T2,trang 68)

Trong đó:

hi

t

 là nhiệt độ hữu ích trong các nồi (oC )

Qi: lượng nhiệt cung cấp (W)

Ki: hệ số truyền nhiệt

2 1

11

K (W/(m 2 K)) Q/K

Nhiệt độ hữu ích của từng nồi được cho trong bảng sau:

Bảng 13 Nhiệt độ hữu ích của từng nồi là:

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

Bề mặt truyền nhiệt của nồi 1:

CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN THIẾT KẾ THIẾT BỊ CHÍNH 4.1 Tính buồng đốt

4.1.1 Số ống truyền nhiệt

Số ống truyền nhiệt được tính theo công thức: n = n = F

𝑓𝑖 = F

π×H×dtr ống Trong đó:

F: diện tích bề mặt truyền nhiệt, F = 100 m2

f i: diện tích bề mặt truyền nhiệt riêng mỗi ống, m2

H: chiều dài của ống truyền nhiệt, H = 2.5 m

d: đường kính ống truyền nhiệt, chọn ống có đường kính 38 mm, chiều dày 3 mm, theo bảng VI.6, trang 80- [2], dng = dtr +2*δv = 38 + 2*3 = 44 mm

Chọn kiểu bố trí ống truyền nhiệt hình lục giác đều

 Tổng số ống của thiết bị là: 367 ống

 Tổng số ống không kể các ống trong các hình viên phân là: 331 ống

 Số ống trong các hình viên phân là: 36 ống

 Số hình 6 cạnh là: 10

 Số ống trên đường xuyên tâm của lục giác: 21 ống

 Tổng số ống vòng ngoài cùng: 60 ống

4.1.2 Đường kính thiết bị buồng đốt

Đối với thiết bị cô đặc buồng đốt treo và bố trí ống đốt theo hình lục giác đều thì đường kính trong của buồng đốt được tính như sau:

0 = 0.51, thõa mãn điều kiện

Vậy đường kính buồng bốc Db = 2 m

4.2.2 Chiều cao buồng bốc

Thể tích không gian hơi (buồng bốc) Vb có :

tt h

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

Utt: Cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi (thể tích hơi nước bốc hơi trên 1 đơn vị thể tích của không gian hơi trong 1 đơn vị thời gian) ở áp suất khác 1 at,

m3/m3.h, tính theo công thức VI.33 trang 72 [2]

Theo công thức VI.33 STQTTB T2, trang 72

Utt = f.Utt(1at) (khi P ≠ 1at)

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

Thường thì Utt(1at) = 1600÷1700 m3/(m3.h), chọn Utt(1at) = 1600 m3/(m3.h)

f: hệ số hiệu chỉnh xác định theo đồ thị Hình VI.3/72 (STQTTB tập 2)

Chiều cao buồng bốc là:

Hb = 4𝑉𝑏

𝜋𝐷𝑏2 (m)

Bảng 14 Chiều cao buồng bốc

P h (at)

ρ h (kg/m 3 ) f

V b (m 3 )

H b (m)

Do trong thực tế, thiết bị có hiện tượng dịch sôi tràn cả lên phần buồng bốc (khi bốc hơi các dung dịch tạo bọt mạnh), do đó đòi hỏi thiết bị phải cao hơn so với tính toán, chọn chiều cao phần dịch sôi tràn lên buồng bốc là 0,5m Vậy chiều cao buồng bốc là Hb = 3 m

4.3.1 Đường kính ống dẫn hơi đốt

Bảng 15 Đường kính ống dẫn hơi đốt

D (kg/s)

t hđ ( o C)

v (m3/kg)

ω (m/s)

d (m)

Tra Bảng XIII.26 (STQTTB T2, trang 409), chọn d=300 mm với đường kính ngoài dn=325

mm cho cả hai nồi

Tra bảng I.86, STQTTB T1, Trang 58 ta có :

ρ = 1040,1 (kg/m3)

 v = 𝜌1 = 1

1040,1 = 0,9614 10-3 ( m3/kg) Nên: d = √2,08.0,9614.10−3

0,785 = 0,0505 (m) Tra bảng XIII.26 (STQTTB T2, trang 409)

Chọn d = 70 (mm), dn = 76 (mm)

 Đường kính ống dẫn dung dịch từ nồi gia nhiệt sang nồi 1:

Ta có: W = 𝐺đ

3000 = 75003600 = 2,08 (kg/s)

Giả thiết nồi gia nhiệt tăng nhiệt độ dung dịch đầu từ 300C lên đến nhiệt độ sôi nồi 1 là 118,49 0C, xđ = 10%

ρ = 1040,1 (kg/m3) (bảng I.86, [1]/ 58)

 v = 𝜌1 = 1

1040,1 = 0,9614 10-3 ( m3/kg) Nên: d = √2,08.0,9614 10−3

0,785 = 0,0505 (m) Tra bảng XIII.26 (STQTTB T2, trang 409)

Chọn d = 70 (mm), dn = 76 (mm)

 Đường kính ống dẫn từ nồi 1 sang nồi 2

Ta có : 𝑊 = 𝐺đ −𝑊1

3600 = 7500−3421.183600 = 1,13 (kg/h) Dung dịch sau khi ra khỏi nồi 1 có nồng độ x1 = 18,43 % và ts1 = 118,49 oC

 Đường kính ống dẫn từ nồi 2 sang bể chứa sản phẩm

Ta có: W = 𝐺đ−𝑊

3600 = 7500−6290,30

3600 = 0,34 (kg/s) Dung dịch sau khi ra khỏi nồi 1 có x2 = 62% và ts2 = 71,57 (oC)

v = 1

𝜌 = 1

1301,8 = 0,768 10-3 ( m3/kg) Nên: d = √0,34 0,768 10

−3

0,785 = 0,018 (m) Chọn dt= 20 (mm) ,dn= 25 (mm) (bảng XIII.26, [2]/ 409)

Tóm lại, chọn đường kính ống dẫn dung dịch cho toàn hệ thống là:

 d = √1.229 1091,48.10−6

0,785 0,5 = 0,0585 (m) Chọn dt= 70 (mm), dn=76 (mm) (bảng XIII.26, [2]/ 409)