Hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều

ng tra cứu các sổ tay chuyên ngành , tài liệu tham khảo , vận dụng đúng và hợp lý những vấn đề đã học vào giải quyết một vấn đề cụ thể.Đồng thời viêc tự mình hoàn thành đồ án cũng nâng cao khả năng tính toán,trình bày nội dung bản thiết kế theo văn phong khoa học và nhìn nhận vấn đề một cách có hệ thống. Trong đồ án này , yêu cầu đặt ra là thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều phòng đốt trong có ống tuần hoàn trung tâm làm việc liên tục với dung dịch NaN03 tăng suất 5000(Kg/h ) , nồng độ dung dịch đầu 12%,nồng độ sản phẩm yêu cầu là 40%. Quá trình cô đặc: Quá trình cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất hoà tan (không hoặc khó bay hơi ) trong dung môi bay hơi. Đặc điểm của quá trình cô đặc là dung môi được tách khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn chất hoà tan trong dung dịch không bay hơi , do đó nồng độ của chất hoà tan sẽ tăng lên . Quá trình cô đặc khác quá trình chưng cất ở chỗ : trong qúa trình chưng cất cả 2 cấu tử đều bay hơi, chỉ khác nhau về nồng độ trong hỗn hợp. Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc gọi là hơi phụ, hơi phụ ở nhiệt độ cao có thể dùng để đốt nóng một thiết bị khác, trong trường hợp này ta gọi hơi phụ là hơi thứ. Cô đặc nhiều nồi: Cô dặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt,do đó có ý nghĩa về sử dụng nhiệt. Nguyên tắc của cô đặc nhiều nồi ; nồi đầu dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi bốc lên ở nồi này được đưa vào nồi 2, hơi thứ của nồi 2 được đưa vào nồi 3...hơi thứ của nồi cuối cùng được đưa vào thiết bị ngưng tụ. Dung dịch đi vào lần từ nồi trước sang nồi sau, qua mỗi nồi nồng độ của dung dịch tăng dần lên do dung môi bốc hơi một phần. Hệ thống cô đặc xuôi chiều được sử dụng khá phổ biến. Ưu điểm của loại này là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau do chênh lẹch áp suất giữa các mồi. Nhược điểm của nó là nhiệt độ nồi sau thấp hơn nhưng nồng độ lại lớn hơn nồi trước nên độ nhớt cua dung dịch tăng dần dẫn đến hệ số truyền nhiệt của hệ thống giảm từ nồi đầu đến nồi cuối. Đề tài thiết kế : Hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều loại phòng đốt trong dung dịch NaN03 Nồng độ đầu của dung dịch : xd = 12 % Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 40 % áp suất hơi đốt nồi 1 : P = 4 (at) Độ chân không thiết bị ngưng tụ : Pck = 0,8 (at) Với năng suất : 5000 (kg/h) Chiều cao ống gia nhiệt : H = 4 (m) II.Sơ đồ - mô tả dây truyền sản xuất Hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều làm việc liên tục: Dung dịch đầu (NaN03 12%) được bơm (4) đưa vào thùng cao vị (5) từ thùng chứa (3), sau đó chảy qua lưu lượng kế (6) vào thiết bị trao đổi nhiệt (7).ở thiết bị trao đổi nhiệt dung dịch được đun nóng sơ bộ đến nhiệt độ sổiôì đi vào nồi (1). ở nồi (1),dung dịch tiêp tục được đun nóng bằng thiết bị đun nóng kiểu ống chùm, dung dịch chảy trong các ống truyền nhiệt,hơi đốt được đưa vào buồng đốt để đun nóngdung dịch và một phần khí không ngưng được đưa qua cửa tháo khí không ngưng. Nước ngưng được đưa ra khỏi phòng đốt bằng cửa tháo nước ngưng, Dung dịch sôi. dung môi bốc lên trong phòng bốc gọi là hơi thứ, Hơi thứ trước khi ra khỏi nồi cô đặc được đưa qua bộ phận tách bọt nhằm hồi lưu phần dung dịch bốc hơi theo hơi thứ qua ống dẫn bọt. Dung dịch từ nồi 1 tự di chuyển sang nồi 2 do có sự chênh lệch áp suất làm việc gtữa các nồi, áp suất nồi sau nhỏ hơn áp suất nồi trước.Nhiệt độ của nồi trước lơn hơn nồi sau, do đó dung dịch đi vào nồi 2 có nhiệt độ cao hơn 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. Nhưng khi dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi của dung dịch do đó cần phải tiêu tốn thêm một lượng hơi để đun nóng dung dịch, vì vậy khi cô đặc xuôi chiều ding dịch trước khi đưa vào nồi đầu cần được đun nong sơ bộ bằng hơi phụ hoặc nước ngưng tụ. III- Tính toán thiết bị chính Các số liệu ban đầu Năng suất tính theo dung dịch đầu : Gđ = 5000 (kg/h) Nồng độ đầu của dung dịch : xđ = 12 % Nồng độ cuối của dung dịch : xc = 40 % áp suất hơi đốt : p1 = 4 (at) áp suất hơi ngưng tụ : png= 1- Pck = 1-0,8 = 0,2 (at) III.1- Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống ( W (kg/h)). Công thức: [3-317] (Kg/h ) III.2- Lượng hơi thứ bốc ra ở mỗi nồi : Lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1 : W1 (Kg/h ) Lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 2 : W2 (Kg/h ) Giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở 2 nồi là W1:W2 = 1:1,2 Ta có : W = W1+W2 (Kg/h ) W2 = 1909 (Kg/h ) III.3- Nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi : Với nồi 1: [3-317] Với nồi 2 : [3-317 ] III.4- Chênh lệch áp suất chung của hệ thống (Dp (at)) Dp = p1 png = 4 - 0,2 = 3,8 (at) III.5- Xác định áp suất , nhiệt độ hơi đốt cho mỗi nồi : Dpi : chênh lệch áp suất trong nồi thứ i (at) Giả thiết phân bố áp suất hơi đốt giữa 2 nồi là : p1 :p2 = 1 :1 . Ta có : Hiệu số áp suất nồi 1 : p1 = = 1,9 (at) Hiệu số áp suất nồi 2 : p2 = = = 1,9 (at) áp suất hơi đốt nồi 1 : p1 = p = 4 (at) áp suất hơi đốt nồi 2 : p2 = p1 –Dp1 = 4 – 1,9 = 2,1 (at) Tra bảng I- 251 : Tính chất lý hoá của hơi nước bão hoà phụ thuộc áp suất trang [1-378] với p1= 4 (at) t1 = 142,9 0C i1 = 2744.103 J/kg r1 = 2141. 103 J/kg với p2= 1,24 (at) t2 = 120,9 0C i2 = 2712.103 J/kg r2 = 2204. 103 J/kg png = 0,2 (at) tng = 59,7 0C III.6- Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi : Chọn tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống cho nồi 1: 1”’ =1 o C Nhiệt độ hơi thứ thoát ra ở nồi 1: t’1 = t2 + D1”’ = 120,9 +1 =121,9 o C Chọn tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống cho nồi 2 : 2”’ = 1 oC Nhiệt độ hơi thứ ở nồi 2 : t’2 =tng + 2”’= 59,7 + 1 = 60,7 o C Tra bảng I.250 Tính chất lý hoá của hơi nước bão hoà phụ thuộc nhiệt độ [1-312] t1’ = 121,9 oC p1’ = 2,155 ( at) i1’ = 2713,66. 103 (J/kg) r1’ = 2202,06.103 ( J/kg) t2’ =60,7 o C p2’ = 0,21 ( at) i2’ = 2608,8.103 (J/kg) r2’ = 2357.103 (J/kg) Bảng tổng hợp số liệu: Nồi Hơi đốt Hơi thứ x % p (at) t (oC) i. 10-3 (J/kg) r.10-3 (J/kg) p’ (at) t’ (o C) i’. 10-3 (J/kg) r’.10-3 (J/kg) 1 4 142,9 2744 2141 2,155 121,9 2713 2202 17,6 2 2,1 120,9 2712 2204, 0,21 60,7 2609 2357 40 III.7- Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi : Tổn thất nhiệt độ do áp suất thuỷ tĩnh tăng cao i” p: áp suất ở giữa ống truyền nhiệt : [3-283] p tb1= po + .(ho+ ). r1.g (N/m2) (5) p01 : áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch p01 = 2,155 (at) p02 = 0,21 (at) h0 : chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng dung dịch , lấy ho =1 m h : chiều cao ống truyền nhiệt ; h= 4 m r: khối lượng riêng dung dịch ở nhiệt độ sôi (kg/m3) r1= ; (r0 : khối lượng riêng của dung dịch NaN03 ở 20 oC có cùng nồng độ) g : gia tốc trọng trường ; g= 9,81 m/s2 Tra bảng I-59: r1 = 1,126.103 (kg/m3) r2 =1,3175.103 (kg/m3) Thay số : ptb1= 2,324 (at) ptb2= 0,4 (at) Tra bảng I-251 Tính chất hóa lý của hơi nước bão hoà phụ thuộc vào áp suất ta có ttb1= 120 o C ttb2 = 75,1 P01 = 2,155 có t01 =119,8 o C P02 = 0,21 có t02 = 60,7 o C 1”= 120 – 119,8 =0,2 o C 2”= 75,1 – 60,7 = 14,4 o C Tổn thất nhiệt độ do nồng độ : 1’ (o C) Do nhiệt độ sôi của dung môi nhỏ hơn nhiệt độ sôi của dung dịch áp dụng công thức gần đúng của Tysencô : [2-59] p1’ = 16,2.. kq1’ (o C) (7) Trong đó : Ts1 : nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (o K) r1 : ẩn nhiệt hoá hơi của dung môi ở cùng áp suất (J/kg) kq1’ : tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi ở nồng độ x=17,47% và áp suất khí quyển Ts1 =119,8+ 273 = 392,8 oK r1 = 2202,06.103 (J/kg) Tra bảng VI .2 [2-58] Dkq1’ = 2,24 oC Thay vào ta có : D1’ = = 2,54 (o C) Tương tự , đối với nồi 2 Ts2 =60,7+ 273 = 333,7 oK r2 = 2357.103 (J/kg) Dkq2’ = 6,8 oC Thay vào ta có : D2’ = = 5,2 (o C) Tổng tổn thất nhiệt độ của hệ thống : Theo [2-68] : D =D’i+Di” + Di”’ Di’ = 2,54 + 5,2 = 7,74 (o C) Di” = 0,2 + 14,4 = 14,6 (o C) Di”’ = 1 + 1 = 2 (o C) Thay số: D = 7,74 + 14,6 + 2 = 24,34 (o C). III.8- Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống : Dthi1 = t1 - ts1 = t1 - t1’- D1’ - D1” (o C) ts1 : nhiệt độ sôi của dung dịch trong nồi 1 ts1 = 121,9 + 2,54 + 0,2 = 124,64 o C ts2 = 60,7 + 5,2 + 14,4 = 80,3 o C Hiệu số nhiệt độ hữu ích trong mỗi nồi : DT1 =142,9 - 124,64 = 18,26 (o C) DT2 =120,9 - 80,3 = 40,6 Nhiệt độ hữu ích cho cả hệ thống : Dthi =18,26 + 40,6 = 58,86 (o C) Bảng tổng hợp số liệu số 2: Nồi D’i (o C) D”i (o C) D”’i (o C) Dti (o C) tsi (o C) 1 2,54 0,2 1 18,26 124,64 2 5,2 14,4 1 40,6 80,3 III.9- Tính lượng hơi đốt D , lượng hơi thứ Wi cho từng nồi : Sơ đồ cân bằng vật chất và nhiệt lượng : Trong đó : Gđ : Lượng dung dịch đầu đưa vào cô đặc (kg/h) D : Lượng hơi đốt ở nồi 1 (kg/h) C0,C1, C2 : Nhiệt dung riêng của dung dịch cho vào nồi 1,nồi 2 và ra khỏi nồi 2 (J/kg.độ) i 1 , i2 : Nhiệt lượng riêng của hơi đốt đi vào nồi 1, nồi 2 (J/kg) i 1’ ,i2’ : Nhiệt lượng riêng của hơi thứ đi khỏi nồi 1, nồi 2 (J/kg) Cnc1 ,Cnc2 : Nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1,nồi 2 (J/kg.độ) t s0,ts1 ,ts2 : Nhiệt độ sôi của dung dịch đầu , dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2 (oC) 1,2 : Nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2 (oC) Qm1,Qm2 : Nhiệt mất mát ở nồi 1 , nồi 2 , lấy Qm = 0,05 . Q (J) W1, W2 : Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 1 ,nồi 2 (kg/h) Lập hệ phương trình cân bằng nhiệt lượng : Nồi 1: Lượng nhiệt mang vào : Do dung dịch đầu : Gđ . C0.ts0 (J) Do hơi đốt : D.i1 (J) Lượng nhiệt mang ra : Do sản phẩm ra : (Gđ - W1) . C1.ts1 (J) Do hơi thứ : W1. i’1 (J) Do nước ngưng : D.Cnc1. 1 (J) Do tổn thất : Qm1 = 0,05. D.(i1 – Cnc1. 1) (J) Nồi 2 : Lượng nhiệt mang vào : Do hơi thứ : W1.i2 (J) Do dung dịch từ nồi 1: (Gđ - W1).C1.ts1 (J) Lượng nhiệt mang ra : Do hơi thứ : W2.i’2 (J) Do dung dịch ra : (Gđ - W1 -W2).C2.ts2 (J) Do nước ngưng : W1.Cnc2.2 (J) Do tổn thất : Qm2 = 0,05. W1(i2 - Cnc2.2) (J) Ta có hệ phương trình cân bằng nhiệt lượng cho 2 nồi : Di1 + Gđ.C0.ts0 = W1.i’1 + (Gđ-W1).C1.ts1 + D.Cnc1.1 + 0,05.D(i1 - Cnc11) W1.i2+ (Gđ - W1)C1.ts1 = = W2.i2’ +(Gđ - W1 - W2) C2.ts2 + W1.Cnc2.2 + 0,05.W1.(i2 -Cnc2.2) W1 + W2 = W hay: D = W2 = W = W1 + W2 Ta có : i1 = 2744. 103 (J/Kg) i2 = 2712. 103 (J/Kg) i1’ = 2713,66. 103 (J/Kg) i2’ = 2609. 103 (J/Kg) tso = 101,5 o C ts1 = 124,64 ts2 = 80,3 o C 1 = 142.9 o C 2 = 120,9 o C Theo [1-195] Cnc1 = 4285,6 (J/kg.độ) Cnc2 = 4239,1 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng của dung dịch NaN03 vào nồi 1 (xd=12%) Đối với dung dịch loãng (x<20%) được tính : [1-180] Co = 4186(1- x) , (J/kg.độ) Co = 4186.(1- 0,12) = 3683,7 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng của dung dịch NaN03 ở nồi 1 (x1=17,6%) C1 = 4186.(1- 0,176) = 3349,26 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng của dung dịch NH4NO3 ở nồi 2 (x2= 40%) Đối với dung dịch đặc (x> 20 %) được tính : [1-181] C = C .x + 4186.(1 - x) (J/kg.độ) Trong đó : C là nhiệt dung riêng của chất hoà tan khan (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng của hợp chất hoá học : [1-180] M.C = n1.c1+ n2. c2 +...+ nn. cn M : khối lượng mol của hợp chất C : nhiệt dung riêng của hợp chất hoá học (J/kg.độ) n1,n2,n3 : số nguyên tử của các nguyên tố trong hợp chất c1, c2,c3 : nhiệt dung nguyên tử của các nguyên tố tương ứng (J/kg.độ) Dung dịch NaN03 : n1 =1, n2 =1 , n3 = 3 Tra bảng I.141 [1-180] Na : c1 = 26000 (J/kg nguyên tử .độ) N : c2 = 26000 (J/kg nguyên tử .độ) O : c3 = 16800 (J/kg nguyên tử .độ) MNaN03 = 85 Thay số : C = = 1204,7 (J/kg.độ) Vậy : C2 = 4186.(1 – 0,4) + 1024,71.0,4 = 2993,48 (J/kg . độ) Thay số vào hệ phương trình trên ,giải hệ ta có : D = 1907 (kg/h) W1 = 1564 (kg/h) W2 = 1936 (kg/h) Xác định lại tỉ lệ phân phối hơi thứ giữa 2 nồi : W1 :W2 = 1564 : 1936 = 1: 1,23 Kiểm tra sai số: = .100% 1,7 % <5% = .100% 1,4% < 5% Vậy giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở các nồi chấp nhận được. Bảng số liệu thứ 3 : Nồi C J/kg.độ Cnc J/kg.độ ,o C W ( kg/h) % Giả thiết Tính 1 3449,26 4294,25 142,9 1591 1564 1,7 2 2993,48 4351,44 120,9 1909 1936 1,4 III.10- Tính hệ số cấp nhiệt , nhiệt lượng trung bình : Điều kiện làm việc:  Phòng đốt trong thẳng đứng ,hơi ngưng bên  ngoài ống, màng nước ngưng chảy dòng Nồi 1: 11 = 2,04. A. , (W/độ) Chọn chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống truyền nhiệt : Dt11 = 1,8 o C Dt12 = 5,38 0C Đối với nước , hệ số A có trị số phụ thuộc vào nhiệt độ màng (tm) : [4-12] tm = = ti , (o C) tm1 = 142,9 - = 142 o C tm2 = 120,9- = 118,21 0C Tra hệ số A theo nhiệt độ màng [2-29] tm1 = 141 oC A1 = 194,3 tm2 = 102,9 0C A2 = 187,19 H : chiều cao ống truyền nhiệt : H = 4 m r1 : ẩn nhiệt hoá hơi (tra theo nhiệt độ hơi đốt) : r1 = 2141.103 J/kg r2 =2204,3.103 J/kg Ta có hệ số cấp nhiệt 11 khi ngưng tụ hơi : 11 = 2,04.194,3. = 9256 (W/m2.độ) 12 = 2,04.180,04. = 6831,5 (W/m2.độ) Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ : q11 = 1i.t1i , (W/m2) q11 = a11.Dt12 = 9256.1,8 =16660 (W /m2) q12 = a12.Dt12 = 8268,01.4,4 = 36753 (W /m2) 3.Tính hệ số cấp nhiệt 21 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi : Dung dịch khi sôi ở chế độ sủi bọt , có đối lưu tự nhiên. Hệ số cấp nhiệt xác định theo công thức : [3-234] 2i = 45,3.pi0,5.t2i2,33.i , (W/m2độ) Trong đó : pi : áp suất hơi thứ ở nồi i p1 = 2,155 (at) p2 = 0,2 (at) t2i: hiệu số nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch (o C) t2i = tT2i – tddi = ti - t1i – D tTi , (oC) D tTi : hiệu số nhiệt độ ở 2 bề mặt thành ống truyền nhiệt : = q1i. , (oC) : tổng nhiệt trở của thành ống truyền nhiệt , được tính : [2-3] = r1 + r2 + (m2.độ/W) r1, r2 : nhiệt trở của cặn bẩn ở 2 phía của thành ống Bảng V.1 [2-4] Cặn bẩn : r1= 0,387.10-3 (m2.độ/W) Hơi nước (lẫn dầu nhờn): r2 = 0,232.10-3 (m2.độ/W) Chọn ống truyền nhiệt có kích thước : : bề dày ống truyền nhiệt : = 2.10-3 (m) : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt (thép CT3) ; = 46 (W/m.độ) Thay số ta có : = 0,387.10-3 + 0,232.10-3 + = 0,6625.10-3 (m2.độ/W) Hiệu số nhiệt độ giữa nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch : t21 = t1 - t11 – q11. = 18,26 – 1,8 – 16660. 0,6625.10-3 = 5,42 (oC) Dt22 = D t2 – D t12 – q12. = 40,6 – 5,38 - 36753. 0,6625.10-3 = 10,87 (0C) Hệ số hiệu chỉnh : [3-224] = ( Chỉ số dd : dung dịch ; chỉ số nc : nước ) C :nhiệt dung riêng (J/kg.độ) : hệ số dẫn nhiệt (W/m độ) : khối lượng riêng (kg/m3) : độ nhớt (Cp) , , , C tra theo nhiệt độ sôi của dung dịch. Điều kiện làm việc : ts1 = 124,64 oC ; ts2 = 80,3 oC ; Tra bảng I.5: Khối lượng riêng của nước trong khoảng từ –100C đến 2500C [1-13] Nồi 1: ts1 = 124,64 oC => rnc1 = 939,6 (kg/m3) Nồi 2: ts2 = 80,3 oC => rnc2 = 971,63 (kg/m3) Tra bảng I.29: Khối lượng riêng của dung dịch NaN03 Nồi 1 : rdd1 = 1126 (kg/m3) Nồi 2 : rdd2 = 1317,5 (kg/m3) Tra bảng I.148 : Nhiệt dung riêng của nước và hơi nước ở nhiệt độ sôi [1-195] Cnc1 = 4254 (J/kg.độ) Cnc2 = 4189,4 (J/kg.độ) Theo bảng kết quả 3 : Cdd1 = 3449,26 (J/kg.độ) Cdd2 = 2993,48 (J/kg.độ) Tra bảng I.120: Hệ số dẫn nhiệt nước và hơi nước phụ thuộc nhiệt độ và áp suất [1- 155] lnc1 = 0,68 (W/m.độ) lnc2 = 0,675 (W/m.độ) Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch được tính : [1-143] dd = . Cp.. , (W/m.độ) Cp : nhiệt dung đẳng áp của hỗn hợp (J/kg.độ) : khối lượng riêng của hỗn hợp (kg/m3) M : khối lượng mol của hỗn hợp e : hệ số tỷ lệ , phụ thuộc tính chất chất lỏng,đối với chất lỏng kết hợp (nước) e = 3,58.10-8 Khối lượng mol của dung dịch trong nồi 1 (x = 17,7%): M1 = NNaN03 .MNaN03 + NH2O .MH2O NNaN03  = 0,0432 (mol) M1 = 0,0432.80 + (1-0,0432).18 = 20,89 Khối lượng mol của dung dịch trong nồi 2 : M2 = NNaN03 .MNaN03 + NH2O .MH2O NNH4NO3  = 0,133 (mol) M1 = 0,133.85 + (1-0,133).18 = 26,91 Thay vào ta có: dd1 = 3,58.10-8.3349,26.1126. = 0,5252 , (W/m.độ) l dd2 = 3,58.10-8.2993,48 .1317,5. = 0,516 , (W/m.độ) Tra bảng I.104 :Độ nhớt của nước cao hơn 100 0C : [1-106] nc1 =0,222 (Cp) Tra bảng I.102 :Độ nhớt của nước phụ thuộc nhiệt độ : [1-106] mnc1 =0,3545 (Cp) Độ nhớt của dung dịch được tính theo công thức Pavolov : [1-94] = K = const Trong đó : t1 , t2 : nhiệt độ mà tại đó chất lỏng có độ nhớt 1 , 2 , : nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có cùng độ nhớt 1 , 2 Với dung dịch NaN03 17,6 % ở nhiệt độ sôi [1-113] Tại t1 = 10 oC : 1 = 1,5276 (Cp) (Cp = 10-3.N.s/m2 ) Tại t2 = 20 oC : 2 = 1,1512 (Cp) Chọn chất lỏng tiêu chuẩn là nước [1-105] 1 = 1,5276 (Cp) ứng với 1 = 4,82 o C 2 = 1,1512 (Cp) ứng với 2 = 14,6 o C Tại ts1 =124,64 oC dung dịch có độ nhớt là m dd1 , tương ứng nhiệt độ của nước ở nhiệt độ t .Ta có: = Rút ra được : t = 116,9 oC Tra bảng : Độ nhớt của nước : [1-105] dd1 = 0,239 (Cp) Tương tự dd2 = 0,6 (Cp) Hệ số hiệu chỉnh y : 1 = 2 = Vậy hệ số cấp nhiệt từ bề mặt đến chất lỏng sôi : 2i = 45,3.pi0,5.t2i2,33.i Nồi 1 : = 45,3.2,155.4,3. 0,866 = 2957,3 , (W/m2.độ) Nồi 2 : 22 = 45,3.0,21 0,5.26,962,33.0,612 = 3298 , (W/m2.độ) Tính nhiệt tải riêng về phía dung dịch : Theo công thức [3-234] : q2i = a2i.Dt2i (W/m) q21 = 2957,3 .5,42 = 16028 (W/m) q22 = 3298 . 10,87 = 35851,3 (W/m) Sai số : q1 = = 3,7 % < 5 % q2 = = 2,4 % < 5 % Vậy ta chấp nhận giả thiết Dt11 = 1,8 oC Dt12 = 5,38 0C Các bảng số liệu thứ 4,5,6: Nồi dd (kg/m3) nc (kg/m3) Cnc J/kg.độ Cdd (J/kg.độ) dd W/m.độ nc W/mđộ dd (Cp) nc (Cp) 1 1126 939,6 4254 3449,26 0,5252 0,68 0,239 0,222 2 1317,5 971,63 4189, 2993,48 0,516 0,675 0,6 0,354 Nồi t1i (oC) tmi (oC) Ai 1i (W/m2) q1i (W/m2) M 1 1,8 142 194,3 9256 16660 20,89 2 5,38 118,21 187,19 6831,5 36753 26,91 Nồi (W/m2.độ) q2i (W/m2) 1 5,42 0,866 2957,3 16028 2 10,87 0,612 3298 35851,3 III.11- Xác định hệ số truyền nhiệt : Tính theo phương pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau thì hệ số truyền nhiệt được suy ra từ công thức V.6 : [2-4] K = , (W/m2.độ) ( qtb - nhiệt tải riêng trung bình ; t - hiệu số nhiệt độ hữu ích ) q = = = 16344 , (W/m2) q = = = 36302 , (W/m2) Thay số vào công thức ta có : K1 = = 895,07 , (W/m2.độ) K2 = = 894,13 , (W/m2.độ) Lượng nhiệt tiêu tốn : Nồi 1 : Q1 = = = 956672,73 , (W) Nồi 2 : Q2= Nhưng do dung dịch vào trong thiết bị ở trạng thái quá nhiệt (tđ > ts) làm lượng nhiệt tiêu tốn giảm xuống do có một phần dung dịch tự bốc hơi: Q2 = Q2 = = 1121569,3 (W) III.12- Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích : Lập tỷ số cho từng nồi : Nồi 1 : = = 1068,82 Nồi 2 : = = 1254,36 Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi theo công thức : [3-331] = (o C) Nồi 1 : = = 27,07 o C Nồi 2 : = = 31,78 o C Bảng số liệu số 7 : Nồi Ki (W/m2.độ) Qi (W/m2) (o C) 1 895,07 956672,73 27,07 2 894,13 1121569,3 31,78 III.14- Tính bề mặt truyền nhiệt F: theo phương thức bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau : [3-289] F = , (m2) Nồi 1 : F1 = = = 39,38 (m2) Nồi 2 : F2 = = = 39,47 (m2) Vậy chọn theo quy chuẩn : F1 = F2 = 40 (m2) IV - Tính thiết bị phụ IV.1- Hệ thống thiết bị ngưng tụ barômet : Chọn thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô ngược chiều chân cao Thân Thiết bị thu hồi bọt ống barômet Tấm ngăn hình bán nguyệt ống dẫn khí không ngưng Nguyên lý làm việc của thiết bị baromet : Hơi từ nồi cô đặc đi vào thiết bị ngưng tụ từ phía dưới lên , nước làm lạnh chảy từ trên xuống , chảy tràn qua gờ của tấm ngăn và đồng thời chui qua các lỗ của tấm ngăn . Hỗn hợp nước làm nguội và chất lỏng đã ngưng tụ chảy xuống ống baromet và đi xuống bể chứa. Khí không ngưng đi lên qua ống (5)sang thiết bị thu hồi bọt (2) và tập trung chảy xuống ống baromet khí không ngưng (hoặc không khí )được hút ra qua phía trên bằng bơm chân không đi ra ngoài . IV.2- Tính toán hệ thiết bị ngưng tụ : Thiết bị ngưng tụ Barômét Các số liệu: Lượng hơi thứ ở nồi cuối trong hệ thống cô đặc : W2 =1936 (kg/h) áp suất ở thiết bị ngưng tụ : png = 0,2 (at) Tra bảng I.252 (1-316) Với png = 0,2 (at) ta được: tng = 59,7 0C, Các thông số vật lý của hơi thứ ra khỏi nồi cuối của hệ thống : p2’= 0,21 (at) ; t2’ = 60,7 oC ; i2’ = 2609.103 (J/kg) ; r2’ = 2357.103 (J/kg) ; ’ = 0,1344 (kg/m3) Tính lượng nước lạnh Gn cần thiết để ngưng tụ : Theo công thức [2-84] : Gn = .W2 , (kg/h) Trong đó : i : nhiệt lượng riêng của hơi ngưng [1-251] : ing = 2609.103 (J/kg) tđ , tc : nhiệt độ đầu , cuối của nước lạnh, chọn tđ = 20oC ; tc = 50oC Cnc : nhiệt dung riêng trung bình của nước , ở nhiệt độ trung bình ttb = o C Theo [I’-165] : Cnc = 4180,9 (J/kg.độ) Thay số ta được : Gn = = 37644 (kg/h) Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ : Theo công thức [2-84] : Dtr = 0,0188. , (m) Trong đó : h : khối lượng riêng của hơi [I-177] : h = 0,1161 (kg/m3) h : tốc độ của hơi trong thiết bị ngưng tụ: với áp suất ngưng tụ png = 0,18 (at) lấy h = 35 (kg/s) Thay số vào công thức ta được : Dtr = = 0,381 (m) Quy chuẩn Dtr = 0,5 (m) = 500 (mm) Kích thước tấm ngăn : Chiều rộng tấm ngăn có dạng hình viên phân có thể xác định như sau : [2-85] b = + 50 (mm) D - đường kính trong của thiết bị ngưng tụ Thay số : b = + 50 = 300 ( mm) Trên tấm ngăn có đục nhiều lỗ nhỏ .Chọn nước làm lạnh là nước bẩn ,đường kính lỗ là 5 mm , chiều dày tấm ngăn = 4 mm Tổng diện tích bề mặt các lỗ trong toàn bộ mặt cắt ngang của thiết bị ngưng tụ : Theo công thức [2-85]: f = (m2) Trong đó : c : tốc độ tia nước , lấy = 0,62 m/s khi chiều cao của gờ tấm ngăn là 40 (mm) Thay số : f = = 0,0168 (m2) Bước lỗ (t) : Lỗ xếp theo hình lục giác đều , bước lỗ được tính theo công thức [2-85] : t = 0,866.dlỗ.() + dlỗ (mm) Với: dlỗ : đường kính của lỗ (mm) : tỉ số giữa tổng diện tích thiết diện các lỗ với diện tích thiết diện của thiết bị ngưng tụ. Chọn = 0,1 (đối với nước bẩn) Thay số ta có : t = 0,866.5.(0,1)0,5 + 5 = 6,37 (mm) Tính chiều cao thiết bị ngưng tụ : Mức độ đun nóng nước được tính : [2-85] = Trong đó : tđ ,tc : nhiệt độ đầu và cuối của nước tưới vào thiết bị ngưng tụ (oC) tbh : nhiệt độ của hơi bão hòa ngưng tụ ,ứng với png= 0,18 (at) có tbh = 59,7 oC Thay số ta được : = = 0,756 Quy chuẩn theo bảng VI.7 [2-86] Ta lấy = 0,774 Bảng số liệu : Bảng 8 : Số bậc Số ngăn Khoảng cách giữa các ngăn Thời gian rơi qua 1 bậc (s) Mức độ đun nóng Đường kính của tia nước (mm) 4 8 400 0,41 0,774 2 Ta có chiều cao của thiết bị ngưng tụ : H = 8.400 = 3200(mm) Thực tế , khi hơi đi trong thiết bị ngưng tụ từ dưới lên thì thể tích của nó sẽ giảm dần , do đó ta lấy khoảng cách giữa các ngăn giảm dần từ dưới lên trên khoảng 50 mm cho mỗi ngăn . Khoảng cách trung bình giữa các ngăn là 400 mm , ta chọn khoảng cách giữa 2 ngăn dưới cùng là 450 mm . Vậy chiều cao thực tế của thiết bị ngưng tụ là H’ Do đó: H’ = 600+550+500+450+400+350+300+250= 3400 (mm) Kích thước ống barômet : Đường kính trong ống Baromet ,theo [2-86] : d = (m) là tốc độ của hỗn hợp hơi nước và chất lỏng đã ngưng chảy trong ống barômet Chọn = 0,5 (m/s) Thay số vào công thức trên ta được : d = = 0,167 (m) Chiều cao ống barômet theo [2-86] : H = h1+h2+0,5 (m) Trong đó : h1 : chiều cao cột nước trong ống baromet (cân bằng với hiệu số áp suất trong thiết bị ngưng tụ và áp suất khí quyển) tính theo công thức: h1 = 10,33. (m) pck là độ chân không trong thiết bị ngưng tụ : pck = 760 – 735,6.png pck = 760 – 735,6.0,2 = 612,88 (mm Hg) Vậy : h1 = 10,33. = 8,33 (m) h2 là chiều cao cột nước trong ống Baromet để khắc phục toàn bộ trở lực khi nước chảy trong ống, tính theo [2-87] : h2 = .(2,5+) (m) (37”) : là hệ số ma sát khi nước chảy trong ống, theo Braziut : = Với Re = trong đó : -vận tốc dòng : = 0,5 m/s l~d -kích thước hình học : d = 0,167(m) tb -Khối lượng riêng của lỏng tại nhiệt độ trung bình [1-12] : tb = 1000 (kg/m3) m - độ nhớt của nước tại nhiệt độ trung bình [1-94] : m = 0,6947.10-3 (Ns/m2) Thay số được : Re = = 120,19.103 Do đó hệ số ma sát : = = 0,0169 Vậy : h2 = . = 0,032 + 0,00128.H Từ trên ta có : H = 8,264 + 0,032 + 0,00128.H + 0,5 Rút ra : H = 8,8 (m) ; chọn theo quy chuẩn H = 10,5 m Vậy H = 10,5 (m) ; h1 = 8,53 (m) ; h2 =1,97 (m) Lượng hơi và khí không ngưng : Lượng không khí cần hút ,theo [2-84] : Gkk = 0,000025.W2+0,000025.Gn+0,01.W2 , (kg/h) Thay số vào công thức trên : Gkk = 0,000025.1936 + 0,000025.37644 + 0,01.1936 Gkk = 20,35 (kg/h) Thể tích không khí cần hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ [2-84] : Vkk = , (m3/s) Với nhiệt độ không khí tkk tính theo công thức cho thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô [2-84] : tkk = tđ + 4 + 0,1.( tc - tđ ) tkk = 20 + 4 + 0,1.(50 - 20) = 27 (o C) ph là áp suất riêng phần của hơi nước trong hỗn hợp (N/m2) lấy theo tkk (1-312): ph = 0,0367 (at) png = 0,2 (at) Thay số vào công thức ta có : Vkk = = 0,03 , (m3/s) IV.4 Những kích thước cơ bản của thiết bị ngưng tụ barômet Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ : Dtr = 500 mm Chiều dày của thành thiết bị : S = 5 mm Khoảng cách từ ngăn trên cùng đến nắp thiết bị : a = 1300 mm Khoảng cách từ ngăn cuối cùng đến đáy : P = 1200 mm Bề rộng của tấm ngăn : b = 300 mm Đường kính thiết bị thu hồi : D1 = 400 mm Chiều cao của thiết bị thu hồi : h1 = 1440 mm Đường kính của thiết bị thu hồi : D2 = --- mm Chiều cao của thiết bị thu hồi : h2 = --- mm Khoảng cách giữa các ngăn : a1 = 220 mm a2 = 260 mm a3 = 320 mm a4 = 360 mm a5 = 390 mm Đường kính các cửa ra vào : Hơi vào : d1 = 350 mm Nước vào : d2 = 100 mm Hỗn hợp khí và hơi ra : d3 = 80 mm Nối với ống barômet : d4 = 125 mm Hỗn hợp khí và hơi vào thiết bị thu hồi : d5 = 80 mm Hỗn hợp khí và hơi ra khỏi thiết bị thu hồi : d6 = 50 mm Nối từ thiết bị thu hồi đến ống barômet : d7 = 50 mm ống thông khí : d8 = --- mm V- Tính toán cơ khí (Thiết bị cô đặc) Thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm (thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm,các ống được xắp xếp theo hình lục giác ) Chọn ống truyền nhiệt như trên d= 38H2 (mm) V.A- Buồng đốt : Số ống truyền nhiệt: n = , (ống) Trong đó : F : tổng bề mặt đốt ; F = 40 (m2) Do chọn tiết diện ống tuần hoàn trung tâm bằng 18% tổng tiết diện của các ống truyền nhiệt, nên diện tích bố trí ống truyền nhiệt phải giảm xuống 18%. d : đường kính trong của ống truyền nhiệt ,(m) : Vì > nên lấy d =dtr = 0,038 - 2.0,002 = 0,034 (m) l : chiều cao ống truyền nhiệt , l = 4 (m) Thay số ta có : n = = 76,8 (ống) Chọn quy chuẩn n theo bảng V.11 : [2-48] Bảng 9 : Số hình sáu cạnh Số ống trên đường xuyên tâm của hình sáu cạnh Tổng số ống không kề các ống trong các hình viên phân Số ống trong các hình viên phân Tổng số ống trong tất cả các hình viên phân Tổng số ống của thiếtbị ở dãy thứ nhất ở dãy thứ hai ở dãy thứ ba 5 11 91 - - - - 91 Đường kính trong của buồng đốt : [2-74] Dtr = , (m) Trong đó : b = . Lấy b = 1,4 C :là hệ số . Chọn C = 0,9 l: chiều dài ống truyền nhiệt : l = 4(m) dth : đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm (m) sin; = sin600 (xếp theo hình lục giác) dn : đường kính ngoài của ống truyền nhiệt (m) : dn = 0.038 (m) t: bước ống truyền nhiệt: t = 1,4.0,038 = 0,0532 (m) Quy chuẩn t = 0,06 (m) F : tổng bề mặt đốt theo quy chuẩn ,(m2) : F = n.d.p.l =91.3,14.0,038.4 = 43,43 (m2) Tổng bề mặt tiết diện ống truyền nhiệt : , (m) (m2) Chọn bề mặt tiết diện ống tuần hoàn trung tâm bằng 18% tổng bề mặt tiết diện ống truyền nhiệt : S’ = 18%.S = 0,18.0,1 = 0,018 (m2) Vậy: dth = (m) Quy chuẩn : dth = 0,2 (m) Thay số ta được: Dtr == 0,62 (m) Chọn D theo quy chuẩn: [2-359] D= 0,7 (m) Chiều dày phòng đốt : Thiết bị làm việc ở điều kiện áp suất thấp (< 1,6.106 N/m2) Nhiệt độ thành thiết bị lấy bằng nhiệt độ môi trường đối với thiết bị không bị đốt nóng và có cách nhiệt bên ngoài . Thân hình trụ hàn ,làm việc chịu áp suất trong , kiểu hàn giáp mối hai bên (bằng hồ quang điện). Thiết bị không sản xuất và chứa các chất dễ cháy , nổ , độc ở áp suất thường Vậy thiết bị thiết kế thuộc nhóm II , loại II .Vật liệu chế tạo là thép CT3 Ta có tính chất cơ học của vật liệu (thép tấm) : [2-309] Giới hạn bền kéo : = 380.106 (N/m2) Giới hạn bền chảy : = 240.106 (N/m2) ứng suất cho phép của thép CT3: [2-355] Theo giới hạn chảy : [] = (N/m2) Theo giới hạn kéo : [] = (N/m2) Trong đó : nc , nk : hệ số an toàn bền theo giới hạn chảy , giới hạn kéo của thép CT3 Tra bảng XIII.3 : [2-356] nk = 2,6 ; nc = 1,5 : hệ số điều chỉnh ; tra bảng XIII.2 : [2-356] = 1,0 Ta có ứng suất cho phép của thép CT3là : Theo giới hạn chảy : [] = (N/m2) Theo giới hạn kéo : [] = (N/m2) ứng suất cho phép cuả vật liệu : = Min = 146.106 (N/m2) Đối với thiết bị vỏ mỏng : Chiều dày phòng đốt xác định : [2-360] S = , (m) Trong đó : D : đường kính trong phòng đốt ; D= 0,7 (m) : ứng suất cho phép của vật liệu , = 146.106 (N/m2) : hệ số bền hàn của thanh trụ theo phương dọc , ta chọn hàn bằng tay, với D³700 mm , thép CT3 chọn = 0,95. C là tổng các hệ số: hệ số bổ sung ăn mòn (C1), bào mòn (C2) và dung sai âm về chiều dày (C3) (để chống ăn mòn khi gia công) Theo công thức [2-353] : C = C1 + C2 +C3 , (mm) Chọn C ở môi trường ăn mòn : C = 3 (mm) p : áp suất bên trong thiết bị , p = p1 = 4 at hay p = 4.9,81.104 = 39,24.104 (N/m2) Vì : = nên có thể bỏ qua đại lượng p ở mẫu số của công thức tính chiều dày trên và khi đó chiều dày phòng đốt là: S = , (m) (m) Quy chuẩn theo (2-364): S = 5 (mm) Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử : Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử po : (2-365) < , (N/m2) áp suất thử tính theo bảng XIII.5 : (2-358) p0 = 1,5.p = 1,5.3,924.105 = 5,886.105 (N/m2) Thay số : (N/m2) Ta thấy : Như vậy ta chọn chiều dày phòng đốt là S = 5 mm . Tính vỉ ống. áp dụng công thức tính chiều dày cho vỉ ống bằng thép X18H26b Ct là hệ số : Ct = p : áp suất trong thiết bị ( phòng đốt) . P = 3,924.105 (N/ m2 ) Ev : là mô đun đàn hồi của vỏ ống ở 142,9 oC. Eo : là mô đun đàn hồi của vĩ ống ở nhiệt độ làm việc. Do chọn cùng một vật liệu nhiệt độ chênh lệch nhau không đáng kể Ev = Eo . No : ._.