nỘi dung. Đồ án cô đặc 3 nồi

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÀ RỊA VŨNG TÀU

KHOA HÓA HỌC & CNTP

BỘ MÔN CN HÓA HỌC VÀ HÓA DẦU

CỘNG HÒA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM

Độc lập- Tự do- Hạnh phúc

NHIỆM VỤ THIẾT KẾ MÔN HỌC

1. Họ và tên: 1. Ngô Tiến Việt Anh

2. Nguyễn Hoàng Anh

3. Nguyễn Huỳnh Tuấn Anh

Nhóm 1 - Lớp DH10H1

Môn học: Các quá trình và thiết bị trong CNHH và Thực phẩm

2. Đầu đề thiết kế:Thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi xuôi chiều làm việc liên tục dung dịch KNO3 bằng thiết bị cô đặc loại ống tuần hoàn trung tâm.

3. Dữ kiện ban đầu- Năng suất theo dung dịch đầu: Gđ = 30000kg/h- Nồng độ đầu: xđ = 8% khối lượng- Nồng độ cuối: xc = 48% khối lượng- Áp suất hơi đốt: P1 = 12 at- Áp suất hơi ngưng tụ baromet: Png = 0,2 at

4. Nội dung các phần thuyết minh và tính toán- Sơ đồ dây truyền công nghệ cô đặc và cấu tạo thiết bị chính (kèm bản vẽ mô tả )- Tính toán bề mặt truyền nhiệt bề mặt truyền nhiệt thiết bị cô đặc- Tính toán bề dày lớp cách nhiệt- Tính toán thiệt bị ngưng tụ baromet và bơm chân không- Tính cơ khí

5. Bản vẽ- Sơ đồ dây truyền công nghệ hệ thống cô đặc: khổ A1 ( 1 bản)- Nồi cô đặc và các chi tiết: khổ A1 (1 bản )

Ngày giao nhiệm vụ: 21/1/2013

Ngày hoàn thành: 29/4/2013

Vũng Tàu, ngày 22 tháng 12 năm 2013

Xác nhận của trưởng khoa Xác nhận của giảng viên hướng dẫn:

Sinh viên đã hoàn thành đầy đủ nhiệm vụ

Đồ án môn học QTTB GVHD: PGS. TS Nguyễn Văn Thông

MỤC LỤC

LỜI MỞ ĐẦU....................................................................................................................5

CHƯƠNG I.........................................................................................................................6

TỔNG QUAN.....................................................................................................................6

I. TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM................................................................................6

I.1. Các tính chất vật lí của KNO3...............................................................................6

I.2. Các ứng dụng của KNO3.......................................................................................6

II. CƠ SỞ LÝ THUYẾT VỀ PHƯƠNG PHÁP CÔ ĐẶC...........................................7

II.1. Định nghĩa.........................................................................................................7

II.2. Lựa chọn phương án thiết kế............................................................................8

II.3. Thuyết minh sơ đồ công nghệ...........................................................................9

CHƯƠNG II.....................................................................................................................11

TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ...........................................................................................11

I. ĐỀ BÀI VÀ CÁC GIẢ THUYẾT BAN ĐẦU........................................................11

II. TÍNH TOÁN.............................................................................................................11

II.1. Xác định tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống........................................11

II.2. Sự phân bố hơi thứ trong các nồi :.................................................................12

II.3. Nồng độ dung dịch ở từng nồi:.......................................................................12

II.4. Tính chênh lệch áp suất chung của toàn hệ thống........................................13

II.5. Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi..............................................13

II.6. Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ mỗi nồi........................................................15

II.7. Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi................................................................16

II.7.1 Tổn thất nhiệt do nhiệt độ (∆ i ').......................................................................16

II.7.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’):...................................................17

II.7.3 Tổn thất do trở lực của đường ống,(Δ”’):.......................................................19

II.7.4. Tổn thất do toàn bộ hệ thống:.........................................................................19

II.8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong toàn hệ thống.......................................19

II.9. Phương trình cân bằng nhiệt lượng...............................................................21

Nhóm 1- L p DH10H1ớ


II.10. Các thông số kĩ thuật chính.............................................................................26

II.10.1. Sức căng bề mặt............................................................................................26

II.10.2. Độ nhớt:.......................................................................................................26

II.10.3. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:....................................................................28

II.10.4. Hệ số cấp nhiệt:............................................................................................30

II.10.5. Hệ số phân bố nhiệt hữu ích cho các nồi:.....................................................35

II.10.6 Tính toán bề mặt truyền nhiệt:.......................................................................38

CHƯƠNG III...............................................................................................................39

TÍNH TOÁN CƠ KHÍ THIẾT BỊ CHÍNH...............................................................39

III.1. Buồng đốt............................................................................................................39

III.1.1 Số ống trong buồng đốt:.................................................................................39

III.1.2. Tính thiết bị ống tuần hoàn trung tâm.( tính theo bề mặt trong)...................40

III.1.3. Đường kính trong buồng đốt........................................................................40

III.1.4. Chiều dày buồng đốt......................................................................................41

II.1.5. Bề dày đáy buồng đốt:....................................................................................44

III.2. Buồng bốc............................................................................................................46

III.2.1. Thể tích buồng đốt.........................................................................................46

III.2.2. Chiều cao buồng bốc:....................................................................................46

III.2.3. Bề dày buồng bốc:.........................................................................................47

III.2.4. Bề dày nắp buồng bốc:..................................................................................48

III.3. Cửa làm vệ sinh...................................................................................................50

III.4. Đường kính các ống dẫn....................................................................................50

III.4.1. Đường kính ống dẫn hơi đốt..........................................................................50

III.4.2. Đường kính ống dẫn dung dịch.....................................................................51

III.4.3. Đường kính ống dẫn hơi thứ ra.....................................................................51

III.4.4. Đường kính ống dẫn dung dịch ra.................................................................52

III.4.5. Đường kính ống tháo nước ngưng.................................................................52

III.5. Bề dày lớp cách nhiệt của thiết bị.......................................................................52



III.5.1. Bề dày lớp cách nhiết cho các ống dẫn:........................................................52

III.5.2. Bề dày lớp cách nhiệt cho thân thiết bị:........................................................55

III.6. Mặt bích...............................................................................................................56

III.7. Tai treo.................................................................................................................58

IV.1 Thiết bị ngưng tụ Baromet...................................................................................62

IV.1.1. Lượng nước lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngưng tụ:.............................62

IV.1.2. Lượng không khí cần hút ra khỏi thiết bị :....................................................62

IV.1.3. Đường kính thiết bị ngưng tụ:........................................................................63

IV.1.4. Kích thước tấm chắn:.....................................................................................65

IV.1.5. Chiều cao thiết bị ngưng tụ:..........................................................................66

IV.1.6. Kích thước ống baromet:...............................................................................67

IV.1.7. Chiều cao ống Baromet :...............................................................................67

IV.2 Tính toán và chọn bơm.........................................................................................70

IV.2.1. Bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị Baromet:............................................70

IV.2.2. Bơm dung dịch vào thùng cao vị:..................................................................72

Tài Liệu Tham Khảo.......................................................................................................75



LỜI MỞ ĐẦUCông nghiệp ngày càng phát triển, nhu cầu về hóa chất ngày càng tăng. Do đó ngành

công nghiệp hóa chất cơ bản củng phát triển không ngừng, nhu cầu về sản phẩm ngày

càng phong phú. Trên cơ sở đó, quy trình công nghệ luôn được cải tiến và đổi mới để

ngày càng hoàn thiện hơn. Vấn đề đặt ra là việc sử dụng hiệu quả năng lượng cho quá

trình sản xuất nhưng vẫn đảm bảo năng suất.

Kali nitrat (potassium nitrate) còn có tên gọi khác là diêm sinh với công thức hóa học

KNO3 là một trong những hóa chất thông dụng. Với nhiều ứng dụng thực tiễn, hiện nay

KNO3 được sản xuất với số lượng ngày càng lớn. KNO3 được ứng dụng rộng rãi trong

các ngành công nghiệp như phân bón, thực phẩm, thuốc súng … Vậy làm thế nào để thu

được KNO3 có nồng độ cao và tinh khiết. Một trong những phương pháp được sử dụng

hiệu quả để tăng nồng độ KNO3 là phương pháp cô đặc. Đây cũng là đề tài mà nhóm

chúng tôi thực hiện trong đồ án này là thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi xuôi chiều dung dịch

KNO3 bằng thiết bị cô đặc loại ống tuần hoàn trung tâm.

Cấu trúc của đồ án có thể chia thành các phần như sau:

Chương I: Tổng quan

Chương II: Tính toán công nghệ,

Chương III: Tính và chọn thiết bị chính.

Chương IV: Tính và chọn thiết bị phụ.

Tài liệu tham khảo.



CHƯƠNG I

TỔNG QUAN

I. TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM

I.1. Các tính chất vật lí của KNO3

Bảng 1: Các tính chất vật lí của KNO3

Công thức phân tử KNO3

Phân tử gam 101,1032 g/mol

Bề ngoài Tinh thể trong suốt, không màu

Mùi Chua hay mặn

Tỷ trọng 2,106 g/cm3

Nhiệt độ nóng chảy 3360C (609 K)

Nhiệt độ sôi 4000C ( 673 K)

Độ hòa tan trong nước 32 mg/ 100ml ( 200C)

pH ca. 7

I.2. Các ứng dụng của KNO3

Phân bón: Nitrat kali được sử dụng chủ yếu trong phân bón , như là một

nguồn nitơ và kali - hai trong số những chất dinh dưỡng cho cây trồng.

Chất oxi hóa: Nitrat kali là một chất oxy hóa hiệu quả, sản xuất ra một

ngọn lửa màu hoa cà khi đốt cháy do sự hiện diện của kali. Đây là một

trong ba thành phần của bột màu đen, cùng với than bột (đáng kể



carbon) và lưu huỳnh. Như vậy nó được sử dụng trong bột màu đen

động cơ tên lửa. Nó cũng được sử dụng trong pháo hoa như bom khói ,

với một hỗn hợp sucroe và kali nitrat.

Bảo quản thực phẩm

Ngoài ra, KNO3 còn có một số ứng dụng khác như: là thành phần hạt

chính vững chắc của aerosol ức chế đặc cháy hệ thống, là thành phần

chính (thường là khoảng 98%) của một số sản phẩm loại bỏ gốc cây. Nó

làm tăng tốc sự phân hủy tự nhiên của gốc cây bằng cách cung cấp nitơ

cho nấm tấn công gỗ của gốc cây, xử lý nhiệt kim loại như một dung

môi rửa, là một phương tiện lưu trữ nhiệt.

II. CƠ SỞ LÝ THUYẾT VỀ PHƯƠNG PHÁP CÔ ĐẶC

II.1. Định nghĩa

Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không

bay hơi với mục đích:

Làm tăng nồng độ chất tan.

Tách chất rắn hòa tan ở dang tinh thể (kết tinh).

Thu dung môi ở dạng nguyên chất (cất nước).

Thông thường có 2 loại cô đặc để làm bốc hơi dung môi:

Cô đặc dùng tác nhân là nhiệt để cung cấp năng lượng cho hơi dung môi

(cô đặc ở trạng thái hơi).

Cô đặc kết tinh, bằng cách làm lạnh và giảm áp suất riêng phần hơi trên

mặt thoáng của dung dịch để làm tăng quá trình bốc hơi.

Quá trình cô đặc tiến hành ở trạng thái sôi nghĩa là áp suất riêng phần của dung môi cần

bằng với áp suát chung trên bề mặt thoáng của chất lỏng. Khác với quá trình chưng luyện,

trong quá trình cô đặc, chỉ có dung môi bay hơi. Đáng lưu ý là trong quá trình cô đặc,

nồng độ chất tan tăng, ảnh hưởng đến quá trình tính toán của thiết bị. Khi đó hệ số dẫn



nhiệt , nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt giảm, đồng thời khối lượng riêng , độ nhớt

, tổn thất nhiệt ’ tăng.

II.2. Lựa chọn phương án thiết kế

Có thể sử dụng cô đặc dung dịch bằng một nồi hay nhiều nồi, ở đề tài này, chúng ta chỉ

xét hệ thống cô đặc nhiều nồi. 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 nồi thứ hai, hơi thứ nồi thứ hai đưa vào nồi thứ ba… hơi thứ

cuối cùng đi vào thiết bị ngưng tụ. Còn dung dịch đi vào lần lượt từ nồi này sang nồi kia,

qua mỗi nồi đều bốc hơi một phần, nồng độ tăng dần 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 mỗi 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.

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

Theo sự bố trí bề mặt đun: nằm ngang, thẳng đứng, nằm nghiêng.

Theo chất tải nhiệt: hơi (hơi nước bão hòa, hơi quá nhiệt), khói lò, dòng

điện, các chất tải nhiệt đặc biệt (dầu, hydrocarbon).

Theo chế độ tuần hoàn: xuôi chiều, chéo chiều, ngược chiều.

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

Trong đồ án thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch KNO3 này, ta sử dụng hệ thống cô đặc 3

nồi xuôi chiều ( tuần hoàn tự nhiên), buồng đốt trong, ống tuần hoàn trung tâm vì những

ưu điểm sau:



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

suất và nhiệt độ giữa các nồi. Nhiệt độ nồi trước lớn hơn nồi sau, tức là

áp suất nồi trước lớn hơn nồi sau.

Dung dịch vào nồi đầu tiên ở nhiệt độ sôi nhờ được gia nhiệt trước bằng

hơi nước, ngoại trừ nồi đầu tiên, dung dịch đi vào nồi thứ 2, 3 có nhiệt

độ cao hơn nhiệt độ sôi, do đó dung dịch được làm lạnh, lượng nhiệt

này sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước, gọi là quá trình tự bốc hơi.

Cô đặc ống tuần hoàn trung tâm có ưu điểm là dung dịch tuần hoàn

trong nồi dễ dàng, vận tốc tuần hoàn lớn vì ống tuần hoàn không bị đốt

nóng dẫn đến đối lưu dễ dàng.

Tuy nhiên, phương pháp cô đặc xuôi chiều cũng có nhược điểm là nhiệt độ dung dịch ở

các nồi sau thấp dần, nhưng nồng độ dung dịch tăng dần, làm cho độ nhớt dung dịch tăng

nhanh, kết quả là hệ số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.

II.3. Thuyết minh sơ đồ công nghệ

Hệ thống cô đặc 3 nồi, làm việc xuôi chiều liên tục. Dung dịch đầu KNO3 8% khối lượng

được chứa thùng chứa nguyên liệu (3), sau đó được bơm ly tâm (6) bơm lên thùng cao vị

(4). Dung dịch sau đó đi qua lưu lượng kế (7) chả vão thiết bị gia nhiệt (8). Ở đây, dung

dịch được đun nóng sơ bộ đến nhiệt độ sôi, sau đó đi vào nồi cô đặc (1), (2), (3). Tại nồi

cô đặc, dung dịch được đun sôi bằng thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm, buồng

đốt trong, trong đó các ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn tương đối lớn. Dung dịch đi ở

trong ống còn hơi đốt đi vào khoảng không gian phía ngoài ống. Khi làm việc, dung dịch

trong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp hơi lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bị

đẩy từ dưới lên trên miệng ống, còn trong ống tuần hoàn trung tâm thể tích theo một đơn

vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn so với ống truyền nhiệt do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít

hơn, vì vậy khối lượng riêng của hồn hợp hơi– lỏng ở đây lớn hơn so với ống truyền

nhiệt, sẽ bị đẩy xuống dưới. Kết quả là trong thiết bị có sự chuyển động tuần hoàn tự



nhiên từ dưới lên trên ở ống truyền nhiệt và từ trên xuống dưới ở ống tuần hoán trung

tâm.

Hơi đốt được lấy ra ở nồi hơi (1) cung cấp nhiệt cho thiết bị gia nhiệt (3) và nòi cô đặc

(1). Tại nồi 1, hơi đốt ngưng tụ, tỏa nhiệt làm sôi dung dịch, bốc hơi một lượng hơi thứ.

Hơi thứ từ nồi thứ (1) được dung làm hơi đốt cho nồi thứ (2) và tương tự thì hơi thứ nồi

(2) sẽ là hơi đốt cho nồi (3). Hơi thứ từ nồi (3) được ngưng tụ nhờ thiết bị baromet (13)

và được hút chân không nhờ bơm chân không (15). Nước ngưng từ phòng đốt của các nồi

cô đặc đi qua của xả nước ngưng, qua bẫy hơi (5) để chả xuống thùng chứ nước ngưng

(2). Dung dịch từ nồi cô đặc (3) được bơm ly tâm (6) lấy ra cho vào thùng chứa sản

phẩm (18).



CHƯƠNG II

TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ

I. ĐỀ BÀI VÀ CÁC GIẢ THUYẾT BAN ĐẦU

Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm.

Năng suất đầu vào: Gđ = 30000 kg/h

Nồng độ đầu: xđ = 8% ( khối lượng)

Nồng độ cuối: xc = 48% ( khối lượng)

Áp suất hơi đốt nồi 1: Phđ1 = 12at

Áp suất thiết bị ngưng tụ: Png = 0,2at

Dung dịch: KNO3

Phân tử mol: Mpt = 101 kg/kmol

II. TÍNH TOÁN

II.1. Xác định tổng lượng hơi thứ bốc 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, kg/h

Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:

Gđ = Gc + W

Phương trình cân bằng vật liệu cho cấu tử phân bố:

Gđ.xđ = Gcxc + W xw



Ở đây ta coi quá trình cô đặc coi khối lượng chất tan không bị mất theo lượng hơi

bốc ra nên ta có:

Gđ xđ = Gc xc

Từ (1) và (2) ta có :

W = Gđ (1 – xđ/xc) (VI.1/55 – [II])

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

W = 30000 (1 – 8/48) = 25000 (kg/h)

II.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:

Nồi 1:W 1=

∑W

3,3=

250003,3

=7575 ,76 kg/h

Nồi 2:ƯW 2=1,1 .

Ư∑W

3,3=1,1 .

250003,3

=8333 ,33(kg /h )

Nồi 3:ƯW 3=1,2.

∑W

3,3=1,2

250003,3

=9090 , 91(kg /h )

II.3. Nồng độ dung dịch ở từng nồi:

Áp dụng công thức VI.2/ 57- [II], ta có

xi =

Gđ

xđ

Gđ−∑i=1

3

W i, % khối lượng



Với xi là nồng độ dung dịch tại nồi I

Vậy:

Nồng độ của nồi 1:

x1 = Gđ

xđ

Gđ−W 1

=30000 8

30000−7575,76

= 10,70 (% khối lượng)


x2 = Gđ

xđ

Gđ−W 1−W 2

=30000 8

30000−7575,76−8333,33

= 17,03 (% khối lượng)


x3 = Gđ

xđ

Gđ−W 1−W 2−W 3

= 30000 8

30000−7575,76−8333,33−9090,91

= 48 (%khối lượng)

II.4. Tính chênh lệch áp suất chung của toàn hệ thống

Ta có: ∆P = Phđ1 – Png (at)



∆P = 12 – 0,2 = 11,8 (at)II.5. Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi

Giả sử áp hiệu số phân bố suất hơi đốt các nồi là: ∆P1 : ∆P2 : ∆P3 = 4,183 : 2,043 : 1

Và ta có: Δ P = Δ P1+Δ P2+Δ P3 = 11,8 at

⇒ Δ P3 =∆ P

4,183+2,043+1= ∆ P

7,226 = 1,633 at

⇒Δ P2 = 2,043. ∆ P

4,183+2,043+1=2,043. ∆ P

7,226 = 3,336 at

⇒ Δ P1 = 4,183. ∆ P

4,183+2,043+1= 4,183. ∆ P

7,226 = 6,831 at

Mà ta có:

Phđ1 = 12 at

Δ P1 = Phđ1 - Phđ2 => Phđ2 = Phđ1 - Δ P1 = 12 – 6,831 =5,169 at

Δ P2 = Phđ2 - Phđ3 => Phđ3 = Phđ2 - Δ P2 = 5,169 – 3,336 = 1,833 at

Gọi: Thđi là nhiệt độ của hơi đốt nồi thứ i

ihđi là nhiệt lượng riêng hơi đốt nồi thứ i

rhđi là nhiệt hóa hơi

tương ứng với áp suất hơi đốt Phđi



Theo bảng 57/46 – [III], ta có bảng số liệu sau:

Bảng 2: Các thông số của hơi đốt

Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3

Phđ (at) 12 5,169 1,833

Thđ (0C) 187,1 152,366 116,845

ihđ (kJ/kg) 2790 2756,366 2769,165

rhđ (kJ/kg) 1995 2113,282 2215,515

Với thiết bị ngưng tụ baromet Png = 0,2 at => Tng = 59,70C

II.6. Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ mỗi nồi

Gọi ∆ i' ' ' là tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống.

Chọn ∆1 = ∆2 = ∆3 = 10C

Gọi thti là nhiệt độ hơi thứ nồi thứ i, 0C

Áp dụng công thức: thti = Thđi + ∆ i' ' '

Nhiệt độ hơi thứ nồi sau = nhiệt độ hơi đốt nồi trước – 10C

Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối = nhiệt độ thiết bị baromet + 10C

Vậy từ những dữ kiện trên, ta có:

tht1 = Thđ2 + 1 = 152,213 + 1 = 153,2130C



tht2 = Thđ3 + 1 = 116,845 + 1 = 117,8450C

tht3 = Tng + 1 = 59,7 + 1 = 60,70C

Gọi: phti là nhiệt độ của hơi thứ nồi thứ i

ihti là nhiệt lượng riêng hơi thứ i

rhti là nhiệt hóa hơi

tương ứng với áp suất hơi đốt thti

Theo bảng 57/46 – [III], ta có bảng số liệu sau:

Bảng 3: Các thông số của hơi thứ


Tht (0C) 153,213 117,845 60,7

Pht (at) 5,302 1,894 0,206

iht (kJ/kg) 2758,226 2709,468 2608,444

rht (kJ/kg) 2110,359 2212,786 2355,556

II.7. Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi

Tổn thất nhiệt cho từng nồi gồm:

Tổn thất nhiệt do nồng độ Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh Tổn thất nhiệt do trở lực đường ống

II.7.1 Tổn thất nhiệt do nhiệt độ (∆ i')

Ta sử dụng công thức Tisencô:



Δ’ = Δ0’.f (VI.10/59 –[II])

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

của dung môi ở áp suất thường.

f = 16,2. T2/r (VI.11/59 – [II])

Trong đó : T là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất đã cho, 0K;

r là ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm

việc,J/kg.

Dựa vào bảng (VI.2/63 – [II]) ta biết được tổn thất nhiệt độ Δ’0 theo nồng độ a (%

khối lượng)

Bảng 4: Tổn thất nhiệt do nhiệt độ

Nồi1 Nồi 2 Nồi 3

Nồng độ của dung dịch (% kl) 10.70 17.03 48.00

Δ’0 (0C) 0,970 1,653 5,75

Vậy: Δ’1 = Δ’0.16,2 (t ht 1+273)2

rht 1

= 0,97 . 16,2.¿¿

= 1,3530C

Tương tự ta có

Δ’2 = 1,8490C

Δ’3 = 4,4040C



II.7.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’):Theo CT VI.12/60 – [II] ta có:

Ptb=P o+(h1+h2

2 ) ρdds . g (N/m2)

Có 1at = 9,81.104 N/m2

Đổi công thức theo đơn vị at

Ptb=P o+(h1+h2

2 ) ρdd

2. 10−4

at

Với:

– Polà áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch.

– h1 là chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt

thoáng dung dịch, chọn Δ h=0,5 cho cả 3 nồi.

– h2 là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 4m cho cả 3 nồi.

– g là gia tốc trọng trường, =9,81 m/s2.

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

ρdds =

ρdd

2

Do chưa xác định được nhiệt độ sôi của dung dịch nên giả thiết lấy khối lượng riêng ở

nhiệt độ 200C.

xdd1 = 10,7% => ρdd1 = 1059,03 kg/m3

xdd2 = 17,03% => ρdd2 = 1110,92 kg/m3

xdd3 = 48% => ρdd3 = 1502,86 kg/m3

Từ đó, ta có



Ptb 1=P ht 1+(h1+h2

2 ) ρdd 1

2.10−4

Ptb 1=5 , 3020C+(0,5+ 42 )1059 , 03

2.10−4

Ptb1 = 5,434 at

Tương tự, ta có Ptb2 = 2,033 at và Ptb3 = 0,394 at

Với Ptbi ta có ttbi là nhiệt độ sôi ứng với Ptbi

Ptb1 = 5,434 at => ttb1 = 154,1380C

Ptb2 = 2,033 at => ttb2 = 120,03890C

Ptb3 = 0,394 at => ttb3 = 74,9980C

Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh tăng cao: ∆ i' ' ' = ttbi - thti

∆1' ' ' = ttb1 - tht1 = 154,138 – 153,213 = 0,9250C

∆2' ' ' = ttb2 - tht2 = 120,0359 – 117,845 = 2,19390C

∆3' ' ' = ttb3 - tht3 = 71,998 – 60,7 = 14,2980C

II.7.3 Tổn thất do trở lực của đường ống,(Δ”’):Chọn tổn thất áp suất do trở lực của đường ống trong từng nồi là Δ '''= 1÷ 1,50C

Chọn tổn thất = 10C => Δ1

' } } =Δ rSub { size 8{2} } rSup { size 8{ '=Δ3'} } =1 rSup { size 8{o} } C} { ¿¿¿

Δ '''= Δ1

' } } +Δ rSub { size 8{2} } rSup { size 8{ '+Δ3'} } =3 rSup { size 8{o} } C} {¿ ¿¿

II.7.4. Tổn thất do toàn bộ hệ thống:

∑i=1

n

∆=∑i=1

n

∆'+∑i=1

n

∆' '+∑i=1

n

∆' ' '



∑i=1

3

∆=1,353+1,849+4,404+0,925+2,1939+14,298+1+1+1=28,02590 C

II.8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong toàn hệ thống

Hiệu số nhiệt độ hữu ích là hiệu số hơi đốt và nhiệt độ sôi trung bình dung dịch:

∆Ti = Thđi – tsi , 0C

Với tsi là nhiệt độ sôi của dung dịch tại nổi thứ i

tsi = thti + ∆ i' + ∆ i

' '

Vậy ta có:

ts1 = tht1 + ∆1' + ∆1

' ' = 153,213 + 1,353 + 0,925 = 155,4910C

Tương tự, ta có: ts2 = 121,88790C , ts3 = 79,4020C

=> Hiệu số nhiệt hữu ích :

∆T1 = Thđ1 – ts1 = 187,1 – 155,491 = 31,6090C

∆T2 = Thđ2 – ts2 = 152,213 – 121,8879 = 30,32510C

∆T3 = Thđ3 – ts3 = 116,845 – 79,402 = 37,4430C

Bảng 5: Hiệu số nhiệt hữu ích

Nồi ∆’, 0C ∆’’, 0C ∆’’’, 0C ∆T, 0C ts, 0C

1 1,353 0,925 1 31,609 155,491

2 1,849 2,1939 1 30,3251 121,8879

3 4,404 14,,298 1 37,443 79,402



II.9. Phương trình cân bằng nhiệt lượng

Gọi:

D1, D2, D3 là lượng hơi đốt nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h.

Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối, kg/h.

W1, W2, W3 là lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h.

Cđ, Cc là nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối, J/kg.độ.

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

ts1, ts1, ts1 nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1, 2, 3, 0C.

ihđ1, ihđ2, ihđ3 là hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h.

iht1, iht2, iht3 là hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, nồi 2, nồi 3,J/kg.



C1, C2, C3 nhiệt dung riêng của dung dịch nồi 1,2,3, J/kg.độ

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

θ1 θ2 θ3 nhiệt nước của ngưng nồi 1,2,3, 0C.

Qtt1, Qtt2, Qtt3 nhiệt tổn thất ra môi trường sung quanh, J

Theo phương trình cân bằng nhiệt, lượng nhiệt vào bằng lượng nhiệt ra:

Nhiệt lượng vào:

Nồi 1:

- Do dung dịch đầu: Gđ.Cđ.tđ

- Do hơi đốt: D1.ihđ1

Nồi 2:

- Do hơi đốt mang vào: D2.ihđ2

- Do dung dịch ở nồi 1 mang vào: (Gđ – W1).C1.ts1

Nồi 3:

- Do hơi đốt mang vào : D3.ihđ3

- Do dung dịch nồi 2 mang vào: (Gđ – W1 –W2).C2.ts2

Nhiệt lựợng ra:

Nồi 1:

- Do hơi đốt mang ra: W1.iht1

- Do dung dịch mang ra: (Gđ – W1).C1.ts1

- Do nước ngưng mang ra: D1.Cn1 .θ1



- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt1 = 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1)

Nồi 2:

- Do hơi thứ mang ra: W2.iht2

- Do dung dịch mang ra: (Gđ –W1 –W2).C2.ts2

- Do nước ngưng mang ra: D2.Cn2.θ2

- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt2 = 0,05.D2.(ihđ2 – Cn2.θ2)

Nồi 3:

- Do hơi thứ mang ra: W3.iht3

- Do dung dịch mang ra: (Gđ –W1 –W2 –W3).C3.ts3

- Do nước ngưng mang ra: D3.Cn3.θ3

- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt3 = 0,05.D3.(ihđ3 – Cn3 θ3)

Viết phương trình cân bằng nhiệt lượng cho từng nồi:

Phương trình cân bằng nhiệt lượng:

ΣQvào = ΣQra

Nồi 1:

GđCđtđ + D1.ihđ1 = W1.iht1 + (Gđ – W1).C1.ts1+ D1.Cn1 .θ1+ 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1) (1)

Nồi 2:

D2.ihđ2 + (Gđ – W1).C1.ts1 = W2.iht2 + (Gđ –W1 –W2).C2.ts2 + D2Cn2 θ2 + 0,05.D2.(ihđ2 – Cn2.θ2)

(2)

Nồi 3:

D3.ihđ3 + (Gđ – W1 –W2).C2.ts2 = W3.iht3 + (Gđ –W1 –W2 –W3).C3.ts3 + D3Cn3θ3+ 0,05.D3.(ihđ3 –

Cn3 θ3) (3)

Tính C1, C2, C3



Công thức tính C với dung dịch loãng có x < 20% nên áp dụng CT I.43/152 –[I]

→Co=4186(1− x100

) J/kg.độ

Dung dịch đặc có x > 20% nên áp dụng CT I.44/152 – [I]

→Co=Cht .x

100+4186 (1− x

100) J/kg.độ

Với Cht được tính theo công thức I.41/152- [I]

M ct . Cht=nK .C K+nN . CN+nO . CO

Trong đó: Chất hòa tan KNO3 có:

M = 101 kg/kmol

nK, nN, nO: là số nguyên tử K, N, O trong hợp chất.

CK, CN, CO: là nhiệt dung riêng của các nguyên tố K, N, O và

CK = 26000J/kg.độ CN = 26000J/kg.độ CO =16800J/kg.độ

→Cht=1M (nK .C K+nN . CN+nO .CO )

→Cht=1

101(1. 26000+1 .26000+3. 16800 )=1013 ,864

J/kg.độ

Vậy, với dung dịch đầu, xđ = 8% < 20%, ta có:

→Cđ=4186 .(1− 8

100)=3851 , 129

J/kg.độ

Với dung dịch 1, có xdd1 = 10,7 % < 20%



→C1=4186 .(1−10 ,7

100)=3738 , 098

J/kg.độ

Với dung dịch 2, có xdd2 = 17,03% < 20%

→C2=4186 .(1−17 , 03100

)=3473 , 124 J/kg.độ

Với dung dịch 3, có xdd3 = 48% > 20%

→C3=1013 , 861 .48100

+4186 (1−48100

)=2663 , 373 J/kg.độ

Tính Qtt lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn bốc hơi ở từng nồi:

Ta có: θ =thđ; D2 = W1; D3 = W2; W= W1+W2+W3

D1.Cn1 .θ1 = D1.il1

D2Cn2 θ2 = D2.il2 = W1.il2

D3Cn3 θ3 = D3.il3 = W2.il3

Với ili là nhiệt lượng riêng của nức ngưng nồi 1,2,3

Theo Bảng 57/46- [III], ra có:

Phđ1 = 12 at il1 = 759,3 kJ/kg

Phđ2 = 5,169 at il1 = 642,8 kJ/kg

Phđ3 = 1,833 at il3 = 486,7 kJ/kg

Qtt1 = 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1) = 0,05.D1( ihđ1 – il1), J

Qtt2 = 0,05.D2.(ihđ2 – Cn2.θ2) = 0,05.W1( ihđ2- il2), J

Qtt3 = 0,05.D3.(ihđ3 – Cn3.θ3) = 0,05.W2( ihđ3- il3), J

Thay các dữ kiện trên vào phương trình (1), (2), (3), với các ẩn là W1, W2, W3, D1 ta có kết quả như bảng sau:

Bảng 6: Kết quả tính toán của phương trình cân bằng nhiệt lượng



Nồi C

(J/kg.độ)

il

(kJ/kg)

θ

(0C)

W ( kg/h) Sai số

%Giả thiết Tính toán

1 3738,098 795,3 187,1 7575,76 7634,362 0,771

2 3473,124 642,8 152,213 8333,33 8573,708 2,885

3 2663,373 486,7 116,845 9090,91 8791,930 3,289

Sai số:

%Wi = W i(¿)−W i (tt)

W i(¿). 100%

Nhận thấy sai số < 5% => giả thiết đưa ra là phù hợp.

Và có D1 = 11161,399 kg/h.

II.10. Các thông số kĩ thuật chính

II.10.1. Sức căng bề mặtTheo I.245/305 – [I], ta có sức căng bề mặt của dung dịch như sau:

xdd1 = 10,7% σ1 = 73,698.10-3 N/m

xdd2 = 17,07% σ2 = 74,5848.10-3 N/m

xdd3 = 48% σ3 = 79,253.10-3 N/m

II.10.2. Độ nhớt:Ta sử dụng công thức Paplov:

tμ 1−tμ 2

θμ 1−θμ2

=k=const (I.17/85 - [I])

Trong đó: tµ1, tµ2 nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt tương ứng μ1 , μ2 .

θμ1 ,θμ 2 là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.



Nồi 1: x1= 10,7 %, chọn chất chuẩn là nước

tµ1 = 200C ta có μ1 = 0,9714. 10-3 (N.s/m2) (I.107/101 – [I])

⇒ θμ1 = 21,22280C (I.102/94 – [I])

tµ2 = 300C ta có μ2 = 0,8. 10-3 (N.s/m2) (I.107/101 – [I])

⇒ θμ 2= 300C (I.102/94 – [I])

Nên ta có ⇒ k =

tμ 1−tμ 2

θμ 1−θμ2

=20−3021, 2228−30 = 1,139

Từ đó ta có : θμ=

t s 1−tμ2

k+θμ 2

Có được θµ ta tra bảng I.110/108 – [I] ta biết được μ

Và: ts1 = 155,491 0C

θμ=155 ,491−30

1 ,139+30=140 , 1760 C

Vậy μdd 1= 0,196.10-3 (Ns/m2)

Nồi 2: x2 = 17,03%, chọn chất chuẩn là nước

tµ1 = 200C ta có μ1 = 0,9922. 10-3 (N.s/m2) (I.107/101 – [I])

⇒ θμ1 = 21,66650C (I.102/94 – [I])

tµ2 = 300C ta có μ2 = 0,8041.10-3 (N.s/m2) (I.107/101 – [I])

⇒ θμ 2= 29,80350C (I.102/94 – [I])



Nên ta có ⇒

tμ 1−tμ 2

θμ 1−θμ2

=20−3021, 6665−29 , 8035 = 1,1,229

Và ts2 = 121,88790C

θμ=121 ,8879−30

1 ,229+30=104 ,570 C

Vậy μdd 2= 0,292.10-3 (Ns/m2)

Nồi 3: x3 = 48%, chọn chất chuẩn là nước

tµ1 = 200C ta có μ1 = 1,152. 10-3 (N.s/m2) (I.107/101 – [I])

⇒ θμ1 = 14,6130C (I.102/94 – [I])

tµ2 = 300C ta có μ2 = 1,005.10-3 (N.s/m2) (I.107/101 – [I])

⇒ θμ 2= 200C (I.102/94 – [I])

Nên ta có ⇒

tμ 1−tμ 2

θμ 1−θμ2

=20−3014 , 613−20 = 1,856

Và ts3 =79,4020C

θμ=79 , 402−30

1 ,856+20=46 , 6170 C

Vậy μdd 3= 0,582.10-3(Ns/m2)

II.10.3. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:Tính theo công thức (I.32/123- [I])



λd=A . CP . ρ3√ ρ

M , W/m.độ;

Trong đó: Cp là nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng, J/kg.độ;

ρ là khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m3;

M là khối lượng mol của chất lỏng;

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

Ở đây A = 3,58.10-8;

Trong đó: M = mi .Mct + (1- mi). MH2O

Mà

mi=

x i

M ct

x i

M ct

+1−x i

M H2 O

Vậy nồi 1:

m 1=

10 ,7101

10 , 7101

+100−10 , 718

=0 ,0209

M1 = m1.Mct + (1- m1).MH2O

= 0,0209. 101 + (1 – 0,0209).18

= 19,7374

λd 1=A . CP .ρ . 3√ ρM 1

=3 ,58 .10−8 .3738 , 098 .1059 ,03 .3√1059 ,33

19 ,7374 = 0,5345(W/m.độ)



Nồi 2:

m 2=

17 ,03101

17 ,03101

+100−17 ,0318

=0 , 0353

M2 = m2.Mct + (1- m2).MH2O

= 0,0353.101 + (1 – 0,0353).18

= 20,93

λd 2=A . CP 2 . ρ .23√ ρ2

M 2

=3 , 58 .10−8 .3473 , 124 .1110 ,92 .3√1110 , 92

20 ,93 =0,519(W/m.độ)

Nồi 3:

m 2=

48101

48101

+100−4818

=0 ,141

M3 = m3.Mct + (1- m3).MH2O

=0,141.101 + (1- 0,141).18

= 29,703

λd 3=A .CP 3 . ρ .33√ ρ3

M 3

=3 ,58 . 10−8 . 2663 ,373 .1502 , 86.3√1502 ,86

29 , 703 =0,53(W/m.độ)

II.10.4. Hệ số cấp nhiệt:

Mô tả sự truyền nhiệt qua thành ống:

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

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



ngưng tụ. Màng nước ngưng này ảnh hưởng đến quá trình truyền nhiệt. Còn sát

thành ống sẽ có một lớp cặn dung dịch bám vào,vì vận tốc khu vực này gần bằng

không. Lớp cặn này cũng ảnh hưởng đến qua trình truyền nhiệt.

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

- Truyền nhiệt từ hơi đốt đến bề mặt ngoài của ống truyền nhiệt với hệ số cấp

nhiệt là α1 với nhiệt tải là q1 (W/m2).

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

- Truyền nhiệt từ ống truyền nhiệt vào dung dịch với hệ số cấp nhiệt là α2 với

nhiệt lượng tải riêng là q2 (W/m2).

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

Theo định luật Niutơn ta có:

q1i = α1i.Δt1i

Trong đó Δt1i hệ số nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi ngưng tụ (nhiệt độ bão hòa) và nhiệt

độ thành Δt1i = Thđi – tTi;

Đây là trường hợp nước ngưng chảy thành dòng, khi đó hệ số cấp nhiệt tính theo

công thức Nuxen:

α 1=2,04 . A . 4√ rΔt1 . H , [W/m2.độ] (V.101/28 – [I])

H là chiều cao của ống truyền nhiệt H = 4m;

Trong đó: A = ( ρ2 λ3

μ)0 ,25

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

tm=12

. (T hđ+tT 1 ), 0C (29 – [II]), còn r là ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt.

Từ các dữ kiện trên, áp dụng ta có được kết quả như sau:



Bảng 7: Lượng nhiệt truyền từ hơi đốt đến thành thiết bị

Nồi Thđi

0C

rhđi

kJ/kg

tT1

0C

∆t1

0C

tm

0C

A α1i

W/m2.độ

q1i

W/m2

1 187,1 1995 183 4,1 185,05 199 7581,55 31084,355

2 152,213 2113,282 148,8 3,413 150,507 195,576 7913,817 27009,857

3 116,845 2215,515 112 4,845 114,423 185,49 6957,944 33711,239

b) Giai đoạn cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch:

Áp dụng công thức V.93/27 – [II]

Tính α2 = 780. q1i

0,6 λ1,3 . ρdd0,5 . ρht

0,06

σ0,5 . r0,6 . ρ00,66 .C0,3 . μ0,3 , W/m2.độ

Trong đó:

λ: hệ số dẫn nhiệt của dung dịch, W/m.độ

ρdd: khối lượng riêng của dung dịch, kg/m3

ρht: khối lượng riêng của hơi thứ, kg/m3

Theo bảng 57/46 – [III], ta có: Pht1 = 5,302 at => ρht1 = 2,762 kg/m3

Pht2 = 1,894 at => ρht2 = 1,052 kg/m3

Pht3 = 0,206 at => ρht3 = 0,132 kg/m3



σ: sức căng bề mặt, N/m

r: ẩn nhiệt hóa hơi hơi thứ, J/kg

ρ0: khối lượng tiêng của hơi nước ở P = 9,81.104 N/m2, đối với nước chọn ρ0 = 0,579

kg/m3

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

q: nhiệt tải riêng, W/m2

µ: độ nhớt của dung dịch, N.s/m2

α21 = 780. q11

0,6 λ11,3 . ρdd 1

0,5 . ρh t 10,06

σ10,5 . rh t 1

0,6 . ρ00,66. C1

0,3 . μdd 10,3

=

780.31084,3550,6 . 0,31021,3 . 1059,030,5 .2,7620,06

(73,698. 10−3)0,5 .(2110,359.10¿¿−3)0,6 . 0,5790,66 . 3738,0980,3 .(0,196.10¿¿−3)0,3¿¿

= 2719,569 W/m2.độ

α22 = 780. q12

0,6 λ21,3 . ρdd 2

0,5 . ρh t 20,06

σ20,5 . rh t 2

0,6 . ρ00,66. C2

0,3 . μdd 20,3

=

780.27009,8570,6 .0,30721,3 . 1110,920,5 .1,0520,06

(74,584. 10−3)0,5 .(2212,786.10¿¿−3)0,6 . 0,5790,66 .3473,1240,3 .(0,292.10¿¿−3)0,3¿¿

= 2090,897 W/m2.độ

α22 = 780. q13

0,6 λ31,3 . ρdd 3

0,5 . ρh t 30,06

σ30,5 . rh t 3

0,6 . ρ00,66 .C3

0,3 . μdd 30,3

=

780.33711,2390,6 . 0,35251,3 . 1502,860,5 . 0,1320,06

(79,253. 10−3)0,5 .(2355,556.10¿¿−3)0,6 . 0,5790,66 .2663,3730,3. (0,582.10¿¿−3)0,3¿¿

= 2412,802 W/m2.độ



Ta có: q2i=α 2i . Δt21

Trong đó: Δt2 là hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi

Δt2 = tT2 – tddi = tT2i – tsi – ( Thđi – tT1i) – ( tT1i – tT2i) = ∆Ti - ∆t1i - ∆tTi

Với: ∆Ti là hiệu số nhiệt độ hữu ích trong mỗi nồi, 0C

∆t1i là hiệu số nhiệt độ giữa hơi ngưng tụ và thành ống phía hơi ngưng tụ, 0C

∆tTi là hiệu số nhiệt độ giữa hai bề mặt thành ống, 0C

Mà: ∆tTi = q1.Σr, 0C

với Σr là tổng nhiệt trở: Σr = r1 + r2 + r3

Trong đó :

r1 là nhiệt trở của nước ngưng

r2 là nhiệt trở do lớp cặn bám lên thành

r3 là nhiệt trở qua lớp vật liệu

Theo bảng V.1/4 – [II] ta chọn:

Với lớp nước sạch: r1 = 0,232.10-3 m2.độ/W

Với lớp cặn bã : r2 = 0,247.10-3

m2.độ/W

Còn r3 =

δλ

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 46,1 W/m.độ



Vậy ta có: →∑ r=0 ,232 . 10−3+0,247. 10-3+ 2

46 , 1.10−3=0 ,522 .10−3

, m2.độ/W

ΔtT 1=q11∑ r=31084 , 355. 0 , 522.10−3=16 , 226oC

ΔtT 2=q12∑ r=27009 , 857 .0 ,522 .10−3=14 , 099oC

ΔtT 3=q13∑ r=33711 ,239 . 0 ,522 .10−3=17 , 597oC

Thay số vào tính toán ta có : ∆t2i = ∆Ti - ∆t1i - ∆tTi

Bảng 8: Hiệu số nhiệt độ giữa các nồi


∆Ti, 0C 31,609 30,3251 37,443

∆t1i, 0C 4,1 3,413 4,845

∆tTi, 0C 16,226 14,099 17,597

∆t2i, 0C 11,283 12,8131 15,001

Vậy từ đây :

q21=α 21 Δt21=2719 , 569 .11 ,283=30684 , 897 W /m2

q22=α 22 Δt22=2090 , 897 . 12 ,8131=26790 , 872W /m2

q23=α 23 Δt23=2412 ,802. 15,001=36194 , 443W /m2

Vậy cuối cùng, ta có nhiệt tải riêng cho quá trình với sai số được tính như sau:



Sai số ∆ = ¿q2i−q1 i∨¿

q1i

¿. 100%

Bảng 9: Chênh lệch nhiệt lượng lí thuyết và tính toán

q1 q2 Sai số %

Nồi 1 31084,355 30684,897 1,285

Nồi 2 27006,857 26790,872 0,7997

Nồi 3 33711,239 36194,443 7,366

Nhiệt tải riêng trung bình qtbi = 12

. ( q1i + q2i) , W/m2

qtb1 = 30884,42 W/m2

qtb2 = 26898,8645 W/m2

qtb3 = 34952,841 W/m2

II.10.5. 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:

ΔT hii(k )=

QiKi

∑i=1

n=3QiKi

.∑ ΔT hi

(VI.20/68 – [II])

Trong đó: ΣΔThi – tổng hiệu số nhiệt độ có ích của các nồi, ΣΔTh = 99,3771 0C

Qi - nhiệt lượng cung cấp, W



Ki – hệ số truyền nhiệt,W/m2.độ;

Ta có:Qi=

ƯW i. rhti

3600

Trong đó: Wi- lượng hơi đốt của mỗi nồi;

rhti- ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi;

Ki= 11

α 1i

+∑ r+1

α2 i

Tuy nhiên, nếu tính theo phương pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nỗi bằng nhau thì hệ số truyền nhiệt tính theo công thức:

Ki = q tbi

∆ T i W/m2.độ

Nồi 1:

Q1=ƯW 1 . rht 1

3600=7634 ,362 .2110 ,359. 103

3600=5 ,372 .106 (ƯW )

K1=30884,42 31 ,609 = 997,077 W/m2.độ

Suy ra :

Q1

K1

=5 ,372 .106

997 , 077=5388 ,119

m2.độ

Nồi 2:

Q2=ƯW 2 .r ht 2

3600=8573 ,708 .2212 ,786 .103

3600=4 ,472. 106 (ƯW )

K2=26898,8645 30 , 3251 =887,017 W/m2.độ

Suy ra:



Q2

K2

=5 , 27. 106

887 ,017=5041 ,261

m2.độ

Nồi 3:

Q3=ƯW 3 .r ht 3

3600=8791 , 930 . 2355 ,556 .103

3600=5 , 752.106 (ƯW )

K3=34952,841 37 , 443 = 933,494 W/m2.độ

Suy ra:

Q3

K3

=5 , 752.106

933,494=6161 ,796

m2.độ

Nên ta có:

∑i=1

n=3QiKi=

Q1

K1

+Q2

K 2

+Q3

K3

=16591 ,176 m2.độ

Vậy :

Nồi 1Δthi 1=99 , 3771.

5388 , 11916591 ,176

=32 , 2730C

Nồi 2:Δthi 2=99 , 3771.

5041 ,26116591 ,176

=30 ,1950C

Nồi 3:Δthi 3=99 , 3771.

6161 , 79616591 ,176

=36 ,9080C

Bảng 10: Hệ số phân bố nhiệt hữu ích

ΔThi ( giả thiết) ΔThi (tính toán) Sai số %

Nồi 1 31,609 32,273 2,1

Nồi 2 30,3251 30,195 0,429

Nồi 3 37,443 36,908 1,42



Với sai số ∆Ti = ¿∆ T i−tt−∆ T i−¿∨¿

∆ T i−¿

¿ . 100 %

Như vậy các sai số so với giả thiết ban đầu đều nhỏ hơn 5%.

II.10.6 Tính toán bề mặt truyền nhiệt:

Bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi:

Nồi 1F1=

Q1

K1 . ΔT hi 1

= 5 , 273. 106

997 , 077 .32 ,273=166 ,94

m2

Nồi 2:F2=

Q2

K2 . ΔT hi 2

= 4 , 472. 106

887 ,017 .30 ,195 = 166,97 m2

Nồi 3:F3=

Q3

K3 . ΔT hi 3

= 5 ,752. 106

933 , 494 . 36 , 908 = 166,95 m2

Vậy chọn F1 = F2 = F3 = 167 m2.

Quy chuẩn F = 160 m2 theo bảng 6.2/172 – [IV]



CHƯƠNG III

TÍNH TOÁN CƠ KHÍ THIẾT BỊ CHÍNH

Thiết bị làm việc ở áp suất cao nhất là P= 12at = 12.9,81.104 = 1,1772.106 N/m2 < 1,6.106

N/m2 nên coi như làm việc ở áp suất thấp.

Các chi tiết, bộ phận không bị đốt nóng, được cách ly với nguồn đốt nóng trực tiếp. Thiết bị không sản xuất và không chứa các chất cháy nổ đọc hại ở áp suất thường.

Vậy thiết bị thuộc nhóm 2, loại II, có hệ số điều chỉnh η = 1 (XIII.2/356 – [II])

III.1. Buồng đốt

III.1.1 Số ống trong buồng đốt:

n= F

π . d .l

Với:

F là tổng bề mặt đốt, m2. F = 160 m2

d là đường kính của ống truyền nhiệt, m

Do trong cả ba nồi hệ số cấp nhiệt của hơi đốt α1 > hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi. Vậy chọn d là đường kính trong của ống truyền nhiệt.

Ống truyền nhiệt loại 38x2, tức là:

Đường kính ngoài: dn = 38 mm =38.10-3m

Độ dày: δ = 2mm = 2.10-3m

đường kính trong của ống d = dn - 2δ = 38.10-3 - 2.10-3 = 0,034m

l là chiều dài ống truyền nhiệt, m. Chọn l = 4m

Vậy từ các giả thiết trên, ta có số ống trong buồng đốt là:

n= F

π . d .l = 160

π .0,034 .4 = 374,672 ống

Quy chuẩn theo bảng V.11/48 – [II]



Số ống theo hình 6 cạnh

Số hình 6 cạnh = 11

Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh = 23 ống

Tổng số ống không kể các ống trong các hình viên phân = 397 ống

Tổng số ống trong tất cả hình viên phân = 42 ống

Tổng số ống của thiết bị = 439 ống

III.1.2. Tính thiết bị ống tuần hoàn trung tâm.( tính theo bề mặt trong)

Vì đây là thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm .Nên tiết diện tuần hoàn trung tâm F th

lấy bằng khoảng 25% - 35% tổng bề mặt tiết diện tất cả các ống truyền nhiệt.

Tổng bề mặt tiết diện của các ống truyền nhiệt là:

Ftổng = n. π . d2

4 = 439. π . 0,0342

4 ¿0,3986 m2

Lấy Fth = 0,25.Ftổng = 0,25.0,3986 = 0,09965 m2

Vậy dth = √ F th

π4

= √ 0,09965π4

= 0,3562 m

Quy chuẩn theo 416 – [II] ta có:

– Đường kính trong dth = 0,4m

– Đường kính ngoài dn = 0,426m

– Độ dày ống δ = 0,013m

Tính lại Fth = π . d th

2

4 = π . 0,42

4 ¿0,1257 m2

Xét F th

F tổng

=0,12570,3986

¿0,3153=31,53 %∈ (25 %÷ 35 %). Vậy phù hợp.



III.1.3. Đường kính trong buồng đốt.

Đường kính trong của buồng đốt tính theo công thức:

Dtr = √ 0,4 β2 . dn . sinα .F

Ψ . l+(d th+2. β . dn)

2 , m

β= t

dn với t là bước ống (m), β = 1,4

dn là đướng kính ngoài của ống truyền nhiệt, dn = 0,038m

sinα = sin 600 = √32

do xếp ống theo hình lục giác đều

F là tổng diện tích bề mặt đốt, m2

F = nống.hống.π.dtr = 439.4.π.0,034= 187,566m2

Ψ là hệ số sử dụng lưới đỡ ống. Ψ = 0,8

l là chiều dài ống truyền nhiệt, m. Chọn l = 4m

dth là đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm, m. dth = 0,426m

Vậy, từ các dữ kiện trên ta có:

dtr = √ 0,4 .1,42 .0,038 .sin 60.187,5660,8.4

+(0,426+2.1,4 .0,038)2 = 1,34 m

Quy chuẩn Dtr = 1,4 m

III.1.4. 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:



S=Dtr . P

2 . [σ ] .ϕ−P+C , m

(XIII.8/360 – [II])

Trong đó:

– Dtr: là đường kính trong của buồng đốt, m.

– ϕ : hệ số bền của thành hình trụ tính theo phương dọc,chonϕ =0,95.

(Theo bảng XIII.8/362 – [II]).

– C: hệ số bổ sung ăn mòn

C =C1 + C2 + C3 , m ; (XIII.17/363 – [II])

Trong đó:

C1 – là đại lượng chống ăn mòn ở môi trường 1, mm/năm

Với thép CT3, ta chọn C1 = 1 mm/năm.

C2 – là đại lượng chống ăn mòn khi nguyên liệu có chứa các hạt rắn

chuyển động với tốc độ lớn. Ở đây coi môi trường bão hòa nên C2 = 0.

C3 – đại lượng bổ sung đo dung sai của chiều dày, phụ thuộc vào chiều

dày tấm vật liệu, theo bảng XIII.9/364 – [II] ta chọn C3 = 0,4 mm

→ C = 1 + 0 + 0.4 = 1.4 mm = 0.0014 m

– P: áp suất trong thiết bị(N/m2). Do môi trường làm việc là bão hòa nên

P = Phđ1= 12at = 12. 9,81.104 = 117,72.104 N/m2.

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

chảy [σch];

Ứng suất kéo:

[σ k ]=

σkt

nb

η, N/m2; (XIII.1/355 – [II])



Với η là hệ số điều chỉnh,theo bảng XIII.2/356 – [II] ta chọn η = 1

nb là hệ số an toàn theo giới hạn bền theo bảng XIII.3/356 – [II] ta chọn

nb = 2.6

σk giới hạn bền khi kéo theo bảng XII.4/309 – [II] ta chọn

σ kt = 380.106 N/m2

→ [σ k ]=380. 106

2,6.1=146 ,154 .106 (N /m2 )

Ứng suất cho phép giới hạn chảy:

[σ c ]=σ c

t

nc

.η(N/m2) (XIII.2/355 – [II])

Tương tự ta chọn : η = 1; nc = 1,5; σ ct = 240.106 N/m2

→ [σ c ]=240 . 106

1,5.1=160 . 106 (N /m2)

Ứng suất cho phép phải lấy giá trị nhỏ để tính toán đảm bảo điệu kiện bền mà có

[σ k ] < [σ c ] nên chọn [σ] = [σk]= 146 , 154 .106 (N /m2 )

Hay [σ] = 146 , 154 .106 (N /m2 )

Xét tỉ số: ❑P . ϕ = 146,154.106

117,72.104 .0,95 = 117,946 > 50, nên bỏ qua P ở dưới mẫu trong công

thức tính S.

Khi đó ta có:

S=Dtr .P

2 . [σ ] .ϕ−P+C= 1,4 .117 ,72 .104

2 . 146 ,154 .106 .0 ,95+0 , 0014=7 , 335 .10−3m



Chọn S= 10 mm = 0,01m

*Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử:

σ=[Dtr+ (S−C ) ]Po

2 ( S−C )ϕ≤

σc

12, N /m2

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

Po=Pth+P1 , N/m2 (CT XIII.27/366 – [II]).

Pth áp suất thử thuỷ tĩnh lấy theo bảng XIII.5/358 – [II]

Kiểm tra với áp suất làm việc lớn nhất và dung dịch có tỉ trọng lớn nhất

chọn Pth=1,5.Phd, vì Phd = 117,72.104 < 1,6.106 (N/m2).

→Po=1,5 .117,72. 104= 176,58 .104 (N /m2 )

Và

σ c

1,2=240. 106

1,2=2 . 108 (N /m2 )

Ta thấy:σ=

[1,4+(10−1,4 ) 10−3 ] . 176 ,58 .104

2 . (10−1,4 )10−3 .0 ,95=1 ,52. 108<2. 108 (N /m2 )

Vậy bề dày buồng đốt cho cả 3 nồi là 10mm.

II.1.5. Bề dày đáy buồng đốt:

Ta chọn đáy hình nón có gờ và góc đáy là 600

Ta có bề dày đáy hình nón tính theo công thức sau:

Sd=Dtr Po y

2 [σu ]ϕh

+C(m) (XIII.52/399 – [II])



Trong đó: y là yếu tố hình dạng đáy,xác định theo đồ thị hình XIII.25/400 – [II] ta có

Rδ/Dtr=0.15 nên ta có y = 2

P = Pht + Pl = 176,58.104 N/m2,

[σu] = 145.106N/m2

Theo bảng XIII.21/394 – [II] có:

Dtr = 1,4 m

H = 1269mm

Rδ= 210mm

ϕh = 0,95

C = 0,0014 m

Sd=1,4 . 1 76 ,58 . 104 .22 .145. 106 . 0 , 95

+0 , 0014 = 0,0193m

Vậy ta chọn chiều dày của đáy là 20 mm

Giờ ta kiểm tra ứng suất thành đáy buồng đốt ở áp suất thủy lực

Với công thức sau:

σ=Dtr . P0 . y

2.( Sd−C ). ϕh

≤σc

1,2 N/m2

Ta có: →Po=176 , 58 .104 N /m2

σ= 1,4 .176 , 58. 104 .22.(0 ,02−0 ,0014 ). 0 , 95 = 1,34.108N/m2



mà

σ c

1,2 = 2.108N/m2

⇒δ<

δc

1,2

Vậy để thuận tiện trong công việc chế tạo ta chọn bề dày đáy buồng đốt cho cả 3 nồi là

20 mm

III.2. Buồng bốc

III.2.1. Thể tích buồng đốt

V = W

ρh .U tt , m3 (VI.32/71 – [II])

Vì lượng hơi thứ nồi 3 bốc ra là lớn nhất, nên ta tính theo nồi 3 và quy chuẩn cho 2 nồi còn lại.

W là lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h

W = W3 = 8791,930 kg/h

ρh là khối lượng riêng của hơi thứ, kg/m3.

ρh= ρht 1= 0,132 kg/m3

Utt là cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi, m3/m3.hUtt= f.Utt(1at) , m3/m3h ;

Ở đây Utt(1at)-cường độ bốc hơi thể tích cho phép khi p = 1at ,m3/m3h;

Utt(1at)=1700 m3/m3h;

f- là hệ số điều chỉnh-xác định theo đồ thị VI.3/72 – [II]

Khi Ph < 1at thì đồ thị không chính xác với Pht3 = 0,206 at →f = 4,5

→ Utt = 4,5.1700 = 7650 m3/m3h



⇒V=8791,930

0 , 132. 7650 = 8,7 (m3)

III.2.2. Chiều cao buồng bốc:

Vậy ta tính được chiều cao không gian hơi H bằng công thức VI.34/72 – [II]

⇒

H= 4 . Vπ . D

tr . bb2 , m

Với Dtr.bb là đường kính trong buồng bốc. Dtr.bb = 1,8m

V là thể tích buồng đốt, m3

=>

H= 4 . Vπ . D

tr . bb2

=4 .16 ,74

π . 1,42=3 ,41m

Vậy chọn H= 3,4m.

III.2.3. Bề dày buồng bốc:

Vật liệu chế tạo buồng bốc là thép CT3 và bề dày buồng bốc tính theo công thức

sau:

S=

D tr . P

2 . [σ ] ϕ−P+C

(m) (XIII.8/360 – [II])

Với: Dtr= 1,8m

ϕ = 0,95

[σk] = 146,154.106 (N/m2)

C= 0,0014 m

Khảo sát với nồi 1 là nồi có áp suất làm việc lớn nhất.

P = Pht = 5,302 at = 5,302.9,81.104= 520126,2 N/m2

Xét tỉ số: ❑P . ϕ = 146,154.106

520126,2.0,95 = 266,947 > 50, nên bỏ qua P ở dưới mẫu trong công

thức tính S.



⇒S= 1,8. 520126 , 2

2 .146 ,154 . 106 . 0 , 95+0 ,0014

= 4,4.10-3 m

Ta thấy S – C < 10 mm nên ta tăng thêm C thêm 3 mm nên ta chọn S = 7 mm.

Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử:

σ=[Dtr+(S−C ) ] . P0

2.( S−C ). ϕ<

σ c

1,2 (N/m2)(XIII.26/365 – [II])

Với P0 = 1,5Pht+ Pl

Pth là áp suất thủy lực, N/m2, Pth = 1,5. Pht1= 1,5.520126,2= 780189,3 N/m2\

P1 áp suất thủy tĩnh của nước tại 200C. Tại 200C, có ρnước = 998 kg/m3.

P1= g.H.ρ = 9,81.1,6.998= 15664,608 N/m2

P0 = 780189,3+15664,608 = 795853,908 (N/m2)

⇒σ=

[1,4+( 0 ,006−0 ,0014 )] .795853,908 2.(0 , 006−0 , 0014 ). 0 , 95 = 1,279.108 (N/m2)

Mà

σ c

1,2 = 2.108 (N/m2)

⇒σ<

σc

1,2

Vậy bề dày buồng bốc của cả 3 nồi được thiết kế là 7 mm.

Để thống nhất với độ dày phòng đốt nên chọn S = 10 mm.

III.2.4. Bề dày nắp buồng bốc:

Thiết kế nắp cho cả 2 nồi theo hình elip có gờ,vật liệu bằng thép cacbon



Sb=Dtr .P

3,8 [σ k ] k . ϕh−P.

Dtr

2 .hb

+C (m)(XIII.47/385 – [II])

Trong đó:

Dtr = 1,4 m

[σk] = 146,154.106 N/m2

ϕh = 0,95

hb là chiều cao phần lồi của nắp;

Dtr

2. hb là hệ số hình học, theo kinh nghiệm

Dtr

2. hb = 2 => hb =

Dtr

4 = 0,35 m

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

k= 1-

dDb (XIII.48/385 – [II])

Ở đây d là đường kính lỗ khoét ở đáy nắp, m. Theo phần III.4.3 thì có d = 0,25 m.

⇒ k= 1-

0 ,251, 34 = 0,8214

P là áp suất của hơi thứ thiết bị, Pht = 520126,2N/m2

Tính ❑P .k.φ = 146,154.106

520126,2. 0,8214.0,95 = 219,271 > 30 nên ta có thể bỏ P ở dưới mẫu số

trong công thức tính S ở trên.

⇒S= 1,4 .520126,2

3,8 .146 ,154 .106 .0 ,8214 .0 ,95.2+0 , 0014

= 4,76.10-3 m.



Ta thấy S – C < 10 mm nên ta tăng C thêm 3mm nên ta chọn S = 4,6.10-3 + 3.10-3 =

7,76.10-3 m

Chọn S = 0,01 m.

KIểm tra ứng suất nắp ở ứng suất thử thủy lực theo công thức:

σ=[Dtr2+2 . hb(S−C )]Po

7,6 .k .ϕh .hb ( S−C )≤

σc

1,2 (XIII.49/386 – [II])

Ta có P0 = 795853,908 N/m2 ( theo mục III.2.3 đã tính ở trên)

σ=[1,42+2. 0 ,35. (10−4,4 ) ,10−3] .795853 , 908

7,6 .0 ,8214 . 0 , 95 . 0 ,35 (10−4,4 )10−3=0 ,877 . 108<2. 108 N /m2

Vậy nắp đậy nồi 1 có bề dày là 10 mm là đảm bảo độ bền

Do áp suất nồi hai và nồ ba nhỏ hơn nồi 1 nên ta cũng chọn bề dày là 10 mm

III.3. Cửa làm vệ sinh

Chọn đường kính sữa chữa và làm vệ sinh là 0,5 m để cho thuận tiện cho

việc sữa chữa và làm vệ sinh thiết bị

III.4. Đường kính các ống dẫn

Đường kính ống dẫn và cửa ra vào của thiết bị xác định theo phương trình

Lưu lượng:

dd=√ V s

0 ,785 .w , m (VII.42/74 – [II])

Trong đó: Vs là lưu lượng hơi đốt đi trong ống, m3/h; Vs = Vρ



w là vận tốc của hơi đi trong ống, m/s

Với chất lỏng nhớt chọn w = 0,5 ÷ 1 m/s

Với hơi nước bão hòa chọn w = 15 ÷ 25 m/s

III.4.1. Đường kính ống dẫn hơi đốt

Nồi 1 có lượng hơi đốt vào lớn nhất trong 3 nồi, nên tính đường kính nồi 1 là lớn

nhất, quy chuẩn cho các nồi còn lại.

D1 = 11161,399 kg/h

ρ = 5,996 kg/m3 ở Phđ1 = 12 at

Chọn w = 20 m/s

⇒d1=√11161, 399

0 , 785 . 20.5 , 996 .3600 = 0,181 m

Quy chuẩn cho ống dẫn hơi đốt của cả 3 nồi là 0,2 m.

III.4.2. Đường kính ống dẫn dung dịch

Lưu lượng khối lương G = Gđ = 30000 kg/h

Nồng độ xđ = 8% =>ρ = 1049,4(kg/m3)

Chọn: w = 1 (m/s)

⇒ d1=√300003600 .0 , 785 .1049 , 4 .1 = 0,1m

Quy chuẩn ống dẫn dung dịch vào các nồi là 0,1 m.

Tính lại w = V

3600.0,785 .d2 = 30000

3600.0,785 .0,12 .1049,1 = 1m/s

w = 1m/s ϵ ( 0,5 ÷ 1 m/s) thỏa mãn.

Vậy đường kính ống dẫn dung dịch vào các nồi là 0,1 m.



III.4.3. Đường kính ống dẫn hơi thứ ra

Hơi thứ ra khỏi nồi 1 có : W1 = 7634,362 kg/h

ρht 1= 2,762 kg/m3

Chọn w = 20 m/s

d1= √ 7634,3623600.0,785 .20 .2,762

= 0,22 m

Quy chuẩn d = 0,25 m

Tính lại w = V

3600.0,785 .d2 = 7634,362

3600.0,785 .0,252 .2,762 = 15,65 m/s

w = 15,65 ϵ ( 15 ÷ 25 m/s) nên thỏa mãn.

Vậy ống dẫn hơi thứ cho các nồi là 0,25 m.

III.4.4. Đường kính ống dẫn dung dịch ra

Dung dịch ra khỏi nồi 1 có: G1 = Gđ – W1 = 30000 – 7634,362 = 22365,638 kg/h

Khối lượng riêng của dung dịch 1 là ρdd1 = 1059,03 kg/m3

Chọn w =1 m/s

⇒ dn1=√22365,6383600 .0 , 785 .1 .1059 ,03 = 0.086 m

Quy chuẩn d = 0,1 m.

Tính lại w = V

3600.0,785 .d2 = 22365,369

3600.0,785 .0,12 .1059,03 = 0,747m/s

w ϵ ( 0,5 ÷ 1 m/s) thỏa mãn.

Vậy đường kính các ống dẫn dung dịch ra là 0,1 m.

III.4.5. Đường kính ống tháo nước ngưng

Chọn kích thước ống tháo nước ngưng như ống dẫn dung dịch ra:



Đường kính trong, dtr = 0,1 m

Đường kính ngoài, dng = 0,108 m

Độ dày, δ = 4.10-3 m.

III.5. Bề dày lớp cách nhiệt của thiết bị

III.5.1. Bề dày lớp cách nhiết cho các ống dẫn:

Bề dày lớp cách nhiệt bọc các ống dẫn trong điều kiện cấp nhiệt ra ngoài không

khí chuyển động tự do,nhiệt độ môi trường xung quanh khoảng 20(oC) được tính theo

công thức:

δ=2,8d

n1,2 . λ1 , 35 . t

T 21 .3

q1,5 ,mm (V.137/41 – [II])

Với: dn là đường kính ngoài của ống dẫn (không kể lớp cách nhiệt),mm;

λ là hệ số dẫn nhiệt của lớp cách nhiệt,(W/m.độ);

q là nhiệt tổn thất tính theo 1 m chiều dài ống, W/m; ta tìm được bằng cách tra bảng

V.7/42 - [II]

tT2 là nhiệt độ mặt ngoài của ống kim loại chưa kể lớp cách nhiệt, oC

Chọn chất cách nhiệt là bông thủy tinh..

– Đối với ống dẫn hơi đốt:

Tra bảng I.126/128 – [I] ta có bảng tổng hợp sau:

Bảng 11: Tính toán bề dày ống dẫn hơi đốt



Hơi đốt Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3

dn, m 0,2 0,2 0,2

t0hđ, 0C 187,1 152,213 116,845

λ, W/m.độ 0,0327 0,0327 0,0327

q1, W/m 175,422 146,815 118,476

Vậy

Nồi 1:δ1=

2,8 . 0,21,2 .0 , 03271, 35 . 187 ,11,3

175 , 4221,5= 1,55.10-3 m = 1,55 mm

Nồi 2:δ2=

2,8 . 0,21,2 . 0 ,03271, 35 . 152 ,2131,3

146 , 8151,5= 1,55.10-3 m = 1,55 mm

Nồi 3:δ3=

2,8 . 0,21,2 . 0 ,03271, 35 .116 ,8451,3

118 , 4761,5= 1,53.10-3 m = 1,53 mm

Chọn chiều dày lớp cách nhiệt chung là 2 mm.

– Đối với ống dẫn hơi thứ:

Bảng 12: Tính toán bề dày ống dẫn hơi thứ

Hơi thứ Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3

dn,mm 0,25 0,25 0,25

tht,0C 153,213 117,845 60,7

λ, W/m.độ 0,0327 0,0327 0,0327



q1, W/m 171,956 138,774 82,412

Nồi 1:δ1=

2,8 . 0 ,251,2 .0 ,03271, 35 . 153 , 2131,3

171 , 9561,5= 1,6.10-3 m = 1,6 mm

Nồi 2: δ2=

2,8 . 0 ,251,2 .0 ,03271, 35 . 117 ,8451,3

138 ,7741,5= 1,6.10-3 m = 1,6 mm

Nồi 3: δ3=

2,8 . 0 ,251,2 . 0 ,03271, 35 .60 ,71,3

82 , 4121,5= 1,46.10-3 m = 1,46 mm

Chọn chiều dày chung cho các ống dẫn hơi thứ là 2 mm.

– Đối với ống dẫn dung dịch

Bảng 13: Tính toán bề dày ống dẫn dung dịch

Dung dịch Sau TBTN Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3

dn,mm 0,1 0,1 0,1 0,1

tdd,0C 100.7 155,491 121,8879 79,402

λ, W/m.độ 0,0327 0,0327 0,0327 0,0327

q1, W/m 70,406 102,185 82,695 60,195

Nồi 1: →δ 1=2,8

0,11,2 . 0 ,03271, 35 .155 , 4911,3

102 , 1851,5= 1,2.10-3 m = 1,2 mm

Nồi 2:→δ 2=2,8

0,11,2 . 0 , 03271, 35 .121 , 88791,3

82 , 6951,5= 1,2.10-3 m = 1,2 mm

Nồi 3:→δ 3=2,8

0,11,2 . 0 , 03271 ,35 .79 ,4021,3

60 , 1951,5= 1,1. 10-3 m = 1,1 mm



Bề dày cách nhiệt của ống dẫn dung dịch vào và ra hơn kém nhau không dáng kể và để

thuận tiện cho việc thiết kế nên ta chọn cung bề dày và bằng 2mm

III.5.2. Bề dày lớp cách nhiệt cho thân thiết bị:

Tính bề dày lớp cách nhiệt δc theo công thức sau:

α n ( tT 2−t KK )=λc

δ c

( tT 1−tT 2 ), (VI.66/92 – [II])

Trong đó αn là hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ngoài của lớp cách nhiệt đến không khí

αn = 9,3 + 0,058.tT2, W/m2.độ (VI.67/92 – [II])

tT2 là nhiệt độ bề mặt lớp cách nhiệt về phía không khí vào khoảng 40-500C;

tT1 là nhiệt độ lớp cách nhiệt tiếp giáp bề mặt thiết bị vì trở lực nhiệt tường thiết bị

rất nhỏ so với trở lực nhiệt của lớp cách nhiệt, cho nên tT1 có thể lấy bằng nhiệt độ hơi đốt

đối với buồng đốt và nhiệt độ hơi thứ đối với buồng bốc;

tKK- nhiệt độ không khí,0C; tKK = 250C;

λc- hệ số dẫn nhiệt của vật liệu cách nhiệt,W/m.độ.

Ta chỉ tính bề dày lớp cách nhiệt cho nồi 1, còn lớp cách nhiệt của nồi sau lấy như nồi 1;

Ta có: αn = 9.3 + 0.058tT2 = 9.3 + 0.058.50 = 12.2 W/m2.độ

Nồi 1:Với thân buồng đốt : tT1 = 187,10C;

→δc =

λc ( tT 1−tT 2 )α n( tT 2−tTkk )=

0 ,0327 .(187 ,1−50)12 , 2.(50−25) = 0,01m = 10 mm

Với thân buồng bốc : tT1 = 153,2130C

→δc =

λc ( tT 1−tT 2 )α n( tT 2−tTkk )=

0 .0327 .(153 , 213−50)12 .2 .(50−25 ) = 0,01m = 10 mm



Chọn giá trị là 10 mm. Các nồi còn lại do có nhiệt độ thấp hơn nên với chiều dày này sẽ

bảo đảm sự cách nhiệt cần thiết cho thiết bị.

III.6. Mặt bích

Mặt bích là bộ phận quan trong dùng để nối các phần của thiết bị cũng như

nối các thiết bị này với thiết bị khác.

Những yêu cầu của mặt bích: mối ghép phải luôn kín ở áp suất và nhiệt độ làm

việc, luôn bền, tháo lắp nhanh và đảm bảo sản xuất hàng loạt, giá thành rẻ

Mặt bích nối thân thiết bị với đáy và nắp:

Chọn bích liền bằng thép loại một để nối thiết bị. Dựa vào áp suất làm việc P =

520126,2 N/m2.

Theo Bảng XIII.27/417 – [II] ta có bảng số liệu sau:

Bảng 14: Mặt bích nối thân thiết bị với đáy và nắp

Buồng bốc Buồng đốt

Py 0,6.106 N/m2 0,6.106 N/m2

Dtr, mm 1800 1400



D, mm 1970 1550

Db, mm 1900 1500

D1, mm 1860 1460

D0, mm 1815 1413

h, mm 40 35

Bu lông M30 M24

Số lượng Z 40 40

– Bích liền bằng kim loại đen loại 1 để nối các bộ phận thiết bị và ống dẫn:

Theo bảng XIII.26/409 – [II] ta có bảng số liệu sau:

Bảng 15: Mặt bích nối các bộ phận thiết bị và ống

Ống dẫn Dy

(mm)

Dn

(mm)

Kích thước nối Bulông h

(mm)D Dt D1 db Z

Hơi đốt 200 219 29

0

255 232 M16 8 22

d2 vào 100 108 20

5

170 148 M16 4 18

d2 ra 100 108 20

5

170 148 M16 4 18

Hơi thứ 250 273 37

0

355 312 M16 12 24

Nước

ngưng

100 108 20

5

170 148 M16 4 18



III.7. Tai treo

Chọn 4 tai treo bằng thép CT3 cho một buồng đốt.

Vậy tải trọng cho1tai treo là: Q =

G4 (N)

Với: G=Gống+2.Gvĩ+Gđáy+Gnắp+Gthành+2.Gbích+Glỏng+Gh

Trọng lượng thân buồng đốt Gth:

Gth = 0,25π .((Dđ+2S)2-Dđ2).H.ρt .g

Với ρt - khối lượng riêng của thép, ρt = 7,85.103 kg/m3

Dđ là đường kính của buồng đốt, Dt = 1,4m

δ là bề dày của buồng đốt, δ = 10.10-3 m

H là chiều cao của buồng đốt, H = 4m

b là trọng lượng riêng, g = 9.81 m/s2

⇒ Gth = 13645,234N

Trọng lượng của ống truyền nhiệt:

Gtn =0,25 n.((d+2S)2-d2).π .h.ρt .g + 0,25π ((dtt+2S)2-dtt2).hρt g

Với: n là số ống truyền nhiệt, n = 439 ống;

d là đường kính ống truyền nhiệt, d = 38.10-3 m;

h là chiều cao ống truyền nhiệt, h = 4m;

δ là bề dày ống truyền nhiệt, δ = 2.10-3m;

dtt là đường kính ống trung tâm,dtt = 0,4 m;

Gtn = 34764,279 N

Trọng lượng của dung dịch trong thiết bị:

Gl= n.π .

d2

4 .h.ρd .g + πd

2tt

4 .h. ρd .g + πD2

4 hl. ρds .g



Với

ρd =1502,86kg/m3, ρds =

ρd

2

Tính cho nồi 3 với nồng độ cao nhất.

Gl = 82161,897 N

Trọng lượng vĩ ống:

Gv= 2.(π .

D2

4−n . π .

d2

4 - πd

2tt

4 )S.ρt .g

Với S là chiều dày của vĩ ống S = 0,01 m

Gv = 1410,55 N

Trọng lượng của đáy buồng đốt:

Gđ= Fđ.Sđ.ρt .g

Trong đó Fđ- mặt trong của đáy thiết bị, F được tính bằng cách tra bảng

XIII.21/394 – [II] dựa vào đường kính buồng đốt.

Với: Dt = 1400 mm , ⇒Fđ= 3,529 m2

Sđ là bề dày đáy buồng đốt, Sđ = 0,02 m;

⇒Gđ= 3,529.0,02.7,85.103.9,81= 5435,26 N

Trọng lượng của nắp buồng đốt.

Gn= Fn.Sn.ρt .g

Fn – bề mặt trong của nắp buồng đốt,xác định theo bảng XIII.10/382 – [II] dựa vào

đường kính buồng đốt.

Với Db = 1400 mm , ⇒Fn= 2,31m2

Sn- bề đày nắp buồng đốt, Sn = 0,02 m;

⇒Gn= 2,31.0,006.7,85.103.9,81= 3557,79 N

Trọng lượng thân buồng bốc.

Gthb= 0,25.π .(( D+2δ )2 - D2).H.ρt .g



Với: D =1,4 m; H= 4 m; δ =0,002 m;

⇒Gthb= 2713,479N

Trọng lượng của bích.

Trọng lượng của 4 bích ở buồng bốc:

Gb= 4.

h .(D2−D02 )

4 .π .ρt .g

Với h = 0,04 m;

D = 1,55 m;

D0 = 1,413m;

⇒Gb= 4

0 , 04 . (1 , 552−1 ,4132 )4 .3,14.7,85.103.9,81= 3928,264 N

Trọng lượng của hơi:

Gh

= πD2

4H . ρh . 9 , 81=3 ,14 .1,42

44 .0 , 896 .9 , 81=54 ,123 N

.

Vậy trọng lượng thiết bị:



G = Gth+ Gtn+ Gl+2.Gv+ Gđ+ Gn+ Gthb+ 2.Gb + Ghn= 1,53.105N

Vậy tải trọng tác dụng lên mỗi tai treo:

G1 = G/4 =38250N

Theo bảng XIII.36/438 – [II] ta chọn tải trọng cho phép trên mỗi tai treo là

G = 0,5.105N

để bảo đảm độ bền.

Nên ta có các thông số sau:

– Bề mặt đỡ F = 72,5.10-4 m2

– Tải trọng cho phép lên bề mặt: q = 0,69.106 N

– L = 100 mm

– B =75 mm

– B1 = 85 mm

– H = 155 mm

– S = 6 mm

– l = 40 mm

– a = 15 mm

– d = 18 mm

Khối lượng một tai treo là 1,23 kg.



CHƯƠNG IV

TÍNH VÀ CHỌN THIẾT BỊ PHỤ

IV.1 Thiết bị ngưng tụ Baromet

IV.1.1. Lượng nước lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngưng tụ:

Gn=

W ( i−Cn . t2 c)Cn( t2 c−t2d ) (kg/s) (VI.51/84 – [II])

Trong đó : W : lượng hơi ngưng đi vào thiết bị ngưng tụ, kg/h;

Gn : lượng nước lạnh cần thiết để ngưng tụ, kg/h;

i : nhiệt lượng riêng (hàm nhiệt) của hơi ngưng, J/kg;

t2đ,t2c : nhiệt độ đầu và cuối của nước lạnh, 0C;

Cn : nhiệt dung riêng trung bình của nước,J/kg.độ;

Ta chọn: t2đ = 200C, t2c = 500C ( để tránh các muối dễ kết tủa và đóng cặn trên bề mặt

truyền nhiệt).

=> ta có ttb = t2 đ+t 2c

2 = 350C => Cn = 0,99859 kcal/kg.độ = 4180,89 J/kg.độ

( I.147/165 – [II])

W = W3 = 8791,930 kg/h

i = iht3 = 2608,444.103J/kg

⇒Gn=

8791 ,930 .(2608 , 444 . 103−4180 , 89 .50 )4180 ,89 .(50−30) = 168188,691 kg/h

IV.1.2. Lượng không khí cần hút ra khỏi thiết bị :

Lượng khí không ngưng và không khí cần hút cụ thể là:

– Có sẵn trong hơi thứ;

– Chui qua những lỗ hở của thiết bị;

– Bốc ra từ nước làm lạnh;



Chính lượng này vào thiết bị ngưng tụ làm giảm độ chân không, áp suất riêng phần và

hàm lượng tương đối của hơi trong hỗn hợp giảm đồng thời làm giảm hệ số truyền nhiệt

của thiết bị .Vì vậy cần liên tục hút khí không ngưng và không khí ra khỏi thiết bị.

Lượng khí không ngưng và không khí hút ra khỏi thiết bi tính theo công thức:

Gkk= 0,000025W+ 0,000025Gn+ 0,01W,kg/s (VI.47/84 – [II])

= 25.10-6(8791,930 + 168188,691) + 0,01. 8791,930

= 92,344 kg/h

Khi đó thể tích không khí ở 00C và 760 mm Hg cần hút là:

Vkk= 0,001.[ 0,02.(W+ Gn) + 8.W] (VI.48/84 – [II])

= 0,001.[0,02.(8791,930 +168188,691) +8. 8791,930]

= 73,875 m3/h.

IV.1.3. Đường kính thiết bị ngưng tụ:

Đường kính của thiết bị ngưng tụ được xác định theo hơi ngưng tụ và tốc độ hơi

qua thiết bị. Thiết bị làm việc ở áp suất 0,2 at nên tốc độ lựa chọn khoảng 35(m/s).

Thực tế thì người ta lấy năng suất của thiết bị gấp 1,5 lần so với năng suất thực của

nó.Khi đó, đường kính của thiết bị tính theo công thức:

Dtr=1 ,383 .√ Wρh .ωh

(m).(VI.52/84 – [2]).

Với: Dtr: đường kính trong của thiết bị ngưng tụ, m

W: lượng hơi ngưng tụ, kg/s. W = 8791,930/3600 = 2,442 m3/s

h : khối lượng riêng của hơi, kg/m3.

h : tốc độ hơi trong thiết bị ngưng tụ, (m/s).



chọn ωh=35m/s

→Dtr=1 ,383 .√ 2 ,4420 , 1283 .35

=1 ,02 m

Quy chuẩn Dtr = 1,2 m.

Theo bảng VI.8/88 – [II], ta có các thong số cơ bản của thiết bị ngưng tụ baromet( tính

bằng mm):

Đường kính trong của thiết bị Dtr = 1200 mm.

Chiều dày của thiết bị S = 6 mm.

Khoảng cách từ ngăn trên cùng đến nắp thiết bị: a= 1300 mm.

Khoảng cách từ ngăn cuối cùng đến đáy thiết bị: P = 1200 mm.

Bề rộng tấm ngăn: b = 750 mm.

Khoảng cách giữa tâm của thiết bị ngưng tụ và thiết thiết bị thu hồi:

K1 = 1200 mm; K2 = 1095 mm

Chiều cao của hệ thống thiết bị: H = 6320 mm.

Chiều rộng của hệ thống thiết bị: T = 2975 mm.

Đường kính của thiết bị ngưng tụ : D1 = 600 mm.

Chiều cao của thiết bị ngưng tụ: h1 = 2100 mm.

Đường kính của thiết bị thu hồi: D2 = 500 mm.

Chiều cao của thiết bị thu hồi: h2 = 1400 mm.

Khoảng cách giữa các ngăn:



a1 = 300 mm; a2 = 400 mm; a3 = 480 mm; a4 = 575 mm; a5 = 660 mm.

Đường kính các cửa vào:

Hơi vào: d1 = 450 mm.

Nước vào: d2 = 250 mm.

Hỗn hợp khí và hơi ra: d3 = 200 mm.

Nối với ống baromet: d4 = 250 mm.

Hỗn hợp khí và hơi vào thiết bị thu hồi: d5 = 200 mm.

Hỗn hợp khí và hơi ra khỏi thiết bị thu hồi: d6 = 150 mm.

Nối từ thiết bị thu hồi đến ống baromet: d7 = 80 mm.

Ống thông khí: d8 = 25 mm.

IV.1.4. Kích thước tấm chắn:

Để đảm bảo làm việc tốt, tấm ngăn phải có dạng hình viên phân,do đó chiều rộng

của tấm ngăn được xác định theo công thức sau:

b=D tr

2+50 ,mm

( VI.53/85 – [II]).

Với: Dtr: là đường kính trong của thiết bị ngưng tụ, (mm).

Vì trên tấm ngăn có nhiều lỗ nhỏ, chọn đường kính của lỗ là, 2 mm.

Lấy nước sạch để làm nguội.

Ta có:b=1200

2+50=650mm

Chiều cao của gờ cạnh tấm ngăn là 40 mm.

Tổng diện tích bề mặt của các lỗ trong toàn bộ mặt cắt ngang của thiết bị ngưng tụ

nghĩa là trên một cặp tấm ngăn:



f=Gn

ωc

, m2

(VI/85 – [II])

Với: Gn là lưu lượng nước, m3/s; Gn = 168188,691 kg/h = 46,719 m/s.

ωc là tốc độ tia nước chọn ωc =0,62m/s khi chiều cao của gờ tấm ngăn là 40 mm.

ρ nước = 995,06kg/m3

→ f =

168188,691 36000 ,62 . 995 , 06

=0 , 0757 m2

Các lỗ trên tấm ngăn sắp xếp theo hình lục giác đều nên ta có thể xác định bước của các

lỗ bằng công thức: t=0 ,866 . d √ f e

f tb

(mm) (VI.55/85 – [II]).

Với: d là đường kính của lỗ, (mm).

f e

f tb là tỷ số giữa tổng số diện tích tiết diện các lỗ với diện tích tiết diện của thiết bị

ngưng tụ, thường lấy 0,025-0,1.

Vậy chọn

f c

f tb = 0,1.

→ t=0 ,886 .2 .√0,1=0 , 55 mm

IV.1.5. Chiều cao thiết bị ngưng tụ:

Để chọn khoảng cách trung bình giữa các tấm ngăn và tổng chiều cao hữu ích của

thiết bị ngưng tụ, ta dựa vào mức độ đun nóng nước và thời gian lưu của nước trong thiết

bị ngưng tụ.

Mức độ đun nóng nước được xác định bằng công thức:



P=t2c−t 2 d

t bh−t2 d (VI.56/85 – [II])

Với: t2c, t2đ là nhiệt độ cuối, đầu của nước tưới vào thiết bị, 0C.

tbh là nhiệt độ hơi nước bão hoà ngưng tụ, 0C.

→P=50−2059 ,7−20

=0 ,756

Quy chuẩn theo bảng VI.7/ 86 – [II], ta có P = 0,774

Tra bảng VI.7/ 86 – [II], ta có:

– Số bậc: 4

– Số ngăn: 8

– Khoảng cách giữa các ngăn: 400 mm

– Thơi gian rơi qua 1 bậc: 0,41 s

IV.1.6. Kích thước ống baromet:

Áp suất trong thiết bị là 0.2 at do đó để tháo nước ngưng và hơi ngưng tụ

một cách tự nhiên thì cần phải có ống barômet:

Đường kính ống barômet tính theo công thức:

d B=√ 0 , 004 (Gn+W )π . ω

m(VI.57/86 – [II]).

Trong đó: W là lượng hơi ngưng, kg/s

Gn là lượng nước lạnh tưới vào tháp, kg/s

ω là tốc độ của hỗn hợp nước và chất lỏng đã ngưng chảy trong ống

barômet, m/s; thường lấy ω =0,5 – 0,6 m/s



→dB=√ 0 , 004 ( 46,719 +2,442 )π .0,5

=0 ,354 m

Theo qui chuẩn d = 0,4 m

IV.1.7. Chiều cao ống Baromet :

Được xác định theo công thức sau:

H = h1 + h2 + 0,5 m ( VI.58/ 86 – [II])

Trong đó:

0,5 m là chiều cao dự trữ để ngăn ngừa nước dâng lên trong ống và chả trán vào

đường ốn dẫn hơi khi áp suất khí quyển tăng.

h1 là chiều cao cột nước trong ống barômet cân bằng với hiệu số giữa áp suất khí

quyển và áp trong thiết bị ngưng tụ:

h1=10 ,33b

760, m

(VI.59/86 – [II])

Ở đây b là độ chân không trong thiết bị ngưng tụ, mmHg

b = 1- 0,2 = 0,8 at = 0,8.735,6 = 588,48 mmHg

→h1=10 , 33588,48 760

=7 , 999 m≈8 m

h2 là chiều cao cột nước trong ống barômet cần để khắc phục toàn bộ trở lực khi

nước chảy trong ống :

h2=

ω2

2 g (1+ λHd+∑ ξ)(m).

(VI.60/87 – [II])

Hệ số trở lực khi vào đường ống lấy = 0,5; khi ra khỏi ống lấy = 1 thì công thức trên

có dạng như sau:h2=

ω2

2 g (2,5+ λHd )(m)



Với: H: toàn bộ chiều cao ống Bazomet, m

d: đường kính trong của ống Bazomet, m; d = 0,4 m.

λ : hệ số ma sát khi nước chảy trong ống.

Để tính λ ta tính hệ số chuẩn Re khi chất lỏng chảy trong ống Bazomet:

Re=dB . ρn . ω

μ (II.58/377 – [II]).

Với: dB là đường kính ống dẫn, m

ω là tốc độ nước chảy trong ống baromet, ω = 0,5 m/s

ρn là khối lượng riêng của nước tra theo ttb=35oC; ρn =995,06 kg/m3.

Theo bảng I.251/314 – [II]

μ là độ nhớt của nước tra ở 35 oC: µ = 0,722.10-3N.s/m2

→Re=0,5 .995 , 06 . 0,4

0 ,722 . 10−3=275639 ,89>104

Vậy ống barômet ở chế độ chảy xoáy ta dùng công thức sau để tính hệ số ma sát:

1√ λ

=−2 lg [( 6 , 81Re )

0,9

+ Δ3,7 ] ; (II.65/380 – [I])

Trong đó Δ : độ nhám tương đối xác định theo công thức sau:

Δ= εd td . (II.66/380 – [I])

ở đây ε là độ nhám tuyệt đối: ε =0,2mm theo bảng II.15/381 – [I]



dtd là đường kính tương đối của ống

→Δ=0,2. 10−3

0,4=5. 10−4

→ 1√λ

=−2 lg [( 6 ,81275639 ,89 )

0,9

+5 .10−4

3,7 ]=7 ,37

→ λ=0 , 184m .

Nên:h2=

0,52

2. 9 , 81 (2,5+0 , 184H0,4 )=0 ,032+5 ,86 .10−3 .H

Vậy: H = h1 + h2 + 0,5 = 8+ 0,032 + 5,86.10-3.H + 0,5

H = 8,582 m ; ta chọn H = 8,6m

Nhưng trong thực tế người ta lấy chiều cao của Bazomet là 10m.

IV.2 Tính toán và chọn bơm

IV.2.1. Bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị Baromet:

Ta dùng bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị và công suất bơm

được tính theo công thức:

N =

Q . ρ .g . H1000 η (kW) (II.189/439 – [I])

Trong đó:

Q là năng suất của bơm, m3/s;

Q =

Gn

ρ =

168188,691 3600 .995 , 06 = 0,047 m3/s

ρ là khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m3;



g là gia tốc trọng trường, m2/s;

H là áp suất toàn phần của bơm, m;

η là hiệu suất chung của bơm; ta có thể chọn η = 0.85;

Áp suất toàn phần của bơm được xác định theo công thức:

H =

P2−P1

ρ .g + H0 + hms , m; (II.185/438 – [I])

Trong đó:

P1 và P2 là áp suất trên bề mặt chất lỏng trong không gian đẩy và hút, N/m2;

P1= 0,2 at; P2=1 at

H0 là chiều cao nâng chất lỏng, m

H0 = Hh + Hđ

Với: Hh là chiều cao hút; Hđ là chiều cao đẩy

Ở 350C chiều cao hút thường là Hh = 5 m;

Chiều cao đẩy = chiều cao ống barômet = 10 m

Vậy H0 = 5 + 10 = 15 m;

hms là áp suất tiêu tốn để thắng toàn bộ trở lực trên đường ống hút và đẩy, m;

Tính hms:

hms=( λld+∑ ξ ) ω2

2 . g(m) .

- l à chiều dài toàn bộ, l=25 m;

- d là đường kính trong của ống hút và đẩy d = √ 4 .Wπ .w . ρ

W là lượng nước trong ống; W= Gn = 168188,691 kg/h;



w là vận tốc nước trong ống coi vận tốc trong ống hút và đẩy

bằng nhau và bằng w = 6 m/s

⇒d = √ 4 .168188 , 691π . 6 .995 , 06 . 3600 = 0,0998m

Vậy dh = dđ = 0,1 m

- λ là hệ số ma sát; λ = 0,184 m

- ∑ ξ : trở lực chung.

- Vận tốc của nước trong ống: ω= Q

0 ,785 .(0,1 )2=6 m / s

- Tổng trở lực:theo bảng II.16/382 – [I], ta có:

∑ ξ cửa vào=0,5; ∑ ξ cửa ra=1

ξ khuỷu ống (3 khuỷu) =1,16 ( Bảng N030/394 – [I])

ξ van tiêu chuẩn = 4,1. (Bảng N037/397 – [I])

ξ van chắn = 0,5 (Bảng N045/399 – [I])

∑❑ = 0,5 + 1 + 3.1,16 + 4,1 + 0,5 = 9,58

Vậy:hms=(0 ,184 .

250,1

+9 ,58) 62

2. 9 , 81=5 ,02m

– Chênh lệch áp suất cuối ống đẩy và đầu ống hút:H c=

P2−P1

ρ .g(m )

→H c=(0,2−1)9 , 81 .104

995 , 06 . 9 ,81=−8 , 04 m

Áp suất toàn phần của bơm là: H = 5,02 + 15 - 8,02 = 12 m



Công suất của bơm:N=0 , 047 . 12.995 , 06 . 9 ,81

1000 .0 , 85=6 , 48 KW

Công suất của động cơ điện:Ndc=

Nηtr .ηdc

= 6 , 480,9 .0 , 95

=7 . 58 KW (II.190/439 – [I])

Người ta thường lấy động cơ có công suất lớn hơn công suất tính toán để tránh

hiện tượng quá tải.Chọn hệ số dự trữ β =1,2 ( bảng II.33/440 – [I]).

Suy ra:N= β .Nđc = 9,1KW

IV.2.2. Bơm dung dịch vào thùng cao vị:

Chọn bơm ly tâm, dung dịch bơm ban đầu có nhiệt độ t0 = 200C và

Nồng độ đầu là 8% khi đó ρ KNO3= 1049,4 kg/m3; μ KNO3= 0,974.10-3Nm/s

Chọn tốc độ đi trong ống hút và đẩy là 1 m/s.

– Đường kính ống hút và đẩy:

d = √ 4 .Gd

π .w . ρ ; Gđ- lượng dung dịch đầu; Gđ= 30000 kg/h;

⇒ d = √ 4 . 120003 ,14 .997 , 5 .3600 = 0,1m

Có d = 0,1 m nên vận tốc thực là 1,01m/s

– Tính H:

+ Tính Hm:

Hm=(λ l

d+∑ ξ) ω2

2 . g(m).



Hệ số ma sát được tính qua chế độ chảy Re:

Re=

ω .d . ρdd

μ=1 ,01 .0,1. 1049 , 4

0 ,974 .10−3=1, 088 . 105>104 .

Chế độ chảy xoáy, suy ra:

1√ λ

=−2 lg [( 6 , 81Re )

0,9

+ Δ3,7 ] ( II.65/380 – [1]).

Ta có:Δ= ε

d= 0,2. 10−3

100 .10−3=2. 10−3 .

→ 1√λ

=−2 lg [( 6 ,811 ,088.105 )

0,9

+ 2 .10−3

3,7 ]=6,3

→ λ=0 , 025

Trở lực chung: ∑❑ = 0,5 + 1 + 3.1,16 + 4,1 + 0,5 = 9,58

→Hm=(0 , 025 .

200,1

+9 ,58) 1, 012

2.9 , 81=0 ,76 m

+Chiều cao của ống hút; Hh = 2 m;

+Chiều cao của ống đẩy;Hđ = 10 m

+Mặt thoáng chất lỏng của thùng chứa và thùng cao vị có áp suất tương đương nhau, nên

áp suất toàn phần của bơm là:

H = Hđ+Hh+Hm= 2+10+0,76 = 12,82m

+ Công suất của bơm:



N =

Gd . ρ . g . H

1000η . ρ =

30000 . 9 ,81 . 12 ,761000 .0 ,85 . 3600 = 1,23 KW

+Công suất động cơ điện:

Công suất của động cơ điện:Ndc=

Nηtr .ηdc

= 1 ,230,9 .0 , 95

=1 , 44 KWII.190/439 – [I]

Người ta thường lấy động cơ có công suất lớn hơn công suất tính toán để tránh

hiện tượng quá tải.Chọn hệ số dự trữ β =1,5 ( bảng II.33/440 – [I]).

Suy ra:N= β .Nđc = 2,16 KW.



Tài Liệu Tham Khảo1. GS, TSKH Nguyễn Bin và tập thể tác giả. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ

hóa chất – Tập 1 – NXB Khoa học và kỹ thuật, 20062. GS, TSKH Nguyễn Bin và tập thể tác giả. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ

hóa chất – Tập 2 – NXB Khoa học và kỹ thuật, 20063. Tập thể tác giả. Bảng tra cứu quá trình cơ học truyền nhiệt- truyền khối.

NXB Đại học quốc gia TP. HCM, 2008.4. I.L.IOPha. Thiết kế quá trình thiết bị công nghệ hóa học. NXB Hóa Học

St.Peterburg, 1991.


nỘi dung. Đồ án cô đặc 3 nồi

Documents