bài tập lớn kĩ thuật thực phẩm thiết kế hệ thống cô đặc NaOH 2 nồi xuôi chiều
Bạn đang xem bản rút gọn của tài liệu. Xem và tải ngay bản đầy đủ của tài liệu tại đây (236.75 KB, 27 trang )
Trường Đại Học Nha Trang_Khoa công Nghệ Thực Phẩm
Chủ đề : thiết kế hệ thống cô đặc
NaOH 2 nồi xuôi chiều
Lê Đình Minh Thành Lớp 53CNTP1
Lưu Công Thắng
Nguyễn Văn Ngoan Nhóm :1
Nguyễn Thị Kiều Oanh
Nguyễn Thị Tú Trinh
Phạm Thị Việt Kiều
Nha trang, tháng 12, năm 2013
Trang 1
Mục lục Trang
I. Mở đầu 3
II. Chọn quy trình 3
1. quy trình công nghệ 4
2. Nguyên tắc hoạt động
A.Tính thiết bị chính
III. Tính cân bằng vật chất
1. Chuyển đơn vị năng suất từ (m
3
/h) sang (kg/h): 4
2. lượng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống 5
3. Giả thiết phân phối hơi thứ trong các nồi 5
4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi: 5
IV. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG:
1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi: 5
2. Xác định nhiệt độ tổn thất : 5
a. Tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao (∆’) 5
b.Tổn thất nhiệt do áp suất thuỷ tĩnh (∆’’ ): 6
c.Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (∆”’) 7
d.Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc: 7
3. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi: 7
4. Cân bằng nhiệt lượng: 8
a. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi: 8
b. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL): 8
c. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi: 9
V. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT
1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp: 9
2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi 10
3. Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi: 12
4. Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích : 12
5. Diện tích bề mặt truyền nhiệt: 13
VI. TÍNH KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC VÀ BUỒNG ĐỐT :
1. Kích thước buồng bốc 13
2. kích thước buồng đốt 14
VII.TÍNH KÍCH THƯỚC CÁC ỐNG DẪN LIỆU, THÁO LIỆU:
15
B.TÍNH THIẾT BỊ PHỤ 17
1. Tính thiết bị ngưng tụ baromet: 17
2, Tính thiết bị gia nhiệt nhập liệu: 19
3. Tính bơm chân không 22
4. Tính bơm nước của thiết bị ngưng tụ 23
5. Tính bơm nhập liệu 24
6. Tính bơm tháo liệu 25
7. Bề dày lớp cách nhiệt 26
Trang 2
I.MỞ ĐẦU :
Ngành công nghiệp sản xuất NaOH là một trong những ngành công nghiệp sản xuất hoá
chất cơ bản. Nó đóng vai trò rất lớn trong sự phát triển của các ngành công nghiệp khác như dệt ,
tổng hợp tơ nhân tạo, lọc hoá dầu, sản xuất phèn
NaOH là một baz mạnh, có tính ăn da, khả năng ăn mòn thiết bị cao. Vì vậy cần lưu ý đến
việc ăn mòn thiết bị, đảm bảo an toàn lao động trong quá trình sản xuất.
Trước đây trong công nghiệp NaOH thường được sản xuất bằng cách cho Ca(OH)
2
tác
dụng với dung dịch Na
2
CO
3
loãng và nóng
.
Ngày nay người ta dùng phương pháp hiện đại là
điện phân dung dịch NaCl bão hòa. Tuy nhiên dung dịch sản phẩm thu được thường có nồng độ
rất loãng , khó khăn trong việc vận chuyển đi xa. Để thuận tiện cho chuyên chở và sử dụng người
ta phải cô đặc dung dịch đến một nồng độ nhất định theo yêu cầu.
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất hoà tan trong dung dịch bằng cách tách bớt
một phần dung môi qua dạng hơi hoặc dạng kết tinh.
Trong khuôn khổ đồ án này ta sẽ tiến hành cô đặc theo cách tách dung môi dưới dạng hơi.
Quá trình cô đặc thường tiến hành ở trạng thái sôi, nghĩa là áp suất hơi riêng phần của dung môi
trên mặt thoáng dung dịch bừng với áp suất làm việc của thiết bị.
Quá trình cô đặc thường được dùng phổ biến trong công nghiệp với mục đích làm tăng
nồng độ các dung dịch loãng, hoặc để tách các chất rắn hoà tan.
Quá trình cô đặc thường tiến hành ở các áp suất khác nhau. Khi làm việc ở áp suất thường
( áp suất khí quyển) ta dùng thiết bị hở , còn khi làm việc ở áp suất khác ( vd áp suất chân
không ) người ta dùng thiết bị kín.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong hệ thống cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, có thể
làm việc liên tục hoặc gián đoạn.
Chủ đề này thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi làm việc liên tục xuôi chiều cô đặc dung dịch
xút NaOH có nồng độ đầu 15% đến nồng độ cuối 30%. Năng suất đầu vào là 1m
3
/hour.
II.CHỌN QUI TRÌNH CÔNG NGHỆ :
1. Qui trình công nghệ :
Năng suất của qui trình cô đặc là 1m
3
/h. Đây là năng suất nhỏ do đó ta chọn qui trình công
nghệ như sau.
Trang 3
2. Nguyên tắc hoạt động của hệ thống cô đặc:
Dung dịch từ bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn cao vị dung dịch chảy
xuống qua thiết bị gia nhiệt và được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi ứng với áp suất làm việc của nồi I.
Dung dịch sau đó được đưa vào nồi I. Do có sự chênh lệch áp suất giữa nồi I và nồi II nên dung
dịch tiếp tục chảy qua nồi II rồi được bơm hút ra rồi chuyển vào bể chứa sản phẩm. Hơi thứ trong
nồi I dùng làm hơi đốt nồi II để tận dụng nhiệt. Hơi thứ nồi II sẽ được đưa qua thiết bị ngưng tụ
baromet và được chân không hút ra ngoài.
Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc : phần dưới của thiết bị là buồng đốt gồm có các ống
truyền nhiệt và một ống tuần hoàn trung tâm. Dung dịch đi trong ống, hơi đốt sẽ đi trong khoảng
không gian phía ngoài ống. Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm là : do ống tuần
hoàn có đường kính lớn hơn rất nhiều so với các ống truyền nhiệt do đó hệ số truyền nhiệt nhỏ,
dung dịch sẽ sôi ít hơn so với dung dịch trong ống truyền nhiệt. Khi sôi dung dịch sẽ có ρ
ds
= 0.5
ρ
dd
do đó sẽ tạo áp lực đẩy dung dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt. Kết quả là tạo
một dòng chuyển động tuần hoàn trong thiết bị. Để ống tuần hoàn trung tâm hoạt động có hiệu
quả dung dịch chỉ nên cho vào khoảng 0,4 – 0,7 chiều cao ống truyền nhiệt. Phần phía trên thiết
bị là buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng bốc còn có bộ phận tách bọt để tách
những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ.
A.TÍNH THIẾT BỊ CHÍNH
III.TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT:
1. Chuyển đơn vị năng suất từ (m
3
/h) sang (kg/h) :
Năng suất nhập liệu : G’
D
=1 m
3
/h.
Khối lượng riêng : ρ
NaOH
= 1159 kg/m
3
G
D
= G’
D
∗ ρ
NaOH
= 1159 kg/h
Nồng độ nhập liệu : x
D
= 15 %
Nồng độ cuối của sản phẩm : x
C
= 30%
Trang 4
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất : G
D
∗ x
D
= G
C
∗ x
C
Suy ra: G
C
=
C
DD
x
xG ∗
=
30
151159 ∗
= 579.5 kg/h .
2. lượng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống :
Áp dụng công thức :
)1(
C
D
D
x
x
GW −=
kg/h
Trong đó:
W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống kg/h
G
D
: Lượng dung dịch ban đầu kg/h
x
D
,x
C
: Nồng độ đầu,cuối của dung dịch % khối lượng
Thay số vào ta có:
5.579)
30
15
1.(1159)1( =−=−=
C
D
D
x
x
GW
kg/h.
3. Giả thiết phân phối hơi thứ trong các nồi :
Chọn tỉ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi I và II là :
1.1=
II
I
W
W
Khi đó ta có hệ phương trình:
1.1=
II
I
W
W
W
I
+ W
II
= W
Giải hệ trên có kết quả :
W
I
= 303.5 kg/h
W
II
= 276 kg/h
4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi :
- Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi I :
x’
C
=
32.20
5.3031159
15.1159
.
=
−
=
−
ID
DD
WG
xG
%
- Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi II :
x’’
C
=
30
2765.3031159
15.1159
.
=
−−
=
−−
IIID
DD
WWG
xG
%
IV.CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG:
1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi:
Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc:
Theo đầu bài áp suất ngưng tụ là: P
ng
= 0.5 at
Chọn áp suất của hơi đốt vào nồi I là : P
1
= 3.5 at
Khi đó hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là :
∆P
t
=P
1
– P
ng
= 3.5 – 0.5 = 3 at
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là :
5.1
2
1
=
∆
∆
P
P
Trang 5
Kết hợp với phương trình : ∆P
1
+ ∆P
2
= ∆P
t
= 3 at
Suy ra : ∆P
1
= 1.8 at
∆P
2
= 1.2 at
Dựa vào các dữ kiện trên và tra sổ tay qúa trình thiết bị tập I ta có bảng sau đây :
Loại Nồi I Nồi II Tháp ngưng tụ
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Hơi
đốt
P
1
= 3.50 T
1
=137.9 P
1
=1.70 T
2
=114.5
Hơi
thứ
P’
1
=1.76 t’
1
=115.5 P’
2
=0.52 t’
2
=81.9
2. Xác định nhiệt độ tổn thất :
a. Tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao (∆’):
Áp dụng công thức của Tiaxenko:
∆’ = ∆’
o
. f
Ở đây :
∆’
o
: Tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường.
f : hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp suất thường.
`f
i
i
r
t
2
)'273(
2.16
+
=
t’
i
: nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ I
r
i
: ẩn nhiệt hoá hơi của hơi ở nhiệt độ t’
i
.
Từ các dữ kiện trên ta lập được bảng sau:
Đại
lượng
Nồi I
x
C
(%k.l)
∆’
o
(
0
C )
t’
(
0
C )
r.10
-3
(j/kg )
∆’
i
(
0
C )
Nồi I 20.32 8.457 115.5 2218.7 9.33
Nồi II 30.00 17.0 81.9 2304.6 15.05
Từ đây ta có tổng tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao :
Ĩ∆’ = ∆’
I
+∆’
II
= 9.33 +15.05 = 24.38
0
C
b. Tổn thất nhiệt do áp suất thuỷ tĩnh (∆’’ ):
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P (N/m
2
), ta có:
∆P =
2
1
ρ
S
.g.H
op
N/m
2
Trong đó:
ρ
s
: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi , kg/m
3
ρ
s
=0.5 ρ
dd
Trang 6
ρ
dd
: Khối lượng riêng của dung dịch ,kg/m
3
H
op
: Chiều cao thích hợp tính theo kính quann sát mực chất lỏng ,m
H
op
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
Từ ∆P ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông qua công thức:
P
tbi
= P’
i
+∆P
i
( i ): nồi thứ i
Tra sổ tay ta có được bảng sau:
x
C
,% t’ ,
0
C
ρ
dd ,
kg/m
3
ρ
dm
,kg/m
3
Nồi I 20.32 115.5 1173.4 958
Nồi II 30.00 81.9 1276 958
Coi ρ
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ bề mặt đến độ sâu
trung bình của chất lỏng.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
o
=1.5 m.
Nồi I:
H
op1
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
=[0.26+0.0014(1173.4-958)]*1.5=0.84234 ,m
Áp suất trung bình:
P
tb1
= P’
1
+∆P
1
=1.6+0,5.0,5.1173.4.10
-4
.0.84234=1.785 at
Tra sổ tay tại P
tb1
=1.785 (at) ta có
t”
1
=116.03
0
C.
Suy ra : ∆”
1
=(t”
1
+∆’
1
)
– (t’
1
+∆’
1
)= 116.03– 115.5 =0.53
0
C
Nồi II:
H
op2
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
=[0.26+0.0014(1276-958)]*1.5=1.0578 ,m
Áp suất trung bình:
P
tb2
= P’
2
+∆P
2
=0,52+0,5.0,5.1276.10
-4
.1,0578=0,554 at
Tra sổ tay tại P
tb2
= 0.554 (at) ta có t”
2
= 83.37
0
C.
Suy ra : ∆”
2
=(t”
2
+∆’
2
)
– (t’
2
+∆’
2
)= 83.37 – 81.9 =1.47
0
C
Vật tổn thất nhiệt của hai nồi là:
Σ∆” =∆”
1
+∆”
2
=0.53+1.47 = 2.00
0
C
c. Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (∆”’)
Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang nồi nọ và từ nồi
cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1
0
C. Do đó:
∆”’
1
=1.5
0
C
∆”’
2
=1.0
0
C
d. Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc:
Σ∆=Σ∆’+Σ∆”+Σ∆”’=24.38+2.00+2.5=28.88
0
C
3. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆t
i1
=T
I
– (T
2
+Σ∆
1
) =137.9 – (114.5+9.33+0.53+1.5)=12.04
0
C
Nồi II: ∆t
i2
=T
2
– (t
ng
+Σ∆
2
) =114.5– (80.9+15.05+1.47+1)=16.08
0
C
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi I : ∆t
i1
=T
I
–t
S1
suy ra t
S1
=T
1
- ∆t
i1
=137.9 – 12.04 = 125.86
0
C
Trang 7
Nồi II : ∆t
i2
=T
2
–t
S2
suy ra t
S2
=T
2
- ∆t
i2
=114.5 – 16.08 = 98.42
0
C
4. Cân bằng nhiệt lượng:
a.Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi:
Nồi I:
Nồng độ đầu dung dịch x
D
=15%<20% nên ta áp dụng công thức:
C
D
=4186 (1-x
D
) =4186 (1- 0.15) =3558.1 ,j/kg.độ
Nồi II:
Coi C
1
≈
C
2
. Do x
C
=30%>20% nên áp dụng công thức: C
1
=C
2
=4186 – ( 4186 – C
ht
)x
C1
C
ht
: Nhiệt dung riêng của chất hoà tan ,j/kg.độ
M.C
ht
=n
1
.c
1
+ n
2
.c
2
+ n
3
.c
3
+. . . n
n
.c
n
(*)
Tra sổ tay tập I ta có:
M
NaOH
=40
n
1
=n
2
=n
3
=1
c
1
=c
Na
= 26 j/kg n.tử.độ
c
2
=c
O
= 16.8 j/kg n.tử.độ
c
3
=c
H
= 9.6 j/kg n.tử.độ
Thay vào (*) ta có: C
ht
=
131010.
40
6.98.1626
3
=
++
j/kg.độ
Nhiệt dung riêng dung dịch ra khỏi nồi II là:
C
2
=C
1
=4186 – ( 4186 – C
ht
)x
C2
=4186 – (4186 – 1310)0.3
=3323.2 j/kg.độ
b.Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL):
Nồi I:
D.i+G
D
.C
D
.t
D
=W
1
.i
1
+(G
D
– W
1
)C
1
.t
1
+D.C
ng1
. θ
1
+Q
xq1
Nồi II:
W
1
.i
1
+(G
D
–W
1
)C
1
.t
1
=W
2
.i
2
+(G
D
– W)C
2
.t
2
+W
1
.C
ng2
.θ
2
+Q
xq2
Trong đó:
D: lượng hơi đốt dùng co hệ thống ,kg/h
i,i
1
,i
2
: hàm nhiệt của hơi đốt , hơi thứ nồi I và nồi II ,j/kg
t
D
, t
1
, t
2
: nhiệt độ sôi ban đầu, rakhỏi nồi I và nồi II của dung dịch ,
0
C
C
D
, C
1
, C
2
:nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi I và nồi II của dung dịch , j/kg.độ
θ
1,
θ
2
:nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi I và nồi II ,
0
C
C
ng1
, C
ng2
: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi I và nồi II ,j/kg.độ.
Q
xq1
,Q
xq2
:nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh , J
G
D
: lượng dung dịch lúc ban đầu ,kg/h
Chọn hơi đốt , hơi thứ là hơi bão hoà, nước ngưng là lỏng sôi ở cùng nhiệt độ, khi đó ta có:
i- C
ng1
. θ
1
=r (θ
1
) và i
1
- C
ng2
. θ
2
=r(θ
2
)
tra sổ tay ta có bảng các thông số sau đây:
đầu vào Đầu ra nồi I Đầu ra nồi II
Dung dịch NaOH :
+ t
D
=125.33
0
C
+ C
D
= 3558.1 j/kg.độ
Dung dịch NaOH :
+ t
1
=125.86
0
C
+ C
1
= 3323.2 j/kg.độ
Dung dịch NaOH:
+ t
2
=98.42
0
C
+ C
2
= 3323.2 j/kg.độ
Trang 8
+ G
D
=1159 kg/h
Hơi đốt:
+ θ
1
=137.9
0
C
+ i= 2737000 j/kg
+ C
ng1
=4290 j/kg.độ
Hơi thứ :
+θ
2
=114.5
0
C
+ i
1
=2706000 j/kg
+C
ng2
= 4290 j/kg.độ
+ W
1
=303.5 kg/h
+ G
2
=579.5 kg/h
Hơi thứ :
+ t’
2
=81.9
0
C
+ i
2
=2643740 j/kg
+ W
2
=276 kg/h
Cho : Q
xp1
=0.05.D.(i – C
ng1
. θ
1
) =0.05.D.r(θ
1
).
Q
xp1
=0.05.W.(i
1
– C
ng2
. θ
2
) =0.05.W
1
.r(θ
2
).
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi I là :
=
−+
−−+
=
1121
11222
1
.)(.95.0
).(.
tCir
tCGtCWGiW
W
DD
θ
=
=
−+
−+
86.125*2.332326437402156000*95.0
86.125*2.3323*115942.98*2.3323*5.5792643740*5.579
289.9 kg/h
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi II là:
W
2
=W-W
1
=579.5 – 289.9 = 289.6 kg/h
Lượng hơi đốt tiêu đốt chung là:
D’=
=
−
−−+
).(95.0
).(.
111
11111
θ
ng
DDDD
Ci
tCGtCWGiW
=
)9.137*42902700600(*95.0
33.125*1.3558*115986.125*2.3323*)9.2891159(2706000*9.289
−
−−+
=314.6 kg/h
c. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
C%(I) =
%5%5.4%100
5.303
9.2895.303
<=
−
C%(II) =
%5%7.4%100
6.289
2766.289
<=
−
Vậy :
Lượng hơi thứ nồi I là : W
I
= 289.9 kg/h
Lượng hơi thứ nồi II là : W
II
= 289.6 kg/h
Lượng hơi đốt nồi I là : D = 314.6kg/h
V. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT
1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp:
- Nồi I :
Q
1
= D.r(θ
1
) =314.6*2156=678277.6 kj/h =188.41 kW
- Nồi II:
Q
2
=W
1
.r(θ
2
) = 289.9*2221.5=644012.85 kj/h = 178.89 kW
2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi :
Trang 9
Đáp ứng yêu
cầu
t
m1
T q
2
Công thức tổng quát:
t
T1
t
T2
K=
i
tb
t
q
∆
W/m
2
.độ
q
1
t
2
q t
m2
Công thức tính tổng nhiệt trở :
r
Σ
=Σr
cáu1
+
λ
δ
+ Σr
cáu2
Chọn : Σr
cáu1
=Σr
cáu2
=1/5000 m
2
.h.độ / Kcal=1/4300 m
2
.độ /W
δ = 2 mm
Ống làm bằng thép không rỉ mã hiệu 40XH: λ = 44 W/m.độ
r
Σ
= 5.106*10
-04
m
2
.độ /W
Nhiệt tải riêng trung bình:
- Nồi I : q
tb1
=
2
21
qq +
Trong đó :
+ q
1
: nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp cho thành thiết bị. Ta có công thức tính q
1
:
q
1
=α
1
.∆t
1
(1)
Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ống thẳng đứng được tính theo
công thức của Nusselt:
α
1
=1.13.A.(
1
. tH
r
∆
)
.025
Kcal/ m
2
.h.độ (*)
Chọn : t
T1
= 137.56
0
C.
Khi đó : ∆t
1
= T – t
T1
= 137.9 – 137.54 = 0.36
0
C
T
W
= 0.5(T+t
T1
) =137.72
0
C
r = r(θ
1
)=2156 kj/kg =514.95 Kcal/kg ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt.
H =1.5 m chiều cao bề mặt truyền nhiệt.
A = 2362.02 trị số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước.
Thay các giá trị vào công thức (*) ta có:
α
1
=1.13*2362.05*(
36.0*5.1
95.514
)
0.25
= 14832.17 Kcal/m
2
.h.độ.
Thay α
1
vào công thức (1) ta có:
q
1
= 14832.17* 0.36 =5339.58 Kcal/m
2
.h = 6199.85 W/m
2
+ q
2
: nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q
2
:
q
2
=α
2
.∆t
2
(2)
Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch α
2
được tính bởi công thức:
α
2
= 1.6 .ϕ. p
0.4
.q
2
0.7
kcal/m
2
.h.độ (**)
Trong đó :
∆
T
= q
1
.r
Σ
= 6199.85*5.106.10
-4
=3.16
0
C
Trang 10
ϕ = 0.76 thừa số kể đến tính chất lý học của NaOH.
p = 1.76 at áp suất hơi trên bề mặt thoáng của dung dịch sôi
Thay vào (**) ta có :
α
2
= 1.6*0.76*(1.76)
0.4
.(5339.58)
0.7
=620 Kcal/m
2
.h.độ= 719.89 W/m
2
.độ
Thay vào (2)ta có :
q
2
= 719.89*(137.54 –3.16 – 125.86) =6133.46 W/m
2
+ kiểm tra lại giả thiết ∆t
1
:
có
%5%07.1%100
85.6199
46.613385.6199
%100*
1
21
≤=
−
=
−
q
thoả mãn điều kiện sai số.
vậy nhiệt tải trung bình nồi I là:
q
tb1
=
2
21
qq +
=
2
46.613385.6199 +
=6166.65 W/m
2
.
- Nồi II : q
tb2
=
2
21
qq +
Trong đó :
+ q
1
: nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp cho thành thiết bị. Ta có công thức tính q
1
:
q
1
=α
1
.∆t
1
(3)
Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ống thẳng đứng được tính theo
công thức của Nusselt:
α
1
=1.13.A.(
1
. tH
r
∆
)
.025
Kcal/ m
2
.h.độ (*)
Chọn : t
T1
= 114.18
0
C.
Khi đó : ∆t
1
= T - t
T1
= 114.5 – 114.18 = 0.32
0
C
T
W
= 0.5(T+t
T1
) =114.34
0
C
r = r(θ
1
)=2221.5j/kg=530.6 kcal/kg ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt.
H =1.5 m chiều cao bề mặt truyền nhiệt.
A = 2268.87 trị số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước.
Thay các giá trị vào công thức (*) ta có:
α
1
=1.13*2268.87(
32.0*5.1
60.530
)
0.25
= 14783.24 Kcal/m
2
.h.độ.
Thay α
1
vào công thức (3) ta có:
q
1
= 14783.24* 0.32 =4730.64 Kcal/m
2
.h =5492.79W/m
2
+ q
2
: nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q
2
:
q
2
=α
2
.∆t
2
(4)
Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch α
2
được tính bởi công thức:
α
2
= 1.6 .ϕ. p
0.4
.q
2
0.7
kcal/m
2
.h.độ (**)
Trong đó :
∆
T
= q
1
.r
Σ
=5492.79*5.106.10
-4
=2.8
0
C
ϕ = 0.76 thừa số kể đến tính chất lý học của NaOH.
Trang 11
p = 0.52 at áp suất hơi trên bề mặt thoáng của dung dịch sôi
Thay vào (**) ta có :
α
2
= 1.6*0.76*(0.52)
0.4
.(4730.64)
0.7
=349.77 Kcal/m
2
.h.độ= 406.12 W/m
2
.độ
Thay vào (4)ta có :
q
2
= 406.12.(114.2 – 2.8 – 98.42) =5271.44 W/m
2
+ kiểm tra lại giả thiết ∆t
1
:
có
%5%03.4%100
79.5492
44.527179.5492
%100*
2
21
≤=
−
=
−
q
thoả mãn điều kiện sai số.
vậy nhiệt tải trung bình nồi I là:
q
tb1
=
2
21
qq +
=
2
44.527179.5492 +
=5382.1 W/m
2
.
*Hệ số truyền nhiệt mỗi nồi:
- Nồi I :
K
1
=
04.12
6166.65
1
=
∆
iI
tb
t
q
=512.18 W/m
2
.độ
- Nồi II :
K
2
=
08.16
5382.1
2
=
∆
iII
tb
t
q
=334.71 W/m
2
.độ
3. Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi:
- Công thức chung:
∑
∑
∆
=∆
i
i
i
m
m
im
K
Q
t
K
Q
t .'
0
C
trong đó :
Σ∆t
i
= ∆t
iI
+∆t
iII
= 12.04+16.08=28.12
0
C.
Σ
i
i
K
Q
=
32.90246.53486.367
71.334
178890
18.512
188410
=+=+
- Tính cho nồi I:
46.11
32.902
12.28
*86.367.' ==
∆
=∆
∑
∑
i
i
i
I
I
iI
K
Q
t
K
Q
t
0
C
- Tính cho nồi II:
66.16
32.902
12.28
*46.534.' ==
∆
=∆
∑
∑
i
i
i
II
II
iII
K
Q
t
K
Q
t
0
C
4. Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích :
- Nồi I :
Trang 12
%5%8.4%100
04.12
46.1104.12
%100*
'
<=
−
=
∆
∆−∆
iI
iIiI
t
tt
- Nồi II :
%5%5.3%100
66.16
08.1666.16
%100
'
'
<=
−
=
∆
∆−∆
iII
iIIiII
t
tt
5. Diện tích bề mặt truyền nhiệt:
- Nồi I:
F
!
=
11
1
'.
i
tK
Q
∆
=
1.32
46.11*18.512
188410
=
m
2
- Nồi II:
F
2
=
22
2
'.
i
tK
Q
∆
=
08.32
66.16*71.334
178890
=
m
2
Chọn : F
1
=F
2
= 40 m
2
.
VI. TÍNH KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC VÀ BUỒNG ĐỐT :
1. Kích thước buồng bốc :
Do lượng hơi thứ bốc lên ở hai nồi gần xấp xỉ bằng nhau, nhiệt độ nồi hai nhỏ hơn nên khối
lượng riêng của hơi ở nồi II sẽ nhỏ hơn nồi I suy ra thể tích hơi thóat ra ở nồi II sẽ lớn hơn nồi I.
Do vậy ta chỉ cần tính đại diện nồi II.
Vận tốc hơi (ω
h
max
) của hơi thứ trong buồng bốc không quá 70 – 80% vận tốc lắng(ω
0
).
ω
0
=
h
hl
dg
ρξ
ρρ
3
) (.4 −
m/s
ρ
l
,ρ
h
: khối lượng riêng của giọt lỏng và hơi thứ (kg/m
3
).
d : đường kính giọt lỏng, chọn d =0.0003 m
ξ : hệ số trở lực
0.2< Re < 500 → ξ=
6.0
Re
5.18
500< Re <150000 → ξ =0.44
với : Re=
h
hh
d
µ
ρϖ
chọn đường kính buồng bốc : D
b
=1400 mm
diện tích buồng bốc: F
b
=
4
4.1*14.3
4
.
2
2
=
b
D
π
=1.54 m
2
.
Lưu lượng thể tích :V
b
=
25.0
3600*3158.0
6.289
==
h
l
W
ρ
m
3
/s
Vận tốc hơi : ω
h
=
==
54.1
25.0
b
h
F
V
0.165 m/s
Chuẩn số Reynolds: Re=
h
hh
d
µ
ρϖ
=
=
−5
10*29.1
3158.0*0003.0*165.0
1.216
Trang 13
Thoả mãn điều
kiện
Vì 0.2<Re=1.216<500 nên ξ=
6.0
Re
5.18
=
45.16
216.1
5.18
6.0
=
Vận tốc lắng :
ω
0
=
h
hl
dg
ρξ
ρρ
3
) (.4 −
=
=
−
3158.0*45.16*3
0003.0*)3158.01276(*81.9*4
0.96 m/s
thấy : ω
h
= 0.09 m/s < ω
0
=0.96 m/s ( thoả điều kiện )
chọn U’
t
= 1600m
3
/m
3
.h : cường độ bốc hơi thể tích. Do dung dịch sôi tạo bọt nên cường độ
bốc hơi thể tích giảm còn : U
t
=U’
t
/1.5 = 1066.7 m
3
/m
3
.
h
Thay vào công thức tính V
b
có:
V
b
=
th
U
W
.
ρ
=
86.0
7.1066*3158.0
6.289
=
m
3
Vậy chiều cao buồng bốc là:
H
b
=
56.0
4.1*14.3
86.0*4
.
.4
22
==
b
b
D
V
π
m
Do trong thiết bị có hiện tượng dung dịch sôi tràn cả lên phần buồng bốc do đó đòi hỏi thiết
bị phải cao hơn so với tính toán .
Vậy đó chọn H
b
=1500 m (QTTB T5 trang 182 ).
2. Kích thước buồng đốt:
a. Xác định số ống truyền nhiệt :
Số ống truyền nhiệt được tính theo công thức : n=
ld
F
π
F= 40 m
2
: bề mặt truyền nhiệt
l = 1.5m : chiều dài của ống truyền nhiệt
d : đường kính ống truyền nhiệt
chọn loại ống có đường kính : 38 x 2 mm
do α
1
> α
2
nên lấy d = d
t
= 34 mm.
Vậy số ống truyền nhiệt là :
n=
ld
F
π
=
250
5.1*034.0*14.3
40
=
ống.
Chọn số ống n= 271 ống ( STQTTB T2 trang 46 )
b. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm :
π
t
th
f
D
.4
=
Chọn f
t
= 0.3 F
D
=0.3
4
2
nd
π
=0.3
4
271*034.0*14.3
2
=0.0738 m
2
.
Vậy :
π
t
th
f
D
.4
=
=
14.3
0738.0*4
=0.307 m
Chọn D
th
=0.325 m = 325 mm (QTTB T5 trang 180 )
c. Đường kính buồng đốt :
Đối với thiết bị cô đặc tuần hoàn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục giác đều thì
đường kính trong của buồng đốt có thể tính theo công thức :
Trang 14
D
t
=
l
dF
dd
n
nth
.
60sin 4.0
).2(
02
2
ψ
β
β
++
m
Trong đó :
β=
n
d
t
= 1.4 : Hệ số, thường β = 1.3 –1.5.
t =1.4*d
n
: Bước ống , m ( thường t = 1.2 – 1.5d
n
)
d
n
=0.038 m : Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt , m
ψ = 0.8 : Hệ số sử dụng lưới đỡ ống, thường ψ = 0.7 – 0.9
l =1.5 m : Chiều dài của ống truyền nhiệt m
d
th
= 0.325 : Đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm.
F = 40 m
2
: Diện tích bề mặt truyền nhiệt , m
2
Thay vào ta có :
D
t
=
057.1
5.1*8.0
038.0*40*.60sin*4.1*4.0
)038.0*4.1*2325.0(
02
2
=++
m
Chọn D
t
= 1200 mm (QTTB T5 trang 182 )
Kiểm tra diện tích truyền nhiệt:
D
th
≤ t( b-1 )
b ≥
1.71
038.0*4.1
325.0
1 =+=+
t
D
th
Chọn b= 9 ống ( STQTTB T2 trang 46 )
Vậy số ống truyền nhiệt đã bị thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm là :
n’ = 61 ống( STQTTB T2 trang 46 )
Số ống truyền nhiệt còn lại là:
n” = 271 –61 = 210 ống.
Bề mặt truyền nhiệt F = 3.14*1.5*(210*0.034+0.325)=35.2 m
2
> 32.05 m
2
( thoả mãn )
VII. TÍNH KÍCH THƯỚC CÁC ỐNG DẪN LIỆU, THÁO LIỆU:
Đường kính các ống được tính theo công thức tổng quat sau đây:
d=
ρπ
.4
v
G
m
Trong đó :
G : lưu lượng lưu chất kg/s
v : vận tốc lưu chất m/s
ρ : khối lượng riêng của lưu chất kg/m
3
1. Ống nhập liệu nồi I :
G= 1159 kg/h = 0.322 kg/s
Chọn v= 0.4m/s
ρ = 1159 kg/m
3
.
d=
ρπ
.4
v
G
=
1159*4.0*14.3
322.0*4
=0.0297 m
Chọn : d = 0.042m
2. Ống tháo liệu nồi I ( nhập liệu nồi II ):
Trang 15
G= 869.1 kg/h = 0.2414 kg/s
Chọn v= 0.2m/s
ρ = 1159 kg/m
3
.
d=
ρπ
.4
v
G
=
1159*2.0*14.3
2414.0*4
=0.0366 m
Chọn : d = 0.042m
3. Ống tháo liệu nồi II:
G
1
= 579.5 kg/h = 0.161 kg/s
Chọn v= 0.1m/s
ρ = 1276 kg/m
3
.
d=
ρπ
.4
v
G
=
1276*1.0*14.3
161.0*4
=0.04 m
Chọn : d = 0.042m
4. Ống dẫn hơi đốt nồi I:
G= 314.6 kg/h = 0.0874 kg/s
Chọn v= 20 m/s
ρ = 1.869 kg/m
3
.
d=
ρπ
.4
v
G
=
869.1*20*14.3
0874.0*4
=0.0546 m
Chọn : d = 0.146m
5. Ống dẫn hơi thứ nồi I:
G= 289.9 kg/h = 0.0806 kg/s
Chọn v= 20m/s
ρ = 0.9558 kg/m
3
.
d=
ρπ
.4
v
G
=
9558.0*20*14.3
0806.0*4
=0.0733 m
Chọn : d = 0.146m
6. Ống dẫn hơi thứ nồi II:
G= 289.6 kg/h = 0. 0804kg/s
Chọn v= 20m/s
ρ = 0.3158 kg/m
3
.
d=
ρπ
.4
v
G
=
3158.0*20*14.3
0804.0*4
=0.1273 m
Chọn : d = 0.146m
7. Ống dẫn nước ngưng nồi I:
G= 314.6 kg/h = 0.0847 kg/s
Chọn v= 0.4 m/s
ρ = 1000 kg/m
3
.
Trang 16
d=
ρπ
.4
v
G
=
1000*4.0*14.3
0847.0*4
=0.016 m
Chọn : d = 0.042m
8. Ống dẫn nước ngưng nồi II:
G= 289.9 kg/h = 0.0806 kg/s
Chọn v= 0.2m/s
ρ = 1000 kg/m
3
.
d=
ρπ
.4
v
G
=
1000*4.0*14.3
0806.0*4
=0.016 m
Chọn : d = 0.042m
B.TÍNH THIẾT BỊ PHỤ
1.Tính thiết bị ngưng tụ baromet:
a. Lượng nước lạnh tưới vào thiết bị ngưng tụ :
G
n
=
).(
) (
22
22
dcn
cn
ttC
tCiW
−
−
kg/s
W
2
: lượng hơi đi vào thiết bị ngưng tụ , W
2
=289.6 kg/h =0.0804 kg/s
i : hàm nhiệt của hơi ngưng , i =2643.74 kj/kg
t
2C
,t
2D
: nhiệt độ đầu ,cuối của nước làm nguội, lấy t
2D
=30
0
C.
t
2C
=t
ng
– 10 =80.9 – 10 =70.9
0
C
t
ng
: nhiệt độ hơi bão hoà ngưng tụ
C
n
: nhiệt dung riêng trung bình của nước, tra theo nhiệt độ trung bình.
t
ng
=
45.50
2
9.7030
2
22
=
+
=
+
Dc
tt
0
C
C
n
= 4,18 kj/kg.độ
G
n
=
=
−
−
=
−
−
)309.70(*18.4
)9.70*18.474.2643(*0804.0
)(
).(
22
22
Dcn
cn
ttC
tCiW
1.1 kg/s
b. Thể tích không khí và khí không ngưng cần hút ra khỏi thiết bị :
Lượng khí cần hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ baromet :
G
kk
=25.10
-6
.(G
n
+W
2
)+10
-2
.W
2
= 25.10
-6
*(1.1+0.0804)+10
-2
*0.0804
=25.10
-6
.0,96+0.0804*10
-2
=8.34*10
-4
kg/s
Thể tích khí không ngưng cần hút ra khỏi thiết bị :
V
kk
=
hng
kkkk
pp
tG
−
+ )273(.288
Với t
kk
=t
2D
+4+0.1 (t
2C
– t
2D
)
=30+4+0.1*(70.9-30)=38.09
0
C
p
ng
=0.5 at =49050 N/m
2
: áp suất làm việc của thiết bị ngưng tụ
p
h
=0.0576 at =5652 N/m
2
: áp suất riêng phần của hơi nước trong hỗn hợp ở nhiệt độ t
kk
.
V
kk
=
=
−
+
−
565249050
)09.38273(10*34.8*288
4
0.0017 m
3
/s
c. Các kích thước chủ yếu của thiết bị ngưng tụ baromet :
Trang 17
+ đường kính trong :
D
t
=1.383
hh
W
ϖρ
2
ρ
h
: khối lượng riêng của hơi, ρ
h
=0.3158 kg/m
3
ω
h
: tốc độ hơi trong thiết bị ngưng tụ, ω
h
=
23.5
14.0*25.0*14.3
0804.0
2
=
m/s
D
t
=1.383
=
23.5*3158.0
3600/6.289
0.22 m.
Chọn đường kính trong thiết bị ngưng tụ là D
t
= 300 mm
+ kích thước tấm ngăn :
tấm ngăn có dạng viên phân với chiều rộng là :
b=
2
t
D
+50 =150+50=200 mm
tấm ngăn có đục nhiều lỗ , lấy đường kính của lỗ là d
l
=2mm
chiều dày tấm ngăn δ, chọn δ=4 mm
chiều cao gờ cạnh tấm ngăn , chọn h
0
=40 mm
các lỗ xếp theo hình lục giác đều, ta có bước lỗ :
t=0.866d
l
tb
o
f
f
tb
f
f
0
tỷ số giữa tổng diện tích tiết diện các lỗ với diện tích tiết diện của thiết bị ngưng tụ ,
chọn
tb
f
f
0
=0.08
t =0.866*2*
08.0
=0.49 mm ≈ 0.5 mm.
+ chiều cao của thiết bị ngưng tụ :
mức độ đun nóng nước : p=
804.0
309.80
309.70
2
22
=
−
−
=
−
−
Dng
DC
tt
tt
tra bảng VI-7 ( STQTTB T2 trang 80) ta có:
số ngăn n=8
khoảng cách trung bình giữa các ngăn : h
tb
=400 mm
chiều cao của thiết bị ngưng tụ :
H
ng
=n.h
tb
+800 = 8*400+800=4000 mm = 4 m
+ kích thước ống Baromet:
đường kính trong của ống baromet : d
ba
=
πϖ
.
)(004.0
2
WG
n
+
ω : vận tốc của hỗn hợp nước lạnh và nước ngưng chảy trong ống baromet,chọn ω=0.7m/s
d
ba
=
14.3*7.0
)0804.01.1(*004.0 +
=0.046 m
Trang 18
lấy đường kính ống baromet là d
ba
= 50 mm
chiều cao ống baromet : h
ba
=h
1
+h
2
+h
3
(m)
h
1
: chiều cao cột nước trong ống baromet cân bằng với hiệu số áp suất khí quyển và áp suất
trong thiết bị ngưng tụ baromet.
h
1
=10.33
760
0
P
m
P
o
: độ chân không trong thiết bị ngưng tụ
P
o
= P
a
-P
ng
=760 –0.5 *735 =392.5 mm Hg
h
1
=10.33*392.5/760 = 5.33 m
h
2
: chiều cao cột nước trong ống baromet cần thiết để khắc phục toàn bộ trở lực khi nước
chảy trong ống.
h
2
=
∑
+ )(
2
2
ζλ
ϖ
ba
ba
d
h
g
(m)
ξ
1
: hệ số trở lực cục bộ khi vào ống , ξ
1
=0.5
ξ
2
: hệ số trở lực cục bộ khi ra khỏi ống , ξ
2
=1
ta có t
tb
= 50.45
0
C
ρ = 990 kg/m
3
µ = 5.4 *10
-4
N.s/m
2
.
Chuẩn số Re : Re =
4
10*4.5
990*05.0*7.0
−
=
µ
ρϖ
ba
d
=64167
Chọn ống thép là CT.3 nên độ nhám ε = 0.2mm
tính: Re
gh
=6
3301
2.0
50
*6
7/87/8
=
=
ε
d
Re
n
= 220
109674
2.0
50
*220
8/98/9
=
=
ε
d
Vậy: Re
gh
<Re<Re
n
Hệ số ma sát :
λ = 0.1
029.0
64167
100
50
2.0
46.11.0
Re
100
46.1
25.0
25.0
=
+=
+
ba
d
ε
Tổng hệ số tổn thất cục bộ : Σξ=ξ
vào
+ξ
ra
=0.5+1=1.5
Chọn chiều cao ống Baromet h
ba
=6 m
h
2
=
)5.1
05.0
6
029.01(
81.9*2
7.0
2
++
=0.15 (m)
h
3
=0.5m chiều cao dự trữ đề phòng trường hợp nước dâng lên chảy tràn vào nồi.
chiều cao ống baromet là :
h
ba
=h
1
+h
2
+0.5 = 5.33+0.15+0.5 = 5.98 (m) ≈ 6 (m)
vậy chọn chiều cao ống Baromet là : h
ba
=6 m.
2.tính thiết bị gia nhiệt nhập liệu:
Chọn loại thiết bị ống chùm thẳng đứng, dung dịch đi trong ống, hơi đốt đi ngoài ống.
Dòng nhập liệu ( dòng lạnh ): t
D
=30
0
C
t
C
= 125.33
0
C
Trang 19
t
tb
= 0.5 (t
D
+t
C
) = 0.5*(30+125.33)=77.67
0
C.
Dòng nóng : T
D
=T
C
=137.9
0
C.
Hiệu nhiệt độ đầu vào : ∆t
vào
=137.9 –125.33 =12.57
0
C
∆t
ra
= 137.9 - 30 =107.9
0
C
Hiệu số nhiệt độ trung bình :
∆t
tb
=
=
−
=
∆
∆
∆−∆
57.12
9.107
ln
57.129.107
ln
vao
ra
vaora
t
t
tt
44.34
0
C.
chọn ∆t
1
= 0.83
0
C → t
t1
= 137.9-0.83=137.07
0
C.
t
m
=
2
9.13707.137 +
=137.49
0
C.
tra bảng ta có : A = 2360
r = 2156 kJ/kg= 514.95 Kcal/kg
chọn : Σr
cáu1
=0.2*10
-3
m
2
.độ/W
Σr
cáu2
=0.387*10
-3
m
2
.độ /W r
Σ
=6.32*10
-4
m
2
.độ/W
δ
thép
= 2mm .
H = 1.5 m.
Thép không rỉ 40XH có λ =44 W/m.độ
α
1
=1.13.A.(
1
. tH
r
∆
)
.025
Kcal/ m
2
.h.độ (*)
= 1.13*2360*
25.0
5.1*8.0
95.514
= 12137.7 Kcal/m
2
.h.độ
ta có : q
1
= α
1
.∆t
1
= 12137.7*0.83=10074.29 Kcal/m
2
.h=11697.37W/m
2
có :
∆
T
= q
1
.r
Σ
= 11697.37*6.32.10
-4
=7.4
0
C
∆t
2
= t
t1
- ∆
T
– t
tb
= 137.09 – 7.4 – 77.67 =52.02
0
C.
ta có bảng số liệu sau đây :
λ
(W/m.độ )
ρ
(kg/m
3
)
C
( j/kg.độ )
µ.10
3
( N.s/m
2
)
t
tb
=77.67
0
C 0.5735 1133.67 3785.75 1.018
t
t2
=129.74
0
C 0.5855 1082.55 3800.00 0.810
Chuẩn số Prandtl :
Pr=
5735.0
75.3785*10*018.1.
3−
=
λ
µ
C
=6.72
Pr
W
=
5855.0
3800*10*81.0.
3−
=
λ
µ
C
=5.257
Chọn vận tốc dung dịch trong ống truyền nhiệt : v =0.01 m/s
Đường kính ống truyền nhiệt : d = 34/38 mm
Re =
3
10*018.1
034.0*01.0*67.1133
−
=
µ
ρ
dv
=378.63
Trang 20
Tra bảng: β= 0.554*10
-3
(
0
C
–1
)
Chuẩn số Grashoft :
Gr =
23
323
2
2
23
)10*018.1(*81.9
10*554.0*02.52*)81.9*67.1133(*034 0
.
−
−
=
∆
g
td
µ
βγ
=13784810.1
Tra có ε = 1
Nu = 0.15.ε.Re
0.33
.Pr
0.43
.Gr
0.1
.
25.0
Pr
Pr
W
=
= 0.15*1*(378.63)
0.33
*(6.72)
0.43
*(13784810.1)
0.1
*(6.72/5.257)
0.25
=13.28
α
2
=
==
034.0
28.13*5735.0.
d
Nu
λ
224.07 W/m.độ
q
2
=α
2
.∆t
2
=224.07*52.09=11671.76 W/m
2
.
Kiểm tra :
s =
%100*
37.11697
76.1167137.11697
%100*
1
21
−
=
−
q
=0.22% < 5%
nhiệt tải trung bình :
q
tb
= (11671.76+11697.37 )/2 =11684.56 W/m
2
.
Hệ số truyền nhiệt :
K=
34.44
56.11684
=
∆
tb
tb
t
q
=263.52 W/m
2
.độ.
Q = G
D
.C.∆t =
=− )3033.125(*75.3785*
3600
67.1133
113649 W
Bề mặt truyền nhiệt :
F =
34.44*52.263
113649
.
=
∆
tb
tK
Q
=9.7 m
2.
Chọn bề mặt truyền nhiệt là F = 10m
2
.
Số ống truyền nhiệt là : n=
5.1*034.0*14.3
10
=
Hd
F
π
= 63 ống
Chọn n = 91 ống.
Tra b = 11 ống.
t =1,4.d
n
=1.4*0.038 =0.0532 mm
D= t.(b – 1)+4d
n
=0.0532*10+4*0.038= 0.684 m.
Chọn D =800 m.
Vận tốc chảy trong ống :
v’=
3600*034.0*25.0*91*14.3
1
.25.0
22
=
dn
G
π
=0.003 m/s
do vận tốc dung dịch chảy trong ống chậm nên thời gian truyền nhiệt là lớn do đó chọn m=1 ( số
pass phía vỏ ).
*tính bồn cao vị:
Chiều cao bồn cao vị được đặt ở độ cao sao cho thắng được các trở lực của đường ống.
Phương trình năng lượng :
Trang 21
Z
1
+
H
g
v
p
++
2
2
1.1
1
α
γ
= Z
2
+
++
g
v
p
2
2
2.2
2
α
γ
h
1-2
p
1
=1,033 at
p
2
=0,522 at
ρ =1327,4 kg/m
3
µ =5,6.10
-3
N.s/m
2
Chiều cao từ mặt thoáng nồi xuống đất là : Z=4 m
Đường kính ống nhập liệu vào nồi là : d = 80 mm
Vận tốc dòng chảy trong ống:
v=
312,0
4,1327.08,0.14,3.3600
7500.4
.4
22
==
ρπ
d
G
D
m/s
chuẩn số Reynolds :
Re =
µ
ρ
dv
=
3
3
10.92,5
10.6,5
4,1327.08,0.312,0
=
−
chọn ống thép CT.3 nên độ nhám ε = 0.2 mm
tính: Re
gh
=6
5,5648
2,0
80
.6
7/8
7/8
=
=
ε
d
Re
n
= 220
3
8/9
8/9
10.1,186
2,0
80
.220 =
=
ε
d
Vậy: Re
gh
<Re<Re
n
Hệ số ma sát :
λ = 0,1
038,0
10.92,5
100
80
2,0
46,11,0
Re
100
46,1
25.0
3
25.0
=
+=
+
d
ε
tổng hệ số tổn thất cục bộ : Σξ=ξ
vào
+5.ξ
khuỷu 90
+2. ξ
van
+ξ
ra
hệ số tổn thất cục bộ tại miệng ống vào : ξ
vào
=0,5
hệ số tổn thất cục bộ tại miệng ống ra : ξ
ra
=1
hệ số tổn thất cục bộ tại khuỷu 90
0
: ξ
khuỷu 90
=1,19
Hệ số tổn thất cục bộ tại van : ξ
vào
=0,5
Σξ=ξ
vào
+5.ξ
khuỷu 90
+2. ξ
van
+ξ
ra
=0,5+5.1,19+2.0,5+1=8,45
Chiều dài ống từ bồn cao vị đến nồi là : l= 15 m
Tổng tổn thất :
h
1-2
=
017,045,8
80
15
038,0
81,9.2
2,0
.2
22
=
+=
+
∑
ξλ
d
l
g
v
m
chiều cao từ mặt thoáng bồn cao vị đến mặt đất :
Z
1
= 4 +
81,9.4,1327
10.81,9).033,1522,0(
4
−
+0.043=9.82 m
3.Tính bơm chân không :
Công suất bơm chân không :
Trang 22
N=
−
−
−
1.
1
10.
1
1
1
2
3
m
m
kkkk
CK
p
p
Vp
m
m
η
η
CK
: hệ số hiệu chỉnh , η
CK
=0.8
m : chỉ số đa biến , m=1.3
p
2
: áp suất khí quyển , p
2
=1.033 at
áp suất không khí trong TBNT : p
kk
= p
1
=p
ng
- p
h
=0.5 – 0.0576 =0.4424at
thể tích không khí cần hút khỏi thiết bị: V
kk
= 0.0017m
3
/s
công suất bơm :
N=
−
−
1
4424.0
033.1
0017.0*10*81.9*4424.0
13.1
3.1
10*8.0
1
3 1
3.0
4
3
=0.9 kW
4.Tính bơm nước vào thiết bị ngưng tụ:
Công suất của bơm :
N=
η
ρ
.1000
HgQ
(kW)
H : cột áp của bơm ( m)
η : hiệu suất của bơm , chọn η=0.75
ρ : khối lượng riêng của nước ở30
0
C , ρ = 997kg/m
3
.
Q : lưu lượng nước lạnh tưới vào Baromet : G
n
= 1.1 kg/s
Q=
0011.0
997
1.1
==
ρ
n
G
m
3
/s
Phương trình bernoulli cho hai mặt cắt 1 –1 ( mặt thoáng bể nước) và 2 –2 ( mặt thoáng thiết
bị baromet )
Z
1
+
H
g
v
p
++
2
2
1.1
1
α
γ
= Z
2
+
++
g
v
p
2
2
2.2
2
α
γ
h
1-2
Với :
v
1
=v
2
=0 m/s
p
1
=1,033 at
p
2
= 0.5 at
µ = 0.801*10
-3
N.s/m
2
.
Chiều cao từ mặt thoáng bể nước xuống đất là : Z
1
=2 m
Chiều cao từ mặt thoáng thiết bị baromet xuống đất là Z
2
= 12 m
Chọn d
hút
=d
đẩy
=đường kính cửa vào thiết bị của nước là d =100 mm
Vận tốc dòng chảy trong ống:
v=
141.0
01.0*14.3
0011.0*4
.
.4
2
==
d
Q
π
( m/s)
Chuẩn số Reynolds : Re =
3
10*801.0
997*1.0*141.0
−
=
µ
ρ
dv
=17553
Chọn ống thép CT.3 nên độ nhám ε = 0.2 mm
Tính Re
gh
:
Trang 23
Re
gh
=6.
7289
2.0
100
*6
7/87/8
=
=
ε
d
Re
n
= 220
239202
2.0
100
*220
8/98/9
=
=
ε
d
Vậy: Re
gh
<Re<Re
n
Hệ số ma sát :
λ = 0.1
03.0
17553
100
100
2.0
46.11.0
Re
100
46.1
25.025.0
=
+=
+
d
ε
tổng hệ số tổn thất cục bộ : Σξ=ξ
vào
+ξ
khuỷu 90
+2. ξ
van
+ξ
ra
= 0.5+1.19+2*0.5+1 =3.69
chiều dài ống từ bể nước đến thiếtbị baromet là : l= 15 m
tổng tổn thất :
h
1-2
=
009.069.3
1.0
15
03.0
81.9*2
141.0
.2
22
=
+=
+
∑
ξλ
d
l
g
v
m
cột áp của bơm : H=(12-2)+
997
10000*)033.15.0( −
+ 0.009=4.67 m
công suất của bơm : N=
067.0
75.0*1000
67.4*81.9*997*0011.0
=
(kW)
5.Tính bơm nhập liệu :
Bơm dung dịch từ bể chứa lên bồn cao vị
Công suất của bơm : N=
η
ρ
.1000
HgQ
(Kw)
η=0.75 : hiệu suất của bơm
ρ=1159 kg/m
3
: khối lượng riêng nhập liệu NaOH ở nhiệt độ sôi
Q=
00028.0
1159*3600
1159
==
ρ
D
G
m
3
/s
Phương trình Bernoulli cho hai mặt cắt 1-1 và 2-2:
Z
1
+
H
g
v
p
++
2
2
1.1
1
α
γ
= Z
2
+
++
g
v
p
2
2
2.2
2
α
γ
h
1-2
Với :
v
1
=v
2
=0 m/s
p
1
=1,033 at
p
2
=1.033 at
µ = 2*10
-3
N.s/m
2
.
Chiều cao từ mặt thoáng bể chứa nguyên liệu xuống đất là : Z
1
=2 m
Chiều cao từ mặt thoáng bồn cao vị xuống đất là Z
2
= 10 m
Chọn d
hút
=d
đẩy
=đường kính ống nhập liệu d =42 mm
Vận tốc dòng chảy trong ống:
v=
22
042.0*14.3
00028.0*4
.
.4
=
d
Q
π
=0.202 m/s
Trang 24
Chuẩn số Reynolds : Re =
3
10*2
1159*042.0*202.0
−
=
µ
ρ
dv
=4919
Chọn ống thép CT.3 nên độ nhám ε = 0.2 mm
Tính Re
gh
:
Re
gh
=6.
2705
2.0
42
*6
7/87/8
=
=
ε
d
Re
n
= 220
=
=
8/98/9
2.0
42
*220
ε
d
90140
Vậy: Re
gh
<Re<Re
n
Hệ số ma sát :
λ = 0.1
=
+=
+
25.025.0
4919
100
42
2.0
46.11.0
Re
100
46.1
d
ε
0.0027
tổng hệ số tổn thất cục bộ : Σξ=ξ
vào
+2.ξ
khuỷu 90
+2. ξ
van
+ξ
ra
= 0.5+2*1.19+2*0.5+1 =4.38
Chiều dài ống từ bể chứa đến bồn cao vị là : l= 15 m
tổng tổn thất :
h
1-2
=
011.038.4
042.0
15
0027.0
81.9*2
202.0
.2
22
=
+=
+
∑
ξλ
d
l
g
v
m
cột áp của bơm : H= (10- 2)+0.011 =8.011 m
công suất của bơm : N=
75.0*1000
011.8*81.9*1159*00028.0
=0.034 (kW)
6.Tính bơm tháo liệu :
Công suất của bơm : N=
η
ρ
.1000
HgQ
(Kw)
η=0.75 : hiệu suất của bơm
ρ=1276 kg/m
3
: khối lượng riêng nhập liệu NaOH ở nhiệt độ sôi
Q=
000126.0
1276*3600
5.579
==
ρ
C
G
m
3
/s
Phương trình Bernoulli cho hai mặt cắt 1-1 và 2-2:
Z
1
+
H
g
v
p
++
2
2
1.1
1
α
γ
= Z
2
+
++
g
v
p
2
2
2.2
2
α
γ
h
1-2
Với :
v
1
=v=
091.0
042.0*14.3
000126.0*4
.
.4
22
==
d
Q
π
m/s
v
2
=0 m/s
p
1
= 0.588 at
p
2
=1.033 at
µ = 1.82*10
-3
N.s/m
2
.
Chiều cao từ ống tháo liệu xuống đất là : Z
1
=0.9 m
Chiều cao từ mặt thoáng bể tháo liệu xuống đất là Z
2
= 2 m
Trang 25
