tính toán thiết bị cô đặc gián đoạn ống tuần hoàn trung tâm

Cân bằng vật chất:


Suất lượng sản phẩm (Gc):

với xđ = 15% => ρđ = 1061,35 (kg/m3) (tra bảng)
Gđ = 1,8*1061,35 = 1910,43 (kg/mẻ)
Gđ*xđ = Gc*xc
Giai đoạn 15 – 35:
Gđ = 1910,43 (kg/mẻ)
xđ = 15; xc = 35
lượng sản phẩm:

lượng hơi thứ:
W = Gđ - Gc = 1910,43 – 818,756 = 1091,67
Giai đoạn 35 – 55:
Gđ = 818,756 (kg/mẻ)
xđ = 35; xc = 55
lượng sản phẩm:

lượng hơi thứ:
W = Gđ - Gc = 818,756 – 521,026 = 297,729
Giai đoạn 55 – 75:
Gđ = 521,026 (kg/mẻ)
xđ = 55; xc = 75
lượng sản phẩm:


lượng hơi thứ:
W = Gđ - Gc = 512,026 – 382,026 = 138,94
Tóm tắt bảng cân bằng vật chất:

nồng độ
ρ=
khối lượng dd G
thể tích dd trong nồi
W=

15
1061.35
1910.43
1800
0

35
1153.31
818.7557143
709.918161
1091.674286

55
1259.76
521.0264
413.5918
297.7294

75
1381.41
382.086
276.5913089
138.9403636

Chế độ nhiệt độ
_ Gọi ∆”’ là tổn thất nhiệt độ hơi thứ trên đường ống dẫn từ buồng bốc đến TBNT,chọn
∆”’ = 1oC.
_ áp suất chân không: Pck = 0,85
Đổi về áp suất tuyệt đối ta được áp suất ở thiết bị ngưng tụ là:
1,033 – 0,85 = 0,183 at
_ tra bảng => tn = 57,63 0C
_ tsdm(Pht) = 57,63 + 1 = 58,63 => Pht = 0,1914 at (tra bảng)

Xác định nhiệt độ tổn thất :
Tổn thất nhiệt do nồng độ tăng (∆’):
∆’ = ∆’0 . f
∆’0 - tổn thất nhiệt độ ở áp suất khí quyển. Theo đồ thị ta được:
x = 15% => ∆’0 = 0,25
x = 75% => ∆’0 = 7
f - hệ số hiệu chỉnh do khác áp suất khí quyển, được tính theo công thức:

Trong đó: + tht : nhiệt độ hơi thứ (tht = 58,63 0C )


+ r : ẩn nhiệt hoá hơi của hơi ở nhiệt độ t ht . Tra bảng 57, VD và BT T10, trang
443 ta được r = 2359996,2 (j/kg)

=> tổn thất nhiệt:
nồng độ dung dịch
tổn thất ∆0
tổn thất ∆'
nhiệt độ sôi của dd (pht)

15

35
0.2
0.8
0.150428403 0.601713611
58.7804284 59.23171361

55
75
2.3
7
1.729926632 5.264994096
60.35992663 63.8949941

nhiệt độ sôi của dung dịch tai mặt thoáng:
tsdd(Pht) = tsdm(Pht) + ∆’ = 58,63 + 0,188 = 58,82
tsdd(Pht) = tsdm(Pht) + ∆’ = 58,63 + 5,2641 = 63,9
chọn hơi đốt 3 at => thđ = 132,9 0C
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:
Ptb = Pht + ∆P
∆P

ρs.g.Hop (N/m2)

Trong đó:
_ ρs: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3)
ρs = 0,5 ρdd = 0,5. 1061,35 = 530,675 (kg/m3)
_ ρdd : khối lượng riêng của dung dịch (kg/m 3). Tra bảng I.86 Sổ tay quá trình thiết bị tập
1
=> ρdd = 1061,35 (kg/m3)

Hop = [0,26 + 0,0014.(ρdd – ρdm)].H0
_ H0: chiều cao ống truyền nhiệt. chọn H0 = 1,5 m
_ρdm = 983,86


Hop = [0,26 + 0,0014.(1061,35 – 983,86)].4,5 = 0,55273
∆P = 0,5.530,675.0,55273.9,81 = 1438,73 = 0,015 at
Ptb = 0,015 + 0,1914 = 0,206 at
Tra sổ tay tại Ptb = 0,206 (at) ta có tsdm(Ptb) = 60,24 0C. Suy ra : ∆” = 60,24 – 58,63 = 1,61
0

C

tsdd(Ptb) = tsdd(Pht) + ∆’’ = 58,78 + 1,61 = 60,39
bảng tổn thất nhiệt do as thuỷ tĩnh:
nồng độ dung dịch
tổn thất ∆''
nhiệt độ sôi của dd (Ptb)

15
1.61
60.390428
4

35
55
2.231
3.063
61.4627136
1 63.42292663

75
4.103
67.997994
1

nhiệt độ sản phẩm đáy:
tsdd(đáy) = tsdd(Pht) + 2.∆’’ = 63,9 + 2.4,17 = 72,24

cân bằng nhiệt lượng:
nhiệt lượng dung để đun nóng đến nhiệt độ sôi:
Qđ = Gđ.Ctb.(tsdd(Pht) – tđ) = 1910,43.3863,14.(58,82 – 30) = 0,212.109 J
với:
ở t = 30, x = 15%:
C1 = 4190 – (2514 – 7,542.t).x = 4190 – (2514 – 7,542.30).0,15 = 3846,839 (tập 2/153)
ở t = 58,82, x = 15%:
C2 = 4190 – (2514 – 7,542.t).x = 4190 – (2514 – 7,542.58,82).0,15 = 3879,441
Ctb = (C1 + C2)/2 = (3846,839 + 3879,441)/2 = 3863,14
nhiệt lượng làm bốc hơi dung dịch:
Thành lập phương trình cân bằng nhiệt:
Gđcđtđ + D(1 – φ)i”D + φcDθ = Wi”W + Dcθ + Gccctc ± Qcđ + Qtt
nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp:


QD = D(1 – φ)(i”D – cθ) = D(1 – φ)r = Gccctc - Gđcđtđ + Wi”W
nhiệt dung riêng của dd:
C = 4190 – (2514 – 7,542.t).x = 4190 – (2514 – 7,542.58,82).0,15 = 3879,389
Bang nhiêt dung riêng:
nồng
độ

15
35
55
75
3879.39 3466.45395
2665.92203
Cdd
8
4 3057.679012
4
Chon hơi đốt là 3 at => r = 2171000
nhiệt độ hơi thứ 58,83 => i” = 2605669.6
xem nhiệt độ cô đặc là không đáng kể.
tổn thất nhiệt: 5%
giai đoạn từ 15 – 35:
Gđ = 1910,43; Cđ = 3879,393; tđ = 58,78
Gc = 818,76; Cc = 3466,45; tc = 59,23
W= 1091,67
nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình:
Q1 = 818,76.3466,45.59,23 – 1910,43.3879,393.58,78 + 1091,67.2605669.9 = 2,577.109
nhiệt lương cần cung cấp:
QD1 = Q1/0.95 = 2,577.109/0.95 = 2,71.109
lượng hơi đốt sử dụng:

D1 =
Tương ktuwj cho 2 giai đoạn còn lại, ta có:
nồng độ dung dịch
nhiệt lượng tiêu tốn cho QT (Q)
nhiệt lượng cần cung cấp (QD)

lượng hơi đốt sử dụng (D)
nhiệt lượng hưu ích
tổng nhiệt cung cấp

35
2577012205
2712644426
1315.253425
2577012205
2712644426

55
703835406.3
740879375
359.2229509
3280847611
3453523801

75
330955563.6
348374277.5
168.9128355
3611803175
3801898078


tổng lượng hơi đốt sử dụng

1315.253425

1674.476376

1843.389211

Tính toán truyền nhiệt
Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc:
Trình tự tính lặp:
Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng (q1):
-

Chọn nhiệt độ trung bình vách ngoài ống tv1 (tv1 < tD) => ∆t1 = ∆tv1 = tD – tv1
Tính α 1 theo công thức (V.101), sổ tay tập 2, trang 28:

α1=
Trong đó:
+ r - ẩn nhiệt ngưng tụ của nước ở áp suất hơi đốt.
+ H - chiều cao ống truyền nhiệt.
+A - phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng t m= (tD + tv1)/2 . Với A tra ở sổ tay tập
-

2, trang 28. Trong đó tD, tv1: nhiệt độ hơi đốt và vách phía hơi ngưng.
Tính nhiệt tải riêng phía hơi ngưng: q1 = α 1*∆t1

Nhiệt tải riêng phía dung dịch (q2):
-

Tính theo công thức

tv

-

Theo VD và BT tập 10 ta có công thức;

Trong đó:
-

: tổng trở vách

-

rcáu 1: nhiệt truyền từ cáu đến hơi nước.

-

rcáu 2: nhiệt truyền từ cáu đến dung dịch đường sôi.


: bề dày ống

-

: hệ số dẫn nhiệt của ống.






t2 = tv2 – tsoitb

(Khi quá trình cô đặc diễn ra ổn định thì q1= q2 = qv)

-

Tính hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
thức :

theo công

= 0.56.p0,15.q0.7 (W/m2.K) ( Theo Sổ tay quá trình và thiết bị tập 2 trang 26 ) với
-

q = q1
Tính theo công thức VI.27 Sổ tay tập 2 trang 71

Với :
•
•

Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch (J/kg.K)
:độ nhớt dung dịch

•

: độ nhớt của nước

•

: khối lượng riêng của dung dịch

•

: khối lượng riêng của nước


: độ dẫn điện dung dịch

•

-

Tính nhiệt tải riêng phía dung dịch theo công thức: q2 =
Xác định sai số ss =

. t2

TÍNH LẶP
Nồng độ 15%
•

Chọn áp suất hơi đốt là 3 at. Tra bảng 57, VD và BT tập 10, trang 447 ta có

tD = 132.9 0C
iD = 2370000
rD = 2171000 J/kg
Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng (q1)
chọn tv1 = 126.20C => tm = (tD + tv1)/2 = (132.9+126.2)/2
= 129.55 0C
=> Tra Sổ tay QT và TBTN tập 2 trang 28 và áp dụng công thức nội suy ta được
A = 190.79

• ∆t1 = ∆tv1 = tD – tv1 = 132.9 – 126.2 = 6.70C
• hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng
•

α 1=

=

= 8394.21 (W/m2.độ)
với chiều cao ống truyền nhiệt H = 1.5 m
 Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng:

q1 = α 1*∆t1 = 8394.21 * 6.7 = 56241.22 (W/m2 .độ)
Nhiệt tải riêng phía dung dịch (q2)


•

Tính Δtv
Chọn rcáu 1= 0,387.10-3 (m2.K/W)
rcáu 2 = 0,387.10-3 (m2.K/W)
(Tra bảng V.I trang 4 Sổ tay quá trình thiết bị tập 2)
Chọn bề dày ống = 3 mm
Chọn hệ số dẫn nhiệt của ống inox không rỉ λ = 17.5 W/m.0K

=



= 0.00094543

= 0.00094543 * 56241.22 = 53.170C
tv= tv1 – tv2 => tv2 = tv1 - tv = 125.7 – 53.17 = 73.030C
Và :
•

t2 = tv2 – tsoitb = 73.03 – 60.34 = 12.640C

Hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch αn
= 0.56.p0,15.q10.7 =

0.56*( 0,1914. 9,81.104)

0,15

*56241.220.7 = 5179.26

(W/m2.K)
( 1 at = 9,81.104 N/m2)
•

Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch (J/kg.K)
Cdd = 4190 - (2514 – 7,542*t)*x
= 4190 – ((2514 – 7,542*60.34)*15= 3881.22 (J/kg.K)
( Theo công thức I.50 Sổ tay quá trình và thiết bị tập 1 trang 153)

•

Nhiệt dung riêng của nước Cn = 4181.63 (J/Kg.K)

•

Độ nhớt dung dịch μdd = 0.000687 N.s/m2 (Tra bảng I.112 Sổ tay quá trình và thiết
bị tập 1 trang 114)


•

Độ nhớt của nước

= 0.00048 N.s/m2 (Tra bảng I.102 Sổ tay quá trình và thiết bị

tập 1 trang 95)
•

Khối lượng riêng của dung dịch

= 1061.35(kg/cm3) (Tra bảng 39 Ví dụ và bài

tập – tập 10 trang 427)
•

Khối lượng riêng của nước

= 983.86 (kg/cm3) (Tra bảng 39 Ví dụ và bài tập –

tập 10 trang 427

•
•
•

: độ dẫn điện của nước (Tra bảng

= 0.65736 ( W/m.K)

Tính α2:

= 4613.00 (W/m2.K)
Nhiệt tải riêng phía dung dịch:
q2 =

. t2 = 4613.00 * 12.64 = 58296.82 (W/m2 .độ)

So sánh q1 và q2 ta thấy:

Tính lặp tương tự như trên ta có bảng số liệu thống kê như sau:
Thông

Cdd

Cn

số
15%

3881.16 4181.63 0.000678

0.00048

1061.35

983.86

0.0651

0.65736


5
35%

3472.34 4181.63 0.002861

0.00048

1153.31

983.86

0.5154

0.65736

9
55%

3472.34 4181.63 0.002861

0.00048

1153.31

983.86

0.5154

0.65736

9
75%

3070.38 4181.63 0.007222

0.00048

1259.76

983.86

0.4238

0.65736

0

Nồng độ

15%

35%

55%

75%

tssd

60.39

61.46

63.42

67.99 / 68.00

q1 (W/m2)

56241.22

44540.96

32400.67

21067.95

Δt1

6.7

4.9

3.2

1.8

q2 (W/m2)

58296.82

45630.74

32641.17

21688.53

Δt2

12.64

85.89

99.07

111.18

α1(W/m2.K)

8394.21

9089.99

10125.21

11704.41

α2(W/m2.K)

4613.00

1868.05

915.74

502.24

K (W/m2.K)

1971.075856

1224.35

734.10

444.85

Ss (%)

3.65

2.45

0.74

2.9

bề mặt truyền nhiệt và thời gian cô đặc.
phương trình truyền nhiệt cho khoảng thời gian nhỏ dT.
dQ = K.F.(T – t).dT
giả sử đến cuối quá trình dd vẫn ngập hết bề mặt truyền nhiệt => F không đổi, T không
đổi.


=> F.dT =
lấy tích phân ta được:

F.T =
T: thơi gian cô đặc
Q: nhiệt lượng sủ dụng cho quá trình.

Ta tính tích phân trên bằng đồ thị. cần xác định Q và
nong độ
Q .10^-8
tsdd
K
T-t
1/(k*(T-t))*10^5
Trong đó:

15
0

60.3904284
1971.075856
72.5095716
0.855158166

35
25.77012205
61.46271361
1224.3523
71.43728639
1.511560742

trục hoành: Q.10-8

trục tung:

từ việc tính tích phân đồ thị ta có:
giai đoạn 1 (15 – 35): S1 = F.t1 = 23747,23 (m2.s)
giai đoạn 2 (35 – 55): S2 = F.t2 = 10923,44 (m2.s)
giai đoạn 3 (55 – 75): S3 = F.t3 = 8975,95 (m2.s)
tong thời gian cô đặc:
S = T.F = 43646,63 (m2.s)
chọn thời gian cô đặc là 60 phút.

tại từng thời điểm:
55
32.80847611
63.42292663
734.1044728
69.47707337

2.354272028

75
36.11803175
67.9979941
444.8489224
64.9020059
3.291676171


=> F = 43646,63/(50.60) = 12,12 m2
=> thời gian của các giai đoạn:
giai đoạn 1 (15 – 35): T1 = 31302,57 /12,12 = 1958,67 s
giai đoạn 2 (35 – 55): T2 = 13729,31 /12,12 = 900,97 s
giai đoạn 3 (55 – 75): T3 = 9361,8 /12,12 = 740,34 s
chọn F = 16 m2

thời gian gia nhiet ban đầu:
Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng (q1):
Theo công thức (V.101), sổ tay tập 2, trang 28:

α 1=
Trong đó:
+ r - ẩn nhiệt ngưng tụ của nước ở áp suất hơi đốt là 3 at. Tra bảng 57, VD và BT
tập 10, trang 447: r = 2237000 J/kg
+ H - chiều cao ống truyền nhiệt, H = 1,5 m.
+A - phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng t m= (tD + tv1)/2 . Với A tra ở sổ tay tập
2, trang 28. Trong đó tD, tv1: nhiệt độ hơi đốt và vách phía hơi ngưng.
Ta chọn tv1 =123,35 0C, tD=132,9 0C.
=> tm = (tD + tv1)/2 = (123,35 + 132,9)/2 = 128,125 0C.

=> Tra Sổ tay QT và TBTN tập 2 trang 28 và áp dụng công thức nội suy ta được A =
190,4375
Và ∆t1 = ∆tv1 = tD – tv1 = 132,9 – 123,35 = 9,55 0C.
+α 1- hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng, W/m2.độ.


 α 1=

(W/m2.độ)

=

 Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng:

q1 = α 1*∆t1 = 7665,2. 9,55 = 73202,74 (W/m2 .độ)
Nhiệt tải riêng phía dung dịch (q2):
Theo VD và BT tập 10 ta có công thức;

Trong đó:
-



: tổng trở vách

rcáu 1: nhiệt truyền từ cáu đến hơi nước.
rcáu 1= 0,387.10-3 (m2.K/W)
rcáu 2: nhiệt truyền từ cáu đến dung dịch đường sôi.



rcáu 2= 0,387.10-3 (m2.K/W)
(Tra bảng V.I trang 4 Sổ tay quá trình thiết bị tập 2)


: bề dày ống ( chọn

= 2 mm)



: hệ số dẫn nhiệt của ống.
Chọn ống dẫn nhiệt là thép không gỉ =>



= 17,5 W/m.0K


= 8,883.10-4.73202,74= 65 (0C)



(Khi quá trình cô đặc diễn ra ổn định thì q1= q2 = qv)
Ta lại có:

tv= tv1 – tv2

 tv2 = tv1 -

tv = 123,35 – 65 = 58,35 (0C)

t2 = tv2 – tsoitb = 58,35 – 44,39 = 14 (0C)

Và :

Trong đó: tsôi tb = (30+58,78)/2 = 44,39
Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch (J/kg.K)
Cdd = 4190 – (2514 – 7,542*t)*x
= 4190 – (2514 – 7,542*44,39)*0,15 = 3877,97 (J/kg.K)
( Theo công thức I.50 Sổ tay quá trình và thiết bị tập 1 trang 153)
:độ nhớt dung dịch (tra bảng I.112 Sổ tay quá trình và thiết bị tập 1 trang
114,

= 0,687.10-3 N.s/m2))

: khối lượng riêng của dung dịch (tra bảng 39 Ví dụ và bài tập – tập 10 trang
427,

=1061,35(kg/cm3))

: độ dẫn điện dung dịch



Ta có:


Tm’ = (58,35+44,39)/2 = 51,35
=> βdd = 0,000494

Ta thấy Pr.Gr > 2.107 => Nu = 0,153.(Pr.Gr)0,33 = 12147,19

=> α 2 =
q2 = α 2.

t2 = 5380,45.14 = 74975,72

Hệ số truyền nhiệt K cho quá trình gia nhiệt:

Q = ∆t.K.F.T

=>
Q: dung cho gia nhiệt
K: hệ số truyền nhiệt cho qt gia nhiệt
∆t: chênh lệch nhiệt độ


chọn F = 16 m2

T=

s

TÍNH THIẾT BỊ CÔ ĐẶC
BUỒNG ĐỐT
Số ống truyền nhiệt:

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

F= 16 m2

: bề mặt truyền nhiệt

l = 1,5 m

: chiều dài của ống truyền nhiệt

d

: đường kính ống truyền nhiệt

Chọn d = dt = 36 mm.
dng = 42 mm
Vậy số ống truyền nhiệt là :

ống
xếp ống theo hình lục giá đều (tập 2/48)
số hình lục giá đều: 6
số ống theo đường chéo: 13
=> tổng số ống: 127 ống.
chọn bước ống S = (1,2 – 1,5) dng
chọn S bằng 62 mm
đường kính ống tuần hoàn trung tâm:


Theo công thức trang 274 quá trình truyền nhiệt tập 5 ta có

m2

Chọn ft = 0,3 FD =

Vậy :

=

m = 223 mm

Chọn Dth = 273 (mm) theo đường kính chuẩn ống tuần hoàn trung tâm trang 190
quá trình truyền nhiệt tập 5.
đường kính trong buồng đốt:
số ống truyền nhiệt bị chiếm chỗ
gọi m la số ống mằn trên đường chéo ống tuần hoàn.

dng(th) = S.(m-1) = >
=> có 7 ống trên đường chéo ống tuần hoàn
=> a = (m + 1)/2 = (7 + 1)/2 = 4 (v139 tập 2/48)
với a là số ống trên trên 1 cạnh của hình 6 cạnh ngoai cùng.
tổng số ống bị chiếm chỗ:
n’ = 3.a(a – 1) +1 = 3.4.(4 – 1) +1 = 37 ống
số ống truyền nhiệt còn lại:
n = 127 – 37 = 90 ống
Dt = S.(b – 1) +4dng = 0,062.(13 – 1) + 4.0,042 = 0,912 m = 912 mm (ct v140 tập 2/49)
với b = 13, số ống trên đường chéo lục giác


chọn đường kính trong buồng đốt Dt = 1000 mm
đáy:
chọn đáy nón tiêu chuẩn có gờ, góc đáy 900. (bảng xiii19 tập 2/393)

chiều cao phần nón: 562 mm
thể tích đáy nón Vđáy = 0,206 m3
S = 40 mm
diện tích trong: 1,399 m2
thể tích truyền nhiệt và ong tuhoanfong:

Vô =

m3

thể tích cuối quá trình cô đặc: Vdd = 0,2766
chiều cao dd sau cô đặc:
H’ = (0,2766 – 0,206)/(90.3,1416.0,0362/4 + 3,1416.0,2732/4) = 0,47 > 0,3H = 0,45 m

BUỒNG BỐC
Lưu lượng hơi thứ:

Vhơi =
khối lượng riêng hơi thứ tại Pht = 0,1914 at
vận tốc hơi:

ωhơi =
vận tốc lắng:
xác định theo công thức 5.14 QT vad TB tập 5/157


ω0 =
ta có:
= 0,1231
= 983,86

ξ tính theo Re:

= 0,011.10-3 tra theo hình i.35 tập 1/117

giả sử 0,2 < Re < 500

ξ=

=>
Theo QT và TBTN tập 5: ωhơi < (70 – 80 %)ω0

=> Dtr(bb) > 1,47
chọn Dtr(bb) = 1500 mm

kiểm tra lại Re:

(thoả 0,2 < Re < 500)


chiều cao buồng bốc:
theo sổ tay tạp 2/72:
Utt = f.Utt(1at)
Utt = 1600.1,5 = 2400 m3/m3.h
f hệ số hiệu chỉnh tra sổ tay tập 2/72 ta có f = 1,5
Utt cường độ bốc hơi thể tích ở áp suất khí quyển. ta chon Utt = 1600

thể tích không giang hơi:

Vkgh =
chiều cao phần kgh:

m
chiều cao phần chất long trong buồng bốc:
thể tích dd trong buồng bốc:
Vdd(bb) = 1,8 – 0,225 – 0,206 = 1,369 m3
Vdd(bb) = Vdd phần gờ + Vdd phần nón + Vdd phần trụ

=> h3 = 0,2 m
=> chiều cao phần trụ buồng bốc: Hkgh + h3 = 0,2 + 2 = 2,2 m
chiều cao buồng bốc: 2,2 + 0,05 + 0,25 = 2,5 m
nắp:
chon nắp elip có gờ, đường kính trong 1500 mm


chiều cao phần elip: 375 mm
chiều cao gờ: 50 mm
chiều cao của thiết bị: 0,562 + 1,5 + 0,05 + 2,5 + 0,375 = 4,987 m
diện tích trong: 2,68 m2
tính đường ống và các cửa của thiết bị cô đặc:
đường ống dẫn hơi thứ:
thời gian cô đặc: T1 = 1958,69 s
lượng hơi thứ trong giai đoạn đầu: 1091,67
lưu lượng hơi thứ:

m3/s
chọn vận tốc hơi đi trong ống 40 m/s (tập 2/74)

m = 380 mm
chọn ống 400 mm
loại ống

đường kính

Howi thứ
Hơi đốt
nước ngưng
nhập liệu
Tháo liệu

380
156
20
44
24

chọn đường
kính
400
160
25
50
30

bề dày

chiều dài

10
4
4

4
4

150
150
90
100
50

TÍNH CƠ KHÍ CHO CÁC CHI TIẾT THIẾT BỊ
Tính cho buống đốt:
đường kính trong: Dt = 1000 mm
chiều cao Hđ = 1500 mm
buồng đốt chịu áp suất trong: 3 – 1,033 = 1,967 at = 0,193 N/mm2


nhiệt độ trong buồng đốt: 132,9
vật liệu được chọn là thép không gỉ X18H10T vì dd chanh dây có tính ăn mòn.
ứng suất cho phép ở tiêu chuẩn ở 132,9
[σ]*BĐ = 138 N/mm2 (hoá dầu/16)
ứng suất cho phép:
[σ]BĐ = [σ]*BĐ.η = 138.0,95 = 131,1
với η = 0,95 là hệ số hiệu chỉnh (hoá dầu/17)
hệ số bền mối hàn φh = 0,95 (hoá dầu/18)
tính bề dày cho buồng đốt:
xét điều kiện [σ]*BĐ.φh/PBĐ = 138.0,95/0,1962 = 668,2 >25 (hoá dầu/95)
chọn hệ số ăn mòn Ca = 1
bề dày tối thiểu là: (5 – 3 hoá dầu/96)

mm

Tra bảng 5 – 1 sách hoá dầu/94 Smin = 3 – 4 mm
chọn bề dày buồng đốt: S = 4 mm

xét điều kiện:

[p]BD =
=> PBD = 0,193 < [p]BD = 0,745 (thoả)
vậy bề dày buồng đốt SBD = 4 mm
tính bền cho các lỗ:
đường kính cho phép không cần tăncuwngstg:

(5 – 10 hoá dầu/97)


mm (CT 8 – 2 hoá
dầu/162)

Như vậy ta cần tăng cưng cho lỗ dẫn hơi đốt.
chọn bề dày khâu tăng cứng bằng bề dày thân
Tính cho buống bốc:
đường kình buồng bốc DBB = 1500 mm
chiều cao buồng bốc HBB = 2500 mm
thân buồng bốc chịu áp suất PBB = 1,033 +(1,033 – 0,1914) = 1,8746 at = 0,184 N/mm2
vật liệu được chọn là thép không gỉ X18H10T vì dd chanh dây có tính ăn mòn.
ứng suất cho phép ở tiêu chuẩn ở 58,63
[σ]*BB = 145 N/mm2 (hoá dầu/16)
Modun đàn hồi ở 58,63 là: EBB = 2.105 N/mm2
σcBB = [σ]*BB.nc = 145.1,65 = 239,25
với nc = 1,65 (bảng 1 – 6 hoá dầu/14)
bề day tối thiểu:

L’BB = 2500 mm

=>
bề dày buồng bốc:
SBB = 8,36 + 1 + 0,64 = 10 mm

mm


kiểm điều kiện: (hoá dầu/99)

thế số:

thoả
kiểm tra áp suất cho phép:

PBB = 0,184 < [P]BB = 0,217 (thoả)
kiểm tra lực nén chiều trục:

N

tỉ số

(tra bảng hoá dầu/103)

=>
điều kiện: (5 – 32 hoá dầu/103)