Thiết kế thiết bị cô đặc NaOH hai nồi xuôi chiều có ống tuần hoàn trung tâm

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA Tp.HCM
Khoa Kỹ Thuật Hóa Học
Bộ mơn Q trình & Thiết bị

ĐỒ ÁN MƠN HỌC
Q TRÌNH và THIẾT BỊ
MSMH: 605040

Thiết kế thiết bị cô đặc NaOH
hai nồi xi chiều có ống tuần hồn trung tâm

CÁN BỘ HƯỚNG DẪN : PGS.TS Trịnh Văn Dũng
SINH VIÊN THỰC HIỆN : Lê Phúc Sang
MSSV: 61203096

Lớp: HC12VS

Ngành: Kỹ Thuật Hóa Học

Năm học 2015-2016


Mục lục

ĐỒ ÁN MƠN HỌC Q TRÌNH THIẾT BỊ
Họ và tên : Lê Phúc Sang
Lớp

: HC12VS

Khoa

: Kĩ thuật hóa học

Giáo viên hướng dẫn: PGS.TS Trịnh Văn Dũng

NỘI DUNG ĐỀ BÀI
Thiết kế thiết bị cơ đặc 2 nồi xi chiều có ống tuần hồn trung tâm để cơ đặc dung dịch NaOH.
-Năng suất sản phẩm: 3500 kg/h


-Nồng độ đầu: 15% khối lượng
-Nồng độ cuối: 41% khối lượng
-Áp suất ngưng tụ: Pnt = 0,2 at
Nhận xét của giáo viên
.....................................................................................................................................................
.....................................................................................................................................................
.....................................................................................................................................................
.....................................................................................................................................................
.....................................................................................................................................................
TP.HCM ,ngày

tháng

Người nhận xét

năm


Phần I: TỔNG QUAN
I.Tính chất NaOH

-Natri hydroxid NaOH nguyên chất là chất rắn màu trắng, có dạng tinh thể, khối lượng
riêng 2,13 g/ml, nóng chảy ở 318 oC và sơi ở 1388 oC dưới áp suất khí quyển. NaOH tan tốt
trong nước (1110 g/l ở 20 oC) và sự hoà tan toả nhiệt mạnh. NaOH ít tan hơn trong các dung
môi hữu cơ như methanol, ethanol… NaOH rắn và dung dịch NaOH đều dễ hấp thụ CO2 từ
khơng khí nên chúng cần được chứa trong các thùng kín.
- Dung dịch NaOH là một base mạnh, có tính ăn da và có khả năng ăn mịn cao. Vì vậy, ta
cần lưu ý đến việc ăn mòn thiết bị và đảm bảo an tồn lao động trong q trình sản xuất NaOH.
II.Phương pháp chế biến
Trước đây trong công nghiệp, NaOH được sản xuất bằng cách cho Ca(OH)2 tác dụng với
dung dịch Na2CO3 lỗng và nóng. Ngày nay, người ta dùng phương pháp hiện đại là điện phân
dung dịch NaCl bão hoà. Tuy nhiên, dung dịch sản phẩm thu được thường có nồng độ rất lỗng,
gây khó khăn trong việc vận chuyển đi xa. Để thuận tiện cho chuyên chở và sử dụng, người ta
phải cô đặc dung dịch NaOH đến một nồng độ nhất định theo u cầu.
III.Thiết bị cơ đặc
-Có nhiều loại thiết bị cô đặc, bao gồm : thiết bị cơ đặc có
+ Buồng đốt ngồi thẳng đứng
+ Buồng đốt treo
+ Buồng đốt ngồi nằm ngang
+ Buồng đốt trong có ống tuần hồn trung tâm
+ Buồng đốt trong có ống tuần hồn ngồi
-Tùy vào trường hợp mà ta có thể sử dụng các thiết bị cơ đặc khác nhau thì ở đồ án này chọn
thiết bị cô đặc buồng đốt trong có ống tn hồn trung tâm, sở dĩ chọn thiết bị này vì thiết bị
này có cấu tạo đơn giản , dễ vệ sinh và sửa chửa tuy nhiên thiết bị này cho tuần hoàn nhỏ nên
hệ số truyền nhiệt thấp , năng suất sẽ không cao so hơn với thiết bị có buồng đốt ngồi.
IV.Phương pháp cơ đặc
- Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở): nhiệt độ sôi và áp suất không đổi; thường được
dùng trong cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, nhằm đạt năng suất cực đại
và thời gian cô đặc ngắn nhất.
- Cô đặc áp suất chân không: dung dịch có nhiệt độ sơi thấp ở áp suất chân khơng. Dung
dịch tuần hồn tốt, ít tạo cặn và sự bay hơi dung môi diễn ra liên tục.

4


- Cơ đặc nhiều nồi: mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi khơng nên q lớn vì nó
làm giảm hiệu quả tiết kiệm hơi. Người ta có thể cô chân không, cô áp lực hay phối hợp cả hai
phương pháp; đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu quả kinh tế.
- Cô đặc liên tục: cho kết quả tốt hơn cơ đặc gián đoạn. Có thể được điều khiển tự động
nhưng hiện chưa có cảm biến đủ tin cậy.

Phần II.THUYẾT MINH QUY TRÌNH

-Nguyên liệu ban đầu là dung dịch NaOH có nồng độ 15%. Dung dịch từ bể chứa nguyên
liệu được bơm lên bồn cao vị. Từ bồn cao vị, dung dịch chảy qua lưu lượng kế rồi đi vào thiết bị
gia nhiệt và được đun nóng đến nhiệt độ sôi. Thiết bị gia nhiệt là thiết bị trao đổi nhiệt dạng
ống chùm: thân hình trụ, đặt đứng, bên trong gồm nhiều ống nhỏ được bố trí theo đỉnh hình
tam giác đều. Nguồn nhiệt là hơi nước bão hồ có áp suất 3.7 at đi bên ngồi ống (phía vỏ).
Dung dịch đi từ dưới lên ở bên trong ống. Hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ngoài của
ống và cấp nhiệt cho dung dịch để nâng nhiệt độ của dung dịch lên nhiệt độ sôi. Dung dịch sau
khi được gia nhiệt sẽ chảy vào thiết bị cô đặc để thực hiện quá trình bốc hơi. Hơi nước ngưng tụ
thành nước lỏng và theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi chảy 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
hồn trung tâm. Dung dịch đi trong ống cịn hơi đốt (hơi nước bão hồ) đi trong khoảng khơng
gian ngồi ống. Hơi đốt ngưng tụ bên ngoài ống và truyền nhiệt cho dung dịch đang chuyển
động trong ống. Dung dịch đi trong ống theo chiều từ trên xuống và nhận nhiệt do hơi đốt

5


ngưng tụ cung cấp để sơi, làm hố hơi một phần dung môi. Hơi ngưng tụ theo ống dẫn nước

ngưng qua bẫy hơi để chảy ra ngoài.
-Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm: Khi thiết bị làm việc, dung dịch
trong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp lỏng – hơi có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ
dưới lên trên miệng ống. Đối với ống tuần hồn, thể tích dung dịch theo một đơn vị bề mặt
truyền nhiệt lớn hơn so với trong ống truyền nhiệt nên lượng hơi tạo ra trong ống truyền nhiệt
lớn hơn. Phần phía trên thiết bị là buồng bốc để tách hỗn hợp lỏng – hơi thành 2 dòng. Hơi thứ
đi lên phía trên buồng bốc, đến bộ phận tách giọt để tách những giọt lỏng ra khỏi dòng. Giọt
lỏng chảy xuống dưới còn hơi thứ tiếp tục đi lên. Dung dịch cịn lại được hồn lưu.Hơi thứ đi ra
từ nồi 1 sẽ tiếp tục được dùng để đun nóng cho nồi 2. Dung dịch sau cơ đặc được bơm ra ngoài
theo ống tháo sản phẩm vào bể chứa sản phẩm nhờ bơm ly tâm. Hơi thứ và khí khơng ngưng
thốt ra từ phía trên của buồng bốc đi vào thiết bị ngưng tụ baromet (thiết bị ngưng tụ kiểu
trực tiếp). Chất làm lạnh là nước được bơm vào ngăn trên cùng còn dòng hơi thứ được dẫn vào
ngăn dưới cùng của thiết bị. Dòng hơi thứ đi lên gặp nước giải nhiệt để ngưng tụ thành lỏng và
cùng chảy xuống bồn chứa qua ống baromet. Khí khơng ngưng tiếp tục đi lên trên, được dẫn
qua bộ phận tách giọt rồi được bơm chân khơng hút ra ngồi. Khi hơi thứ ngưng tụ thành lỏng
thì thể tích của hơi giảm làm áp suất trong thiết bị ngưng tụ giảm. Vì vậy, thiết bị ngưng tụ
baromet là thiết bị ổn định chân khơng, duy trì áp suất chân khơng trong hệ thống. Thiết bị làm
việc ở áp suất chân không nên nó phải được lắp đặt ở độ cao cần thiết để nước ngưng có thể tự
chảy ra ngồi khí quyển mà khơng cần bơm. Bình tách giọt có một vách ngăn với nhiệm vụ tách
những giọt lỏng bị lôi cuốn theo dịng khí khơng ngưng để đưa về bồn chứa nước ngưng. Bơm
chân khơng có nhiệm vụ hút khí khơng ngưng ra ngồi để tránh trường hợp khí khơng ngưng
tích tụ trong thiết bị ngưng tụ quá nhiều, làm tăng áp suất trong thiết bị và nước có thể chảy
ngược vào nồi cơ đặc.

Phần III. Tính tốn và thiết kế thiết bị chính
I.TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT
1. Dữ kiện ban đầu
Nồng độ đầu: xđ = 15 %
Nồng độ cuối: xc = 41 %
Năng suất sản phẩm: Gc = 3500 kg/h

2.Năng suất nhập liệu
Theo công thức 5.16, trang 293, [5]: Áp dụng phương trình cân bằng vật chất
=> Gđ .xđ = Gc.xc
Gd =
=>

Gc xc 3500*0.41
=
= 9566.667
xd
0.15

kg/h
6


3. Lượng hơi thứ bốc lên tồn hệ thống
Theo cơng thức 5.16, trang 293, [5]:
Gđ = W + Gc
⇒ W = Gđ – Gc = 9566.667 – 3500 = 6066.667 kg/h
4. Chọn tỉ lệ phân phối hơi thứ giữa các nồi
W1
= 1.1
W2
Giả sử tỷ lệ hơi bốc lên từ nồi 1 và nồi 2 là :
Ta có hệ phương trình:

WI
= 1. 1
W II

WI + WII = 6066.667
 W1 =3177.778 kg/h
 W2 =2888.889 kg/h

5. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi
G x
9566.667 * 0.15
x 'c = d d =
= 0.2246
Gd − W1 9566.667 − 3177.778
Nồng độ cuối ra khỏi nồi 1 :
=22.46%
Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2: x”c =41%
II. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG
1.Xác định áp suất và nhiệt lượng mỗi nồi
Theo đề bài ta có Pnt =0.2 at , chọn áp suất hơi đốt vào nồi 1 là P1=3.7 at
 HIệu số áp suất của hệ thống cô đặc : ∆Pt =P1 – Png = 3.7 – 0.2= 3.5 at

Chọn tỷ số phân phối giữa các nồi là : ∆P1/∆P2=4/3
=>∆P1=2 , ∆P2=1.5

Dựa vào các dữ kiện trên ta tra bảng I.250/312 ST QTTB tập 1 ta được
Loại

Nồi 1
Áp suất
Nhiệt độ

Nồi 1
Áp suất

Nhiệt độ

Tháp ngưng tụ
Áp suất
Nhiệt độ
7


Hơi đốt
Hơi thứ

(oC)
139.9
115

(at)
3.7
1.76

(at)
1.7
0.21

(oC)
114.5
60.7

(at)

(oC)

0.2

59.7

2.Xác định nhiệt độ tổn thất
a.Tổn thất do nồng độ tăng cao ∆’
Theo công thức của Tisencô (VI.10), trang 59, [2]:
∆’=∆’o .f
Trong đó: ∆’o - tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sơi của dung
mơi ở áp suất khí quyển.
f: hệ số hiệu chỉnh do khác áp suất khí quyển, được tính theo cơng thức VI.11, trang 59, [2]:
(273 + t 'i ) 2
f = 16.2
ri
Trong đó:
t - nhiệt độ hơi thứ
r - ẩn nhiệt hố hơi của dung mơi nguyên chất ở áp suất làm việc
Tra bảng VI.2, trang 67, [2]:
Tại nồng độ x’c=20.22% ta có ∆’o = 10.6 oC ,ro=2252.103 J/kg

=>

(115 + 273) 2
∆ '1 = 16.2 × 10.6 ×
= 12.010 C
3
2252 ×10

Tại nồng độ x’c= 41% ta có ∆’o =29.4oC ,r0=2221.103 J/kg

∆ '2 = 16.2 × 29.4 ×
=>
=>

∑∆' = ∆' + ∆'
1

2

(60.7 + 273) 2
= 23.880 C
2221×103

= 12.04 + 23.88 = 35.91

o

C

b.Do áp suất thủy tĩnh ∆”
Ptb = Po + (h1 +

Áp dụng CT VI.13 ST QTTB tập 2 :

ρ ×g
h2
) × dds
2 9.81×104

8

Với Po: Áp suất hơi thứ
h1: chiều cao lớp dung dịch sôi, chọn h1 =1m
h2: chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h2 =2m

ρ dds

: khối lượng riêng dung dịch sôi= nửa khối lượng riêng dd sôi ở 20 oC

Tra bảng I.23 trang 34 ST QTTB tập 1 :

ρ dd
ρ dd

ở nồi 1= 1243 kg/m3 =>
ở nồi 2= 1440 kg/m =>

Nồi 1:

Nồi 2:
=>

3

ρ dds

=621.5 kg/m3

ρ dds

=720 kg/m3

2 621.5 × 9.81
Ptb1 = 1, 76 + (1 + ) ×
= 1.88
2
9.81× 104
2 740 × 9.81
Ptb 2 = 0.21 + (1 + ) ×
= 0.354
2 9.81× 104

∑ ∆" = ∆" + ∆"
1

2

at => ttb1=117oC=> ∆”=117-115=2oC

at => ttb2=72.09oC =>∆”=72.09-60.7=11.39oC

= 2 + 11.39 = 14.39
o

C

c. Tổn thất do trở lực trên đường ống ∆’”
Tổn thấp do đường ồng từ nồi 1 sang nồi 2 và từ nồi 2 sang tháp ngưng tụ, ta chấp nhận chọn:
∆’”1=0.5oC, ∆’”2=1oC  ∆’”=2.5oC

d. Tổng tổn thất tồn hệ thống cơ đặc

∑ ∆ = ∑ ∆ '+ ∑ ∆ "+ ∑ ∆ '" = 35.91 + 14.39 + 1.5 = 51.1

o

C

3. Hiệu số hữu ích giữa các nồi
∆t1 = T1 − (T2 + ∑ ∆1 ) = 139.9 − (115 + 12.01 + 2.8 + 0.5) = 10.89
o
Nồi 1:
C
Nhiệt độ sôi thưc tế là ts1=T1Nồi 2:

∆ t1

=139.9-10.89=129.01oC

∆t 2 = T2 − (Tnt + ∑ ∆ 2 ) = 115 − (59.7 + 23.88 + 11.39 + 1) = 18.52

o

C

9


Nhiệt độ sôi thức tế nồi 2 là ts2=T2-

∆t 2

=115-18.53=95.97oC

4.Cân bằng nhiệt lượng
a.Tính nhiệt lượng riêng mỗi nồi
Nhiệt dung riêng của dung dịch NaOH ở các nồng độ khác nhau được tính theo cơng thức (I.43)
và (I.44), trang 152, [1]:
xd = 15 % (a < 0.2):
cđ = 4186.(1 - a) = 4190.(1 – 0.15) =3561.5 J/(kg.K)
xc= 41 % (a > 0.2): cc = 4190 - (4190 - cct).xc = 4190 – (4186 – 1310).0.41 = 3009.2 J/(kg.K)
Với cct là nhiệt dung riêng của NaOH khan, được tính theo cơng thức (I.41) và bảng I.141, trang
152, [1]:
Cct =

Cna × 1 + CO × 1 + C H × 1
= 1310
M ct

J/kg.K

Với các giá trị Can,CO,CH tra ở bảng I.141 trang 152 ST QTTB tập 1
CNa= 26000 J/kg.K
CO= 18600 J/kg.K
CH=9630 J/kg.K
Mct=40
b. Phương trình cân bang nhiệt lượng
Nồi 1: D.i+GD.CD.tD=W1.i1+(GD – W1)C1.t1+D.Cng1. θ1+Qm1
Nồi 2: W1.i1+(GD –W1)C1.t1=W2.i2+(GD – W)C2.t2+W1.Cng2.θ2+Qm2
Trong đó:

D: Lượng hơi thứ đốt toàn hệ thống kg/h
i: Hàm nhiệt tương ứng của hơi
C: Nhiệt dung riêng dung dịch ứng với mõi nồng độ
θ:nhiệt độ nước ngưng
T:nhiệt độ của dung dịch
Và
10


Qm1=0.05.D.(i – Cng1. θ1) =0.05.D.r(θ1).
Qm2=0.05.W.(i1 – Cng2. θ2) =0.05.W1.r(θ2).



Lượng hơi thứ bốc lên từ nồi 1
W .i2 + (GD − W ).C2 .t2 − GD .C1.t1
W1 =
=
0.95.r (θ1 ) + i2 − C1.t1
6066.667 × 2610000 + 3500 × 3009.2 × 129.01 − 9566.667 × 3009.2 ×129.01
= 3077.88
0.95* 2152000 + 2610000 − 3009.2 × 129.01

kg/h

 W2=W-W1=9556.667-3077.5=2991.77 kg/h

Lượng hơi đốt chung:
W1 .i1 + (G D − W1 ).C1 .t1 − G D .C D .t D
=

0.95(i1 − C ng1 .θ 1 )

D=
6066.667 × 2704000 + (1159 − 6066.667) × 3009.2 × 129.01 − 1159 × 3561.5 × 129.01
= 3502
0.95*(2704000 − 4290*139.9)

kg/h

c. Kiểm tra lại giả thiết các nồi
%( I ) =

3177 − 3077
×100 = 3.2% < 5%
3177

%( II ) =

2991 − 2888
× 100 = 3.4% < 5%
2991

=> thỏa

=> thỏa

III. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT
1.Tính nhiệt lượng hơi đốt cung cấp
Nồi 1: Q1=D.r1=3499.022x2152000x.10-6=7529.85 kW
Nồi 2: Q2=D.r2=3499.022x2221000x10-6=6830.7 kW

11


2. Tính hệ số truyền nhiệt mỗi nồi

CT Tổng quát : K=

qtb
∆t i

W/m2.độ

rΣ = 5.106*10-04 m2.độ /W
δ = 2 mm
Chọn ống làm bằng thép khơng rỉ 40XH có λ = 44 W/m.độ
Áp dụng công thức (V.101), trang 28, [4]

α = 2.04 × A × (

r 0.25
)
H .∆t

W/m2.K

Trong đó:

∆t

: Hiệu số nước ngưng và nhiệt phía mặt tường tiếp xúc hơi, chọn =0.7

α – hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng; W/(m2.K)
r - ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hoà
H - chiều cao ống truyền nhiệt (H = h0 = 2 m)
A - hệ số, đối với nước thì phụ thuộc vào nhiệt độ màng nước ngưng tm
Qua quá trình tính lập ta tính đc tm1=139.55 oC , tm2=114.15 oC
tm
A

0
104

20
120

40
139

60
155

80
169

100
179

120
188

140
194

160
197

180
199

200
199

 A1=195
 A2=183.5

α11 = 2.04 ×195 × (

2152000 0.25
) = 14006.94
2 × 0.7

α12 = 2.04 ×183.5 × (

W/m2.K

2221000 0.25
) = 13285.3
2 × 0.7

W/m2.K
12


Hệ số cấp nhiệt từ thành thiế bị đến dung dịch theo CT

α = 2.72 × ϕ × p 0.4 × q 0.7
Trong đó:

ϕ

:thừa số lí tính của NaOH=0.76

p

: áp suất hơi thứ

q: nhiệt tải riêng (q= α.

∆t

)

q11 = α11 × ∆t = 14006.94 × 0.7 = 9804.86
q12 = α12 × ∆t = 13285.3 × 0.7 = 9299.71

=>
=>

W/m2

W/m2

α 21 = 2.72 × 0.76 ×1.760.4 × 9804.860.7 = 1612.86

W/m2

α 22 = 2.72 × 0.76 × 0.210.4 × 9299.710.7 = 1612.86

W/m2

Nhiệt tải riêng phía dung dịch sơi
q21 = α 21 × ∆t = 11612.86 × (139.9 − 129.01 − 9804.86 × 5.106 × 10 −4 ) = 9489.94
q22 = α 22 × ∆t = 664.04 × (114.5 − 95.47 − 9299.71× 5.106 ×10 −4 ) = 9151.78

W/m2

W/m2

Kiểm tra giả thiết
q11 − q21 9804.86 − 9489.94
=
×100 = 3.21% < 5%
q11
9804.86
q12 − q22 9299.71 − 9151.78
=
×100 = 1.59% < 5%
q12
9299.71

Nhiêt tải riêng trung bình:
qtb1 =

Nồi 1:

q11 + q21 9804.86 + 9489.94
=
= 9647.4
2
2

W/m2

13


qtb 2 =

Nồi 2:

q12 + q22 9299.71 + 9151.78
=
= 9225.75
2
2

W/m2

Hệ số truyền nhiệt mỗi nồi

K1 =

Nồi 1:
K2 =

Nồi 2:

qtb1 9647.4
=
= 885.89
∆ t1 10.89

W/m2.K

qtb 2 9225.75
=
= 497.88
∆t 2
18.53

W/m2.K

3.Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực mỗi nồi
Q ∑ ∆ti
∆thi = i ×
Q
Ki
∑ Ki
i
Nồi 1:

∆thi =

Q1 ∑ ∆ti 3502 × 2152000 / 3600
10.89 + 18.53
×
=
×
= 11.2558
Qi
3502 × 2152000 / 3600 3077.88 × 2221000 / 3600
K1
885.89
+
∑K
885.89
497.88
i

Nồi 2:
∆thi =

Q2 ∑ ∆ti 3077.88 × 2221000 / 3600
10.89 + 18.53
×
=
×
= 18.16
Qi
3502 × 2152000 / 3600 3077.88 × 2221000 / 3600
K2

497.88
+
∑K
885.89
497.88
i

Kiểm tra giả thiết

Nồi 1:

Nồi 2:

∆thi − ∆ti 11.2558 − 10.89
=
×100 = 3.25% < 5%
∆thi
11.2558
∆ti − ∆thi 18.53 − 18.16
=
×100 = 1.99% < 5%
∆ti
18.53

Thỏa mãn điều kiện
4.Diện tích bề mặt truyền nhiệt
14


F=

CT tổng quát:
F1 =

Nồi 1:

Q
K × ∆thi

Q1
3502 × 2152000 / 3600
=
= 209.97
K1 × ∆thi
885.89 ×11.2558

F2 =

Nồi 2:

m2

Q2
3077.88 × 2152000 / 3600
=
= 210.02
K 2 × ∆thi
497.88 ×18.16

m2

Chọn F1=F2=215m2
IV.TÍNH KÍCH THƯỚC BUỒNG ĐỐT VÀ BỐC
1.Tính kích thước buồng bốc
a.Đường kính buồng bốc
Vb =

Lưu lượng hơi thứ buồng bốc:

W1
3077.88
=
= 6.37
ρ h 3600 × 0.13423

m3/s

Trong đó:
W – suất lượng hơi thứ; kg/h
ρh = 0,13423 kg/m3 – khối lượng riêng của hơi thứ ở áp suất buồng bốc (tra bảng I.251, trang
314, [1])
Chọn đường kính buồng bốc Db=2400mm
F=
Diện tích buồng bốc:

ωh =
Vận tốc hơi:

Vb 6.37
=

= 1.4
F
4.9

Re =

Chun s Re :

àh

Db2 ì 2.42
=
= 4.52
4
4

m2

m/s

h × d × ρ h 1.3 × 0.0003 × 0.13423
=
= 4.35
àh
1.29 ì105

= 0,012.10-3 Pa.s nht ng lc hc của hơi thứ ở (tra hình VI, trang 57, [8]).

Tốc độ lắng: Được tính theo cơng thức (5.14), trang 276, [5]

15


ωo =

4 × 9.81× ( ρl − ρ h ) × d
4 × 9.81× (1440 − 0.13423) × 0.0003
=
= 2.34
3 × ε × ρh
3 × 7.66 × 0.13423

m/s

Trong đó :

ρl
ρh

= 1440 kg/m3 – khối lượng riêng của giọt lỏng ở tsdm(po) (tra bảng I.249, trang 311, [1])
= 0,13423 kg/m3 – khối lượng riêng của hơi thứ ở áp suất buồng bốc

d – đường kính giọt lỏng; m. Chọn d = 0,0003 m (trang 292, [5]).

ε=
ξ – hệ số trở lực, tính theo Re: 0,2 < Re < 500 =>

ωh < 0.7 × ωo

18.5

18.5
=
= 7.66
0.6
Re
4.350.6

=> thỏa điều kiện

Thể tích buồng bốc:
Vb =

W
3077.88
=
= 12.63
ρ h × U t 0.13423 ×1650 ×1.1

m3

Trong đó:

ρh
Ut

= 0,13423 kg/m3 – khối lượng riêng của hơi thứ ở áp suất buồng bốc
: Cường độ bốc hơi

Ut Ut
Ut

= ’.f, với f bằng 1.1 và ’=1650 m3/m3.h

Vậy chiều cao buồng bốc:
Hb =

Chọn

4 × Vb
4 ×12.63
=
= 2.79
2
π × Db π × 2.42

Hb

m

=3m

2.Kích thuốc buồng đốt
a. Số ống truyền nhiệt
Số ống truyền nhiệt được tính theo cơng thức (III-49), trang 134, [4]

16


n=

F

215
=
= 1006
π .d .l π × 0.034 × 2

ống

Trong đó:
F = 215 m2 – diện tích bề mặt truyền nhiệt
l = 2 m – chiều dài của ống truyền nhiệt
d – đường kính của ống truyền nhiệt, chọn loại ống có đường kính d=38mm
Theo bảng V.11, trang 48, [2], chọn số ống n = 1045 và bố trí ống theo hình lục giác đều
b.Đường kính ống tuần hồn trung tâm
Ap dụng công thức (III.26), trang 121, [6]:

Dth =

4. f t
π

0.3 ×
Trong đót ft chọn =0.3FD =

4. f t
4 × 0.285
=
= 0.6
π
π

Dth =
=>

π ×d2 ×n
π × 0.034 2 ×1045
= 0.3 ×
= 0.285
4
4

m2

m

c.Đường kính buồng đốt
Đối với thiết bị cơ đặc có ống tuần hoàn trung tâm và ống đốt được bố trí theo hình lục giác
đều, đường kính trong của buồng đốt được tính theo cơng thức (III-52), trang 135, [4]

0.4.β 2 .sin 600.F .d n
Dt = (dth + 2 β .d n ) +
ψ .l
2

Trong đó:

β

- hệ số, thường có giá trị từ 1,3 đến 1,5. Chọn β = 1,4.

t =1.4

dn

dn

– bước ống; m

= 0,038 m – đường kính ngồi của ống truyền nhiệt

ψ – hệ số sử dụng vỉ ống, thường có giá trị từ 0,7 đến 0,9. Chọn ψ = 0,8.
l = 2 m – chiều dài của ống truyền nhiệt

17


dth

= 0.6 m – đường kính ngồi của ống tuần hồn trung tâm

α = 60o – góc ở đỉnh của tam giác đều
F = 215 m2 – diện tích bề mặt truyền nhiệt
0.4.β 2 .sin 600.F .d n
0.4 ×1.42 × sin 60 0 × 215 × 0.038
2
Dt = (d th + 2 β .d n ) +
= (0.6 + 2 × 1.4 × 0.038) +
= 2m
ψ .l
0.8 × 2
2

Chọn

Dt

=2m theo tiêu chuẩn trang 291, [5]

Kiểm tra diện tích truyền nhiệt
Ta cần thay thế những ống truyền nhiệt ở giữa hình lục giác đều bằng ống tuần hoàn
trung tâm. Điều kiện thay thế được suy ra từ công thức (V.140), trang 49, [2]:

≥
Dth ≤ t.(b-1) + 4.dn  b 9.4 chọn b là 11 ống theo bảng V.11, trang 48, [2]. Như vậy, vùng ống
truyền nhiệt cần được thay thế có 11 ống trên đường xuyên tâm.
n=

Số ống truyền nhiệt được thay thế là

3 2
3
(b − 1) + 1 = (112 − 1) + 1 = 91
4
4

ống

Số ống truyền nhiệt còn lại là n’ = 1045 – 91 = 954 ống
Diện tích bề mặt truyền nhiệt lúc này là
F = ( n '× dt + Dth ) × π × H = (954 × 0.038 + 0.6) × π × H = 231
231>215  thỏa
V.Kích thước ống dẫn liệu tháo liệu

Đường kính của các ống được tính một cách tổng quát theo cơng thức (VI.41), trang 74, [2]:
d=

4.G
π .v.ρ

Trong đó : G – lưu lượng khối lượng của lưu chất; kg/s

v
ρ

– tốc độ của lưu chất; m/s
– khối lượng riêng của lưu chất; kg/s

18


1.Ống nhập liệu nồi 1
G =9566.667 kg/h =2.655 kg/s

v

= 1.5m/s

ρ = 1159 kg/m3
d=

4.G
4 × 2.65
=

= 0.044m
π .v.ρ
π ×1.5 × 1159

2.Ống tháo nồi 1 và nhập nồi 2
G =6478.78 kg/h =1.8 kg/s

v

= 1.2m/s

ρ = 1243kg/m3
d=

4.G
4 ×1.8
=
= 0.04m
π .v.ρ
π ×1.2 ×1243

3.Ống tháo nồi 2
G = 3500 kg/h =0.972 kg/s

v

= 1 m/s

ρ = 1440 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.972
=
= 0.03m
π .v.ρ
π ×1×1440

4.Ống dẫn hơi đốt nồi 1
G = 3499 kg/h =0.972 kg/s

v

= 20 m/s

ρ = 1.9694 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.972
=
= 0.177m
π .v.ρ
π × 20 × 1.9694

Chọn d=0.2m
19


5.Ống dẫn hơi thứ nồi 1

G = 3077.88 kg/h =0.855 kg/s

v

= 30 m/s

ρ = 0.9796 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.855
=
= 0.192m
π .v.ρ
π × 30 × 0.9796

Chọn d=0.2m
6.Ống dẫn hơi thứ nồi 2
G = 2991.158 kg/h =0.83 kg/s

v

= 30 m/s

ρ = 0.13423 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.83
=

= 0.49m
π .v.ρ
π × 30 × 0.13423

Chọn d=0.5m
Ống dẫn ngưng nồi 1 và nồi 2 lấy bằng ống nhập liệu =0.05m
VI.TÍNH CƠ KHÍ
Để thuận tiện trong q trình tính toán và chế tạo, ta chọn bề dày 2 nồi là như nhau và chọn
chép CT3 để chế tạo vỏ, đáy và nắp thiết bị.
Tra ST QTTB tập 2
σk=380.106 N/m2
σch=240.106 N/m2
Chọn hệ số hiệu chỉnh η = 1 (có bọc lớp cách nhiệt) (trang 17, [7])
nk

=2.6

nc

=1.5
[σ k ] =

Ứng suất phép cho giới hạn bền:

σk
380 × 106
η=
× 1 = 146 × 106
nk
2.6

N/m2

20


[σ c ] =
Ứng suất kéo cho giới hạn chảy :

σc
240 × 106
η=
× 1 = 160 ×106
nc
1.5

N/m2

[σ ] 146 ×106
Vậy ứng suất cho phép là
=
N/m2

1.Tính thân buồng đốt
Buồng đốt chịu áp suất trong nên CT tính bề dày sẽ tính theo CT XIII.8 ST QTTB tập 2 trang 360
S=

Dt . p
+C
2.[σ ].φ − p

,mm

Trong đó :

φ

= 0,95 – hệ số bền mối hàn (tra bảng VIII.8 STQTTB tập 2 trang 362)

Dt
p

= 2000 mm – đường kính trong của buồng đốt

= 0,36297 N/mm2 – áp suất tính tốn của buồng đốt

C= Ca + Cb + Cc + C0: Hệ số bổ sung bề dày
Chọn hệ số ăn mịn hố học là Ca = 1 mm (thời gian làm việc 10 năm).
Vật liệu được xem là bền cơ học nên Cb = Cc = 0.
Chọn hệ số bổ sung do dung sai của chiều dày C0 = 0,22 mm (theo bảng XIII.9, trang 364, [2]).
⇒ Hệ số bổ sung bề dày là: C = Ca + Cb + Cc + C0 = 1 + 0 + 0 + 0,22 = 1,22 mm
S=
Vậy bề dày sẽ là:

Dt . p
2000 × 0.36297
+C =
+ 1.22 = 3.84mm
2.[σ ].φ − p
2 × 146 × 0.95 − 0.36297

Chọn S=10mm

Kiểm tra :

S − C1 10 − 1
=
= 0.0045 < 0.1
Dt
2000

Áp suất tính tốn cho phép trong buồng đốt:
p=

2 × [σ ] × φ × ( S − C1 ) 2 ×146 × 0.95 × (10 − 1)
=
= 1.24
Dt + ( S − C1 )
2000 + (10 − 1)

N/mm2 >

p

= 0,36297 N/mm2 => thỏa
21


Vậy chiều dày buồng đốt là 10mm
2.Tính thân buồng bốc

Do nồi II làm việc ở áp suất chân không nên chịu áp suất ngồi , và CT tính bề dày khi đó là
0.4

p
l 
S = 1.18 × Dt ×  nt ì ữ
E Dt

pn
Dt

Trong ú :

:ỏp sut trong nồi 2 = 20601 N/m2
: Đường kính buồng bốc

L:chiều dài tính tốn của thân buồng bốc
E:mơ đun đàn hồi của vật liệu E=

0.2 ×1012

N/m2

Thể tích các ống truyền nhiệt và cả ống tn hồn trung tâm:
V1 = 0.25 × π × H o × ( Dth2 + n × dt2 ) = 0.25 × π × 2 × (0.62 + 954 × 0.034 2 ) = 2.3m

Thể tích phần đáy , chọn đáy có gờ Tra bảng XIII.22 ST QTTB tập 2 trang 396
V2=1.530 m3
Vận tốc của dung dịch trong ống tuần hồn sau khi chọn đường kính ống là 0.05m khi đó v mới
=0.738m/s

v.d 2 0.738 × 0.052
v' =
=
= 0.005
Dth 2
0.62

m/s

Thời gian lưu của dung dịch trong thiết bị:

τ=

l +l'
=
v'

2+

1.53
0.25 × π × 0.6 2 = 1480 s
0.005

τ
THể tích dung dịch trong thiết bị :V3=v. =6.8m3

Thể tích phần dung dịch bị chiếm chỗ
V=V3-V1-V2=6.8-2.3-1.53=2.97 m3
22

Chiều cao dung dịch trong buồng bốc:

H=

V
2.97
=
= 0.65
2
Db
π × 0.25 × 2.4 2
π.
4

m

Chọn H=0.7m
Áp suất tính tốn trong buồng bốc
×
×
p=po+ ρ.g.H=20601+1159 9.81 0.7=28559 N/m2

Áp suất ngồi = 98100-28559=69541 N/m2
Mơ đun đàn hồi =2.1012 N/m2
0.4

3 
 69541
S = 1.18 × 2.4 × 

×
÷ = 8.08mm
12
2.4 
 0.2 ×10

 Bề dày thiết bị buồng bốc
 S’=S+C=9.7mm Chọn bè dày là 10mm

Kiểm tra
l
Dt

=1.25

2 × ( S − Ca )
2 × (0.01 − 0.001)
= 1.5 ×
= 0.13
Dt
2.4
Dt
2.4
=
= 11.54
2 × ( S − Ca )
2 × (0.01 − 0.001)
3

3

E t  2 × ( S − Ca ) 
0.2 ×1012
 2 × 0.009 
0.3 × t . 
=
0.3
×
× 
= 0.162

6
σc 
Dt
240 × 10
 2.4 


2 × ( S − Ca )
Dt

<

l
Dt

<

Dt
2 × ( S − Ca )

0.13<1.25<11.54  thỏa

23


l
Dt

>

E t  2 × ( S − Ca ) 
0.3 × t . 

σc 
Dt


3

1.25>0.162  thỏa

Áp suất ngồi cho phép
2

D  S − Ca 
[ pn ] = 0.649 ì E ì t
ữ
l Dt
t

2

S Ca
2.4  0.009 
0.009
= 0.649 × 0.2 ×1012 ×
×
= 0.89 ×106
÷×
Dt
3  2.4 
2.4

N/m2
Ta có : pn = 69541 N/m2 < [pn] = 89421 N/m2  thỏa
Vậy chọn bề dày thân buồng bốc là 10mm
3.Tính nắp
Chọn nắp elipse có gờ có Dt=2400mm
ht
= 0.25 => ht = 600mm
Dt

(chiều sau elip mặt trong)

Chiều cao gờ =25mm
Chọn nắp có bề dày là 10mm
Kiểm tra ứng suất cho phép: CT XIII.49 STQTTV tập 2 trang 386

σ=

[ Dt 2 + 2.ht ( S − C )]. pn [2.42 + 2 × 0.6 × (0.01 − 0.001)] × 0.0775 ×106
=
= 1.47 × 106
7.6.k1.φ .ht ( S − C )
7.6 × 0.79 × 0.95 × 0.6 × (0.01 − 0.001)

N/m2

Với k là hệ số không thứ nguyên k=1-d/dt (CT XIII.48 STQTTV tập 2 trang 385)

σ c 160*106
=
= 133*106
σ 1.2
1.2
<
N/m2  thỏa
Vậy bề dày thiết bị là 10mm
4.Tính đáy
Chọn đáy là hình nón gờ, góc đáy =45o
Đường kính đáy: Dt=2000mm Rt=300mm, H=1124mm
Chiều cao cột chất lỏng: H=H1+H2+H3+H4=1124+40+1000+600=2764m
Áp suất trong buồng đốt:

po

=3.7at=362970 N/m2
24

Áp suất tính tốn:
×
×
p= p0 +ρ.g.H’= 362970+1159 9.81 2.764= 394396 N/m2

Chọn bề dày = 6mm bằng với bề dày thực của buồng đốt
Kiểm tra : XIII.49 STQTTB tập 2 trang 386

σ=

[ Dt 2 + 2.ht ( S − C )]. pn [22 + 2 × 0.5 × (0.006 − 0.001)] × 0.3944 ×106
=
= 89 × 106
7.6.k1.φ .ht ( S − C )
7.6 × 0.975 × 0.95 × 0.5 × (0.006 − 0.001)

N/m2

σ σc
< => thỏa yêu cầu, vậy chọn bè dày là 6mm
5.Tính bu lơng và bích
Bu lơng và bích được làm từ bằng thép CT3. Mặt bích ở đây được dùng để nối nắp của thiết bị
với buồng bốc, buồng bốc với buồng đốt và buồng đốt với đáy của thiết bị. Chọn bích liền bằng
thép, kiểu 1 (bảng XIII.27, trang 417, [2]).
Các thông số cơ bản của mặt bích:
Dt – đường kính gọi; mm
D – đường kính ngồi của mặt bích; mm
Db – đường kính vịng bu lơng; mm
D1 – đường kính đến vành ngồi đệm; mm

D0 – đường kính đến vành trong đệm; mm
db – đường kính bu lông; mm
Z – số lượng bu lông; cái
h – chiều dày mặt bích; mm
+Mặt bích nối buồng bốc và buồng đốt và mặt bích nối buồng đốt và đáy
Vì do 2 loại mặt bích này cùng có đường kính buồng đốt nên có thể chọn giống nhau
Các thơng số của bích được tra từ bảng XIII.27, trang 419, [2]:

BUỒNG BỐC-ĐỐT VÀ BUỒNG ĐỐT-ĐÁY
25