Đề tài Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch nước mía bằng hệ thống cô đặc hai nồi liên tục ngược chiều

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.

docx82 trang | Chia sẻ: lylyngoc | Ngày: 19/11/2013 | Lượt xem: 4955 | Lượt tải: 17download
Bạn đang xem nội dung tài liệu Đề tài Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch nước mía bằng hệ thống cô đặc hai nồi liên tục ngược chiều, để tải tài liệu về máy bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
oài sau khi qua thiết bị thu hồi bọt. Còn sản phẩm được bơm vào nồi 1 để tiếp tục quá trình cô đặc, khi đến nồng độ yêu cầu thì được đưa ra ngoài vào bể chứa sản phẩm. Ở nồi 1 hơi đốt được cung cấp từ ngoài vào, còn ở nồi 2 thì hơi đốt chính là hơi thứ của nồi 1. CHƯƠNG 2. CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG Dữ kiện ban đầu Dung dịch nước mía. Nhiệt độ đầu vào nguyên liệu chọn là 25oC Nồng độ đầu xđ = 10 % Nồng độ cuối xc = 50%. Năng suất Gc = 1000 (kg/h) Gia nhiệt bằng hơi nước bão hoà với áp suất là: Phđ = 3 at. Áp suất ở thiết bị ngưng tụ baromet: P = 0,5 at. Cân bằng vật chất Suất lượng nhập liệu Áp dụng phương trình cân bằng vật chất: Gd . xd = Gc . xc(CT.Tr 158-[5]) Suy ra: Gd== = 5000 (kg/h) Tổng lượng hơi thứ Áp dụng công thức: (CT 5.17 Tr 158 [5]). hay W = Gđ – Gc (kg/h). Trong đó: W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống (kg/h). Gd : Lượng dung dịch ban đầu (kg/h). xd, xc : Nồng độ đầu, cuối của dung dịch % khối lượng. Thay số vào ta có: W = Gđ – Gc = 5000 – 1000 = 4000 (kg/h). Giả thiết phân phối hơi thứ trong từng nồi Gọi W1, W2, là lượng hơi thứ của nồi 1, 2 kg/h. Để đảm bảo việc dùng toàn bộ hơi thứ của nồi trước cho nồi sau, thường người ta phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng hơi thứ ở từng nồi thích hợp. Ta chọn: = 1,1 Khi đó ta có hệ phương trình: = 1,1 Giải hệ trên có kết quả: W1 = 2095,238 kg/h. W2 = 1904,761 kg/h. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1: (CT 5.26 Tr 162 [5]). xc1= Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2: (CT 5.25 Tr 162 [5]). xc2= Cân bằng nhiệt lượng Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi Gọi: P1, P2, Pnt là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ. DP1: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2. DP2: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ. DPt: hiệu số áp suất của cả hệ thống. Ta có: Áp suất của hơi đốt vào nồi 1: P1 = 3 at. Áp suất của thiết bị ngưng tụ Baromet: Pnt = 0,5 at. Khi đó hệ số áp suất cho cả hệ thống cô đặc là: ∆Pt = P1 - Pnt = 3 - 0,5 = 2,5at. Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là: = 1,85. Kết hợp với phương trình: ∆P1 + ∆P2 = ∆Pt = 2,5at. Suy ra: ∆P1 = 1,388(at). ∆P2 =1,62 (at). P2 = P1 − ∆P1= 3 - 1,62 = 1,36 (at). Xác định nhiệt độ trong mỗi nồi Gọi: thd1, thd2, tnt là nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ. tht1, tht2 là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2. Giả sử tổn thất nhiệt độ trên đường ống từ nồi 1 sang nồi 2 là 1oC. Tra bảng : I. 250, STQTTB, Trang 312 [1]. I. 251, STQTTB, Trang 314 [1]. Bảng 2.1. Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi Loại Nồi 1 Nồi 2 Tháp ngưng tụ Áp suất (at) Nhiệt độ (oC) Áp suất (at) Nhiệt độ (oC) Áp suất (at) Nhiệt độ (oC) Hơi đốt 3 132,9 1,36 106,45 0,5 80,9 Hơi thứ 1,75 115,2 0,5 80,9 Xác định tổn thất nhiệt độ Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do đường ống, tổn thất do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (D’) Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất. Hiệu số nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra. Ta có: ∆'= tosdd - tosdmnc (ở cùng áp suất) Áp dụng công thức Tisenco: (CT VI.10 Tr 59 [2]). D'= D'o.f, oC Với f = 16,2 (CT VI.11 Tr 59 [2]). Trong đó: D'o: tổn thất nhiệt độ do tsdd > tsdm ở áp suất thường. f: hệ số hiệu chỉnh. Ts: là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (oK). r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg). Bảng 2.2. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra Tra đồ thị VI.2, STQTTB, Trang 60 [2]. Nồi 1 Nồi 2 Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 50 17,213 D'o (oC) 2 0,25 Bảng 2.3. Nhiệt hóa hơi phụ thuộc áp suất Tra bảng I.251, STQTTB Trang 314 [1]. Nồi 1 Nồi 2 Áp suất hơi thứ (at) 1,75 0,5 Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2219,5.103 2307.103 Nồi 1: ∆'1= ∆'016,2 = 216,2= 2,1 oC. Nồi 2: ∆'2= ∆'0 16,2 = 0,2516,2= 0,21 oC. Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống: ∆' = ∆'1 + ∆'2 = 2,1 + 0,21 = 2,31oC. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (D’’) Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là DP (N/m2), ta có: DP = rS.g.Hop (N/m2) (CT 4.19 ST VDBT T10-Tr 185). Trong đó: rs: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3) , rs = 0,5 rdd rdd: Khối lượng riêng của dung dịch (kg/m3). Hop: Chiều cao thích hợp tính theo kính quan sát mực chất lỏng (m). Hop = [0,26 + 0,0014(rdd - rdm)].Ho (CT 4.20 ST VDBT T10-Tr 185). Từ DP ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông qua công thức: Ptbi= P’i + DPi ( i ): nồi thứ i Bảng 2.4. Khối lượng riêng của dung môi và dung dịch Tra bảng I.5 – I.86 STQTTB T1 – [Tr 11 – 58] xC, % t, oC rdd , kg/m3 rdm, kg/m3 Nồi I 50 115,4 1231,74 947,32 Nồi II 17,21 80,9 1072,73 970,19 Coi rdd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ đang xét. Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là Ho = 1,5 m. Nồi 1: Hop1 = [0,26 + 0,0014(rdd - rdm)].Ho = [0,26 + 0,0014(1231,74 - 947,32)].1,5 = 0,98 (m). Áp suất trung bình: Ptb1 = P’1 + DP1 = 1,75 + 0,5*0,5*1231,74*10-4 *0,98 = 1,78 at. Tra sổ tay tại: Ptb1 = 1,78 (at) ta có t”1 = 115,4 oC. D”1 = t”1 - t’1 = 115,4 - 115,2 = 0,2 oC. Nồi 2: Hop2 = [0,26 + 0,0014(rdd - rdm)].Ho = [0,26 + 0,0014.(1072,73 - 970)].1,5 = 0,60 (m). Áp suất trung bình: Ptb2 = P’2 + DP2= 0,52 + 0,5*0,5*1072,73*10-4 *0,60 = 0,54 at. Tra sổ tay tại: Ptb2 = 0,54 (at) ta có t”2 = 82,62 oC. D”2 = t”2 - t’2 = 82,62 – 80,9 = 1,72 oC. Vật tổn thất nhiệt của hai nồi là: SD” = D”1 + D”2 = 0,2 + 1,72 = 1,92 oC. Tổn thất do trở lực thuỷ lực () Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang nồi kia và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1oC. Do đó: D”’1 = 1oC. D”’2 = 1oC. SD”’ = D”’1 + D”’2 = 2 oC. Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống ∑∆ = ∆' + ∆" + ∆"' = 2,31 + 1,92 + 2 = 6,23 oC. Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống Chênh lệch nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi: Nồi 1: ∆ti1 = thd1 - thd2 - ∑∆1 = 132,9 -106,4 - (2,1 + 0,2 + 1) = 23,2 oC Nồi 2: ∆ti2 = thd2 - tnt - ∑∆2 = 106,4 - 80,9 - (0,21 + 1,72 + 1) = 22,62 oC Nhiệt độ sôi thực tế: Nồi 1: ∆ti1 = thd1 - ts1 ts1 = thd1 - ∆ti1 = 132,9 - 23,2 = 109,7 oC Nồi 2: ∆ti2 = thd2 - ts2 ts2 = thd2 - ∆ti2 = 106,45 - 22,62 = 83,83 oC Cân bằng nhiệt lượng Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi C = 4190 - ( 2514 - 7,542.t ).x (J/Kg.độ) (CT I.50 ST T1 – Tr 153) Trong đó: t: nhiệt độ của dung dịch x: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng. Ban đầu: Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (td = 109,7 oC, x = 10 %) Cd = 4190 - ( 2514 - 7,542.109,7 ).0,10 = 4021,33 (J/Kg.độ) Nồi 1: Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (ts1 = 109,7 oC, x = 50 %) C1 = 4190 - ( 2514 - 7,542.109,7 ).0,50 = 3346,67 (J/Kg.độ) Nồi 2: Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2 (ts2 = 83,83, x = 17,213 %) C2 = 4190 - ( 2514 - 7,542.83,83 ).0,17213 = 3866,83 (J/Kg.độ) Nhiệt lượng riêng Gọi: D1, D2: lượng hơi đốt đi vào nồi 1 và nồi 2 (kg/h) Gđ, Gc lượng dung dịch đầu, cuối (kg/h) W, W1, W2: lượng hơi thứ bốc lên ở cả hệ thống và từng nồi (kg/h) I1, I2: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2 i1, i2: hàm nhiệt của hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg) Cđ, Cc: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối (J/kg.độ) tđ, tc: nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch oC θ1, θ2: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 oC Cng1,Cng2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 oC Qtt1, Qtt2: nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh từ nồi 1 và nồi 2(W) Nhiệt lượng vào gồm có: Nồi 1: Nhiệt do hơi đốt mang vào: D1I1 Nhiệt do dung dịch đầu mang vào: (Gđ-W2).C2ts2 Nồi 2: Nhiệt do lượng hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 1): W1i1 = D2I2 Nhiệt do dung dịch sau nồi 1 mang vào: GđCđtđ Nhiệt mang ra gồm: Nồi 1: Hơi thứ mang ra: W1i1 Do dung dịch mang ra: (Gd - W)C1.ts1 Do hơi nước ngưng tụ: D1Cng1θ1 Do tổn thất chung: Qtt1= 0,05D(I1-Cng1θ1) Nồi 2: Hơi thứ mang ra: W2i2 Do dung dịch mang ra: (Gd-W2)C2ts2 Do hơi nước ngưng tụ: D2Cng2θ2 Do tổn thất chung: Qtt2=0,05D2(I2-Cng2θ2) Phương trình cân bằng nhiệt lượng: Nồi 1: D1I1+(Gđ-W2)C2ts2 = W1i1+(Gđ-W)C1ts1+D1Cng1θ1+0,05D1(I1-Cng1θ1) (1) Nồi 2: D2I2+GđCđtđ = W2i2+(Gđ-W2)C2ts2+D2Cng2θ2+0,05D(I2-Cng2θ2) (2) Với: D2I2 = W1i1; W = W1+W2 Ta có: (2) W1(0,95i1-C2ts2+i2-0,95Cng2θ2) = Wi2+(Gđ-W)C2ts2-GđCđts2 W1 = Bảng 2.5. Thông số tính toán Tra bảng: I. 249 STQTTB Trang 310 [1] I. 250 STQTTB Trang 312 [1] Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch t (0C) I (J/kg) Cn(J/kg.độ) t (0C) i(J/kg) C(J/kg.độ) ts (0C) Nồi 1 132,9 2730,2 4284,9 115,2 2704,0 3346,67 109,7 Nồi 2 106,4 2694,8 4228,3 80,9 2647,6 3866,83 83,83 Với: θ1 = thd1; θ2 = thd2 Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là: = 2067,13 (kg/h) Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2: = 4000 – 2067,13 = 1932,87 (kg/h) Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi: Đáp ứng yêu caàu C%(1) = < 5% C%(2) = < 5% Lượng hơi đốt tiêu dùng: D1= = 2417,50 kg/h Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng Theo công thức 4.8, trang 182, [4]: (kg hơi đốt / kg hơi thứ) Trong đó: D: lượng hơi đốt dùng cô đặc (kg/h) W: lượng hơi thứ thoát ra khi cô đặc (kg/h). CHƯƠNG 3. TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp Nồi 1: Q1 = D.r(q1) = = 1459,5 (kW) Nồi 2: Q2 = W1.r(q2) = = 1289,8 (kW) Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi Công thức tổng quát: K= (W/m2.K) Hình 3.1. Truyền nhiệt qua tường phẳng. Công thức tính tổng nhiệt trở: rS = Srcâu1 + + Srcâu2 = 0,232.10-3 + + 0,387.10-3 = 0,742.10-3 (m2.K/W) Chọn: Srcâu1 là: nhiệt trở cặn bẩn hơi nước phía vách ngoài tường Chọn là: 0,232.10-3 (m2.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2]) Srcâu2 là: nhiệt trở cặn bẩn dung dịch đường phía vách trong tường Chọn là: 0,387.10-3 (m2.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2]) = 2mm: bề dày ống truyền nhiệt Chọn loại ống truyền nhiệt là loại thép không rỉ X18H10T có= 16,3 (W/m.K) Nhiệt tải riêng trung bình: Nồi I: qtb1 = Trong đó: q1: nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp cho thành thiết bị. Ta có công thức tính q1: q1 = a1.Dt1 (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 a1 = 2,04A. (W/ m2. độ) (*) (CT V.101 ST T2 – Tr28) r = r(q1) = 2173400 J/kg là ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt. H = 1,5 m: chiều cao bề mặt truyền nhiệt. A là trị số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước. Bảng 3.1. Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng tm (oC) 0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 A 104 120 139 155 169 179 188 194 197 199 199 Với tm = Chọn: Dt1 = 1,540C Dt1 = T - tT1 = 1,54 Þ tT1 = T - Dt1 = 132,9 - 1,54 = 131,36 oC Þ tw1 = = = 132,13 oC tm = = 137,465 oC Þ A = 190,25. Thay các giá trị vào công thức (*) ta có: a1 = 2,04*190,25 = 12087,507 (W/m2K) Thay a1 vào công thức (1) ta có: q1 = 12087,51.1,54 = 18614,761 ( W/m2 ) q2: nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q2: q2 = a2.Dt2 (2) Với : Dt2 = tw2 - t2 là hiệu số nhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và của dung dịch sôi. Ta có: tw1 – tw2 = q1. rS Þ tw2 = tw1 – q1.rS =132,9 – 18614,761*0,742.10-3 = 118,32 oC. Þ Dt2 = 118,32 – 109,7 = 8,62 oC. Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch a2 được tính bởi công thức: Theo [CT VI.27 ST T2 - Tr 71]: (W/m2K) Trong đó: : hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch αn = 0,145.∆t22,33 p0,5 (CT V.91, Trang 26, [2]) p: là áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (N/m2) αn = 0,145*8,622.33*(1,75*9,81*104) 0,5 = 9082,40 (W/m2K) Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch Þ = C1 = 3346,47 (J/kgK) Cn: nhiệt dung riêng của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch Cn = 4284,9 (J/kgK) µdd: độ nhớt dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch µdd = 0,00297 (Ns/m2) µn: độ nhớt nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch µn = 0,000259 (Ns/m2) : khối lượng riêng dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch = 1231,74 (kg/m3) : khối lượng riêng nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch = 947,32 (kg/m3) : độ dẫn điện dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch (W/mK) (CT I.32 ST T1 – Tr 123) = 0,280 (W/mK) Trong đó: Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch = 3346,47 (J/kgK) : khối lượng riêng của dung dịch = 1231,74 (kg/m3) M: khối lượng mol trung bình của dung dịch M = x.Mđường + (1 - x).Mnước = 0,5*342 + (1 - 0,5).18 (kg/mol) = 180 (g/mol) A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, đối với nước A = 3,58.10-8 (ST QTTB T1 – Tr123) : độ dẫn điện nước = 0,691 (W/mK) = 2129,81 (W/m2K) Þ q2 = αdd. ∆t2 = 2129,81*8,62 = 18354,425 (W/m2 ) Kiểm tra độ sai số giữa q1 và q2 : Có = % = 1,39% (thoả đk) Vậy nhiệt tải trung bình nồi I là: qtb1 = = = 18484,593 W/m2. Nồi II : (tương tự nồi 1) qtb2 = Trong đó: q1 : nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp cho thành thiết bị. Ta có công thức tính q1: q1= a1.Dt1 (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 a1 = 2,04A. (W/ m2. độ ) (*)(CT V.101 ST T2 – Tr28) r = r(q2) = 2246200 (J/kg) là ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt. H = 1,5 m: chiều cao bề mặt truyền nhiệt. A là trị số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước. Bảng 3.2. Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng tm (oC) 0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 A 104 120 139 155 169 179 188 194 197 199 199 Với tm = Chọn: Dt1 = 1,903 oC Dt1 = T – tT1 = 1,903 Þ tT1 = T - Dt1 = 106,45 – 1,85 = 104,6 oC Þ tw1 = = = 105,525 oC tm = = 105,987 oC Þ A = 181,81 Thay các giá trị vào công thức (*) ta có: a1 = 2,04.181,81 = 11124,853 (W/m2K) Thay a1 vào công thức (1) ta có: q1 = 11124,85* 1,85 = 20580,979 ( W/m2 ) q2: nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q2: q2=a2.Dt2 (2) Với: Dt2 = tw2 – t2 là hiệu số nhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và của dung dịch sôi. Ta có: tw1 – tw2 = q1. rS Þ tw2 = tw1 – q1. rS =106,45 – 20580,979*0,742.10-3 = 90,253 oC Þ Dt2 = 90,253– 83,83 = 6,42 oC. Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch a2 được tính bởi công thức: Theo công thức VI.27, trang 71, [2]: (W/m2K) Trong đó: : hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch αn = 0,145.∆t22,33 p0,5 (CT V.91, trang 26, [2]) p: là áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (N/m2 ) αn = 0,145*6,422.33*(0,52*9,81*104) 0.5 = 4580,31 (W/m2K) Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch Þ = C2 = 3866,83 (J/kgK) Cn: nhiệt dung riêng của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch Þ Cn = 4228,3 (J/kgK) µdd: độ nhớt dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch Þ µdd = 0,000338 (Ns/m2) µn : độ nhớt nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch Þ µn = 0,000343 (Ns/m2) : khối lượng riêng dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch = 1072,73 (kg/m3) : khối lượng riêng nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. = 970,19 (kg/m3) : độ dẫn điện dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. (W/mK) = 0,436 (W/mK). Trong đó: Cp : nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch = 3070,13 (J/kgK). : khối lượng riêng của dung dịch = 1072,73 (kg/m3) M : khối lượng mol trung bình của dung dịch M = x.Mđường + (1 - x).Mnước = 0,17213.342 + (1 – 0,17213).18 = 73,77 (g/mol) A: hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, đối với nước A = 3,58.10-8 : độ dẫn điện nước = 0,681 (W/mK) = 3321,064 (W/m2K) Þ q2 = αdd. ∆t2 = 3321,064*6,090 = 20226,607 (W/m2 ) Kiểm tra độ sai số giữa q1 và q2: Có = % = 3,66 % (thoả điều kiện) Vậy nhiệt tải trung bình nồi I là: qtb1 = = = 20611,687 W/m2. Hệ số truyền nhiệt mỗi nồi: Nồi I : K1 == 791,13 W/m2.độ Nồi II : K2 == 894,19 W/m2.độ Diện tích bề mặt truyền nhiệt Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi Công thức chung: (Tr 168 tập 5) (oC) Trong đó: Dti1 = 23,20 oC Dti2 = 22,62 oC Q1 = 1459500 W Q2 = 1289800 W SDti = Dti1 + Dti2 = 23,2 + 22,62= 45,82 oC. S= Tính cho nồi 1: 25,71 oC Tính cho nồi 2: oC Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích Nồi I: Nồi II: Diện tích bề mặt truyền nhiệt Nồi 1: F1 == m2 Nồi 2: F2 == m2 Chọn: F1 = F2 = 75 m2. CHƯƠNG 4. TÍNH THIẾT BỊ CÔ ĐẶC Tính buồng bốc Đường kính 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 thoát ra ở nồi II sẽ lớn hơn nồi I. Do vậy ta chỉ cần tính đại diện nồi II. Vận tốc hơi (whmax) của hơi thứ trong buồn bôc phải không qua 70-80% vận tốc lắng (w0). w0 =m/s (CT 1.3/69 giáo trình quá trình và thiết bị công nghệ hóa học). rl, rh: khối lượng riêng của giọt lỏng và hơi thứ (kg/m3), (80,9oC). rl = 970,6 (kg/m3). (bảng I.5/11 STQTTB tập 1). rh = 0,3158 (kg/m3). (bảng 56/45 STQT cơ học). d: đường kính giọt lỏng chọn d = 0,0003 (Theo trang 157, [3]). x: hệ số trở lực 0,2 < Re < 500 ® x = 500 < Re <150,000 ® x = 0,44 Với : Re = Chọn đường kính buồng bốc: Db = 1400 mm Diện tích buồng bốc: Fb = = 1,54 m2 Lưu lượng thể tích: Vb = m3/s. Vận tốc hơi: wh = m/s. Chuẩn số Reynolds: Re= = 9,474. Vì 0,2 < Re = 9,474 < 500 nên x = = Vận tốc lắng: w0 = = 1,58 m/s Thấy: wh = 1,2 m/s < w0 = 1,58 m/s (thỏa điều kiện). Chiều cao buồng bốc Chọn U’t = 1600 (m3/m3.h): cường độ bốc hơi thể tích. Do dung dich sôi tạo bọt nên cường độ bốc hơi thể tích giảm còn: Ut = U’t*1,3 = 2080 (m3/m3.h). Thay vào công thức tính Vb có : Vb = = = 3,15 m3. Vậy chiều cao buồng bốc là: Hb = m. Do trong thiết bị có hiện tượng dung dich sôi tràn cả lên phần buồng bốc do đó đòi hỏi thiết bị phải cao hơn tính toán. Vậy đó chọn Hb = 2500mm. Tính buồng đốt Xác định số ống truyền nhiệt Số ống truyền nhiệt được tính theo công thức: n = F = 75m2: bề mặt truyền nhiệt. H = 1,5m: chiều dài của ống truyền nhiệt. d: đường kính ống truyền nhiệt. Chọn loại ống có đường kính: 38 x 2 mm nên: d = dt = 34 mm. Vậy số ống truyền nhiệt là: N == = 455 ống. Chọn số ống n = 517 ống (Theo trang 46, STQTTB Tập 2). Đường kính ống tuần hoàn trung tâm Trong trường hợp đối lưu tự nhiên ta chọn Fth = 0,25.FD. Với FD là tiết diện ngang của tất cả các ống truyền nhiệt. Fth = 0,3.FD = 0,3 = 0,25 = 0,11 m2. Vậy : = = 0,37 m Chọn Dth = 0,4 m = 400 mm (Tr 155 [3]). Đường kính buồng đốt Đối với thiết bị cô đặc buông đốt trong đối lưu tự nhiên tuần hoàn trung tâm có thể tính theo công thức 2.90 Tr 59. [3]: Trong đó: Dd: đường kính trong buồng đốt. d:đường kính ống trền, d = 0,034 m. b: hệ số, thường b = 1,3 1,5 chọn Dth: đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm, Dth = 0,4 m. F: diện tích bề mặt truyền nhiêt, F = 75 m2. Thay vào ta có : Þ Dd = 38,76*d = 38,76*0,034 = 1,318 (m). Chọn đường kính chuẩn cho vỏ buồng đốt Dd = 1400 mm (theo trang 156, [3]). Kiểm tra diện tích bề mặt truyền nhiệt Kiểm tra dường kính ống tuần hoàn (Theo trang 58, [3]). Dth = s.(m -1) + 4d với m: số ống trên đường chéo. Chọn m = 9 ống (Trang 48, [2]). Vậy số ống truyền nhiệt đã bị thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm là n’: Số ống truyền nhiệt còn lại là: n” = 517 – 61 = 456 ống. Bề mặt truyền nhiệt: F = 3,14.1,5.(456.0,034 + 0,4) = 74,92 m2 (thỏa). Tính kích thước các ống Đường kính các ống được tính theo công thức tổng quát sau đây : D = m Trong đó: G: lưu lượng lưu chất (kg/s). v: Vận tốc lưu chất (m/s). r: Khối lượng riêng của lưu chất (kg/m3). Ống nhập liệu nồi I G = 5000 kg/h = 1,389 kg/s Chọn v = 0,4m/s r » 1231,74 kg/m3. d = = = 0,060 m Ống tháo liệu nồi I (nhập liệu nồi II) G = 2857,14 kg/h = 0,794 kg/s Chọn v = 0,8 m/s , r = 1231,74 kg/m3. d = = = 0,032 m Ống tháo liệu nồi II G1 = 500 kg/h = 0,278 kg/s Chọn v = 0,8m/s , r = 1072,73 kg/m3. d = = = 0,014 m Ống dẫn hơi đốt nồi I G = 2417,5 kg/h = 0,67 kg/s Chọn v = 25 m/s , r = 1,8583 kg/m3.(tra ở 132,40C) d = = = 0,136 m Ống dẫn hơi thứ nồi I G = 2067,13 kg/h = 0,5374 kg/s Chọn v = 20m/s , r = 0,9635 kg/m3. (Tra ở 115,20C) d = = = 0,195 m Ống dẫn hơi thứ nồi II G = W2 = 1932,87 kg/h = 0,537 kg/s Chọn v = 30m/s , r = 0,2979 kg/m3. (tra tại 80,9) d = = = 0,218 m Ống dẫn nước ngưng nồi I G = 2417,5 kg/h = 0,672 kg/s. Chọn v = 0,4 m/s , r = 927,89 kg/m3. (tra nước ở 132,40C) d== = 0,048 m Ống dẫn ngưng nồi II G = 2067,13 kg/h = 0,574 kg/s Chọn v = 0,4m/s , r = 947,05 kg/m3. (Tra nước ở 115,2oC) d = = = 0,044 m Tra bảng XIII.26 STQTTB T2/trang 409 ta được bảng dưới Bảng 4.1. Đường kính ống dẫn Loại ống dẫn Gs ((kg/s) r (kg/m3) Chọn v (m/s) dt (m) Chọn dn chuẩn (m) Ống nhập liệu nồi I 1,389 1231,74 0,4 0,06 0,108 Ống tháo liệu nồi I 0,794 1231,74 0,8 0,032 0,057 Ống tháo liệu nồi II 0,278 1072,73 0,8 0,014 0,057 Ống dẫn hơi đốt I 0,67 1,8583 25 0,136 0,159 Ống dẫn hơi thứ I 0,5374 0,9635 20 0,195 0,219 Ống dẫn hơi thứ nồi II 0,537 0,2979 30 0,218 0,219 Ống dẫn hơi nước ngưng I 0,672 927,89 0,4 0,047 0,057 Ống đãn hơi nước ngưng II 0,574 947,05 0,4 0,044 0,057 CHƯƠNG 5. TÍNH CƠ KHÍ CHO CÁC CHI TIẾT THIẾT BỊ Tính cho buồng đốt Để thuận tiện trong quá trình tính toán và chế tạo, t chọn vật liệu chế tạo hai nồi là như nhau với bề dày bằng nhau. Chọn vật liệu là thép không rỉ X18H10T để chế tạo vỏ thiết bị đáy và nắp. Tra sổ tay tập 2 trang 309 có các thông số: sk = 550.106 N/m2. sc = 220.106 N/m2. Hệ số an toàn: nk = 2,6 (Theo trang 20, [4]). nc = 1,5. Hệ số hiệu chỉnh xác định theo điều kiện làm việc của thiết bị: h = 1,0. (Bảng XIII.2 STQTTB T2/Trang 356). ứng suất cho phép theo giới hạn bền: [sk] = = = 211,54.106 N/m2 (Tr 355, STQTTB, tập II). ứng suất cho phép theo giới hạn chảy: [sc] = = = 146,67.106 N/m2 (Tr 355, STQTTB, tập II). Chọn ứng suất cho phép: [s] = 146,67.106 N/m2. Thông số lam việc: Dt = 1400 mm. pt = 3 at = 0,294 N/mm2 (áp suất tuyệt đối). t = 137,4 0C. Áp suất bên trong thiết bị là áp suất dư nên thân chịu áp suất trong với pdö = 2 at = 0,196 N/mm2 Tính bề dày thân Xét biểu thức: (CT5.3 - [4]) Theo công thức 5-3, trang 130, [9] Trong đó: jh: hệ số bền mối hàn, jh = 0,95 Dt: đường kính bên trong thiết bị, Dt = 1400 mm pt: áp suất bên trong thiết bị, pt = 0,196 N/mm2 chọn hệ thiết bị: C = Ca + Cb + Cc + Co = 2,95 mm Xem vật liệu bền như cơ học: Cb = 0, Cc = 0 Chọn hệ số ăn mòn hóa học Ca = 1 Chọn hệ số Co thỏa điều kiện (bảng 5.1, trang 128, [4] ): Co = 1,95 mm. Bề dày thân: S = S' + C = 4 mm. Kiểm tra bề dày dày buồng đốt Kiểm tra bề dày: Theo công thức 5 - 10, trang 131, [4] (thỏa). Áp suất tối đa cho phép trong buồng đốt: Do trong buồng đốt nồi II, áp suất hơi thứ nhỏ hơn nồi I nên chắc chắn điều kiện sẽ thỏa. Vậy bề dày buồng đốt cho hai nồi là 4 mm. Tính cho buồng bốc Tính bề dày thân Nồi I : Chọn bề dày thân buồng bốc I là S = 4 mm. Áp suất tối đa cho phép của của buồng bốc : ( CT5.11-[4]) Ta có áp suất bên trong buồng bốc nồi I là: P = 1,75 at = 0,172*106 N/m2 < [p] = 0,596*106 N/m2. Vậy chọn bề dày thân buông bốc là: S = 4 mm. Nồi II: Do thiết bị làm việc ở áp suất chân không nên chịu tác đọng của áp suất ngoài.Vì vậy bề dày tối thiểu của thân được tính theo công thức 5-14, trang 133, [4]. S’ = 1,18.Dt. Áp suất tuyệt đối bên trong buồng bốc: po = 0,52 at Þ pck = 1 – 0,52 = 0,48 at Áp suất ngoài: pn = pa + pck = 1 + 0,48 =1,48 at = 0,145.106 N/m2 = 0,145 N/mm2 Modun đàn hồi vật liệu: 20,5*106 N/cm2 = 20,5*104 N/mm2. Chiều dài tính toán của thân: l = 2000 mm. Đường kính thân: Dt =1400 mm. S’ = 1,18*1400*= 6,6 mm. Chọn hệ số bổ sung bề bề dày: C = Ca + Cb + Cc + Co = 1,4 mm. Xem vật liệu như bền cơ học: Cb = 0, Cc = 0. Chọn hệ số ăn mòn hóa học là: Ca = 1, C0 = 0,4 mm. Bề dày thực của thân : S = S’+ C =6,6 + 1,4 = 8 mm Chọn S = 8 mm. Kiểm tra bề dày thân Theo công thức 5-15 và 5-16, tr 134, [9]. Ta có: 1,5. = 0,15. 10 0.3* Vì: Þ Thỏa mãn điều kiện bền thân. Áp suất ngoài cho phép (CT5.19-[9]): [pn] = 0,649.Et = 0,16*106N/m2 Ta có: pn = 0,145*106 N/m2 < [pn] = 0,16*106 N/m2 (thoả mãn) Kiểm tra độ ổn định của thân khi chịu tác dụng của lực nén chiều trục: = 231886 N Þ kc = 0,098 Tra kc trang140, [4]: kc » 0,098 = 0,09 (CT5.34-[4]) Kiểm tra ổn định: = 2 Nên ta tính ứng suất nén chiều trục theo công thức 5-48, trang 145, [4]: = 7,59 N/mm2 Ứng suất nén theo công thức 5-31, trang 140, [9]: = 92,25 N/mm2 Khi thân chịu tác dụng đồng thời áp lực ngoài và lực nén chiều trục: (thỏa ) Vậy bề dày buồng bốc nồi 2 là 8 mm. Vậy chọn bề dày thân buông bốc cho hai nồi là: S = 8 mm. Tính nắp Chọn nắp elip của gờ theo tiêu chuẩn với Dt =1400 mm. Ta có: ,25 Þ ht=350 mm (chiều sâu của elip thép mặt trong). Chiều cao gờ: h = 40 mm. Bán kính bên trong ở đỉnh Rt = = 1,4 m. Nồi I: Thiết bị làm việc ở áp suất trong p = 0,75 at = 0,0735*106 N/m2. Hệ số bền mối hàn: j = 0,95 Bề dày tối thiểu của nắp: S’= 0,36 mm Bề dày thực của nắp thiết bị : S = 10 mm. Kiểm tra: Áp suất dư cho phép: [p] = = 1,78.106 N/m2 Ta có: p = 0,0735*106 N/m2 < [p] = 1,78.106 (thảo mãn). Vậy chọn bề dày nắp thiết bị: S = 10 mm. Nồi II: Thiết bị làm việc ở áp suất ngoài, áp suất trong buồng áp suất trong buồng bốc là: p = 0,52 at. Áp suất ngoài: pn = 0,145.106 N/m2. Chọn nắp có bề dày: S = 10 mm. Xét tỉ số : = 199,7 Trong đó: Et: module nồi hai của vật liệu, E = 20,5.104 N/mm2. sc: ứng suất chảy của vật liệu. li,sc = 220 N/mm2. x: tỷ số giới hạn đàn hồi của vật liệu làm nắp với giới hạn chảy của nó ở nhiệt độ tính toán. Đối với thép không rỉ x = 0,7, Rt = 1400 mm. Kiểm tra áp suất tính toán cho phép bên trong thiết bị: [pn] = Với : Þ = 2,07. n: ứng suất cho phép khi nén = 146,67 (N/mm2). [pn] = = 0,91 (N/mm2). Ta có: [pn] = 0,91 N/mm2 > pn = 0,145 N/mm2 (thỏa). Vậy chiều dày nắp I vào II chọn là S = 10 mm. Chiều cao nắp elip ht = 350 mm, chiều cao gờ h = 40mm , Rt = 1400. Tính đáy Chọn đáy là hình nón có gờ, góc đáy là 2a =90o. Đường kính đáy: Dt = 1200 mm. H = 675 mm. h = 40 mm. Rd = 180 mm. (tra bảng XIII.22/396 sổ tay tập 2). Chiều cao cột chất lỏng: H’ = H + h + H1 + H2. Trong đó chọn: H1: chiều cao cột chất lỏng trong buồng đốt, H1 = 1,5 m. H2: chiều cao cột chất lỏng trong buồng bốc, H2 = 0,2 m. H’ = 675 + 40 + 1500 + 200 = 2415 mm = 2,415 m. Nồi I: Áp suất tính toán. p = p0 +r.g.H’= ( 0,0735*106 + 0,5*1231,74*9,81*2,415) = 0,086*106 N/m2. Do dung dịch ở trạng thái sôi nên rs = 0,5rdd = 0,5*1231,74 kg/m3. p0: là áp suất dư trên mặt thoáng dung dịch = 0,75 at = 0,0735.106 N/m2. Hệ số bền mối hàn: j = 0,95 Với nửa góc ở đỉnh a £ 70 Xét: > 50 Bề dày tối thiểu của đáy: S’ = = 0,7 mm (CT 6-18, trang 174 [9]) Chọn SC = 4,3 mm. Bề dày thực của đáy: S = S’+ SC = 0,7 + 4,3 = 5 mm. Kiểm tra: Áp suất cho phép tính toán: [p] = = 0,65 N/m2. N/m2. Vậy: [p] = 0,65 N/mm2. Với y = 1,94 là hệ số hình dạng (Tra bảng 6-2 Tr 175 [9]). a = 45, Ta có: p = 0,086*106 N/m2 < [p] = 0,65*106 N/m2 (thoả mãn). Vậy chọn bề dày đáy là: S = 5 mm. Nồi II: Chọn S = 5. Kiểm tra: Đáy nồi hai chịu áp suất ngoài. p = pa + pck = 1 + (1-0,5) = 1,5 at = 0,147 N/mm2. Lực nén lên đáy: P = = = 168949,81 N. [p] = p.Kc.Et.(S - Ca)2.cos2a = 3,14*0,14*20,5*104(5 - 1)2*cos245o = 720944 N/m2 Tra kc ở trang140-[13]: kc = 0,15. = 0,14. Vậy p < [p] nên chọn S = 5mm. Vậy chọn bề dày đáy chung cho hai nồi là 5 mm. Tính bích Bích nối nắp với buồng bốc (Bảng XIII.26 ST QTTB Tr 409,[2] ). Chọn bích liền bằng thép kiểu I, các thông số cho trong bảng sau: Bảng 5.1. Chọn bích nối nắp và buồng bốc Dt D Db Di H db 1400 1540 1490 1460 30 M20 Cần dùng 40 bulông M20. Bích nối buồng đốt với đáy: Chọn bích liền bằng thép kiểu I, các thông số cho trong bảng sau: Bảng 5.2. Chọn bích nối buồng đốt với đáy Dt D Db Di h db 1200 1340 1290 1260 25 M20 Cần dùng 32 bulông M20. Bích nối buồng bốc và buồng đốt tương tự bích nối đáy và buồng đốt. Bộ phận nối buồng đốt với buồng bốc Chọn đáy nón cụt và vật liệu là thép không rỉ X18H10T. Kích thước của đáy nón cụt: Dn = 1200 mm Dl = 1400 mm S = 8 mm H = 300mm Tính vỉ ống Vỉ ống phải giữ chặt các ống truyền nhiệt. Giữ nguyên dạng vỉ ống trước và sau khi nong. Bền với tác dụng ứng suất do áp suất và nhiệt độ hơi đốt là: Phđ = 3at (132,9oC) Chọn vỉ ống loại phẳng tròn. Chọn vật liệu là thép không gỉ X18H10T, giới hạn bền uốn là: [su ] = 14667.106 N/m2. Tính cho vỉ ống ở trên buồng đốt nồi 1. Chọn sơ bộ h’ = 28 m. Kiểm tra bền vỉ ống: Ứng suất uốn của vỉ theo công thức (8-25, trang 214, [9]) là: Trong đó: , các ống bố trí theo đỉnh tam giác đều. dn: đường kính ngoài ống, dn = 38 mm. po = 0,245 N/mm2. Là áp suất tính toán lớn nhất trong ống hoặc ở không gian ngoài ống (p = 2,5at). Vì ở hai nồi và ở vỉ trên hay vỉ dưới áp suất chênh lệch nhau không nhiều nên chọn bề dày vỉ chung là 28 mm. Tính tai treo Chọn vật liệu làm tai treo là thép CT3. Tai treo được hàn vào thiết bị, chọn số gân là 2. Tra bảng XII. 7/313 st qttb tập 2 Khối lượng riêng của thép CT3: r = 7850 kg/m3. Khối lượng riêng của thép không rỉ X18H10T: r = 7900 kg/m3. Khối lượng tổng cộng: M = MTB + Mdd. Tính khối lượng MTB M1 = Khối lượng buồng đốt = 179,2 kg. Với: Dn = Dt + 2S =1200 + 2*4 = 1208 . Dt = 1200 mm. S = 4 mm. H = 1,5m. r = 7900 kg/m3. M2 = Khối lượng buồng bốc = 698,54 kg. Với: Dn = Dt + 2S = 1416 mm. Dt = 1400 mm. S = 8 mm. H = 2,5m. r = 7900 kg/m3. Khối lượng nắp M3 = 183.1,01 = 184,83 kg. Chiều dày đáy và nắp buồng đốt S= 5, đường kính trong Dt = 1200. (Tra bảng XIII.11 STQTTB T2/Tr 384). Khối lượng đáy M4 = 64,2.1,01 = 64,84 kg. Khối lượng nón cụt M5 =kg. Với: Dl = 1400 mm. Dn = 1200 mm. S = 8 mm. H = 0,3 m. r = 7900 kg/m3. Khối lượng ống truyền nhiệt Các ống truyền nhiệt: M6 = = = 1222,26 kg. Với: n = 456 ống. dn = 0,038 m. dt = 0,034 m. H = 1,5m. r = 7900 kg/m3. Ống tuần hoàn trung tâm M7 = kg. Khối lượng vỉ ống M8 = = = 215,85 kg. Với: S = 0,028 m. Dt = 1,2 m. n = 456 ống nhỏ dn = 0,038 m và 1 ống tuần hoàn dth = 0,4 m. r = 7900 kg/m3. Khối lượng các chi tiết phụ khác M9 = 60 (kg). Þ Khối lượng thiết bị: Mtb =179,2+698,54+184,83+64,84+77,39+1222,26+199,8+215,85+60 = 2902,71 kg. Tính Mdd Thể tích dung dịch trong thiết bị: V. V dung dịch trong đáy V1 = 348.10-3 m3. V dung dịch trong các ống truyền nhiệt. V2 = = 0,5396 m3 Þ Vdd = 0,887, m3. Khối lượng dung dịch trong thiết bị là: Mdd = V*r = 0,887 *1271,34 = 1127,68 kg. Vậy tổng khối lượng của nồi cô đặc: M = Mdd + Mtb = 1127,68 + 2902,71 = 4030,38 (kg). Chọn 4 tai treo. Trọng tải đỡ cho mỗi tai treo sẽ là: G = N Dự phòng chọn: G = 104 N. Tra Bảng XIII.36, trang 438, [2] Bảng 5.3. Chọn thông số cho tai treo thiết bị thằng đứng F.104 (m2) L (mm) B (mm) B1 (mm) H (mm) S (mm) l (mm) a (mm) d (mm) m (kg) 89.5 110 85 90 170 8 45 15 23 2.0 Bảng 5.4. Tổng kết thiết bị chính Phần thiết bị Vật liệu Thông số Kích thước Ghi chú Thân buồng đốt X18H10T Đường kính Dt (mm) Chiều cao H (mm) Bề dày S (mm) 1200 1.5 4 Thân buồng bốc X18H10T Đường kính Dt (mm) Chiều cao H (mm) Bề dày S (mm) 1400 2500 8 Nắp X18H10T Đường kính Dt (mm) Chiều cao H (mm) Chiều cao gờ h(mm) Đường kính lỗd(mm) Bề dày S (mm) 1400 350 40 219 10 Nắp elip có gờ tiêu chuẩn Đáy X18H10T Đường kính Dt (mm) Chiều cao H (mm) Chiều cao gờ h(mm) Đường kính lỗd(mm) Bề dày S (mm) 1200 695 40 50 5 Đáy nón có gờ tiêu chuẩn Bộ phận nối buồng đốt với buồng bốc X18H10T Đường kính Dl (mm) Đường kính Dn (mm) Chiều cao H (mm) Bề dày S (mm) 1400 1200 300 8 Đáy nón cụt Vỉ ống X18H10T Bề dày S (mm) 28 Ống truyền nhiệt & Ống tuần hoàn TT X18H10T Đường kính (mm) Chiều cao H (mm) Đường kính (mm) 34x38 1500 400x42 Số ống: n = 456 Bích nối nắp với buồng đốt CT3 Đường kính Dn (mm) Chiều cao h (mm) 740 20 Bích liền kiểu 1 Bulông CT3 Đường kính d (mm) 20 32 bulông Bích nối buồng bốc với nắp CT3 Đường kính Dn (mm) Chiều cao h (mm) 930 28 Bích liền kiểu 1 Bulông CT3 Đường kính d (mm) 20 40 bulông Đệm Amiăng Bề dày S (mm) 2 Tai treo CT3 Tải trọng G (N) 10000 4 tai treo CHƯƠNG 6. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ Thiết bị ngưng tụ Baromet Lượng nước lạnh cần tưới vào thiết bị ngưng tụ Dựa vào phương trình cân bằng nhiệt lượng (CT VI.51 STQTTB T2/ trang 84). Trong đó: Gn: lượng nước làm nguội tưới vào thiết bị (kg/s). W2: lượng hơi nước ngưng tụ đi vào thiết bị (kg/s). i: nhiệt lượng riêng của hơi ngưng tụ (J/kg). t2c; t2d: nhiệt độ đầu và cuối của nước làm nguội (oC). Cn: nhiệt dung riêng trung bình của nước (J/kg.độ). Chọn t2d = 250C, t2c = tng – 10 = 80 – 10 = 70 oC. i = 2642.103 (J/kg) (Bảng I. 251 ST T1/ Tr 314) với Pnt = 0,5 at. Cn: nhiệt dung riêng trung bình của nước, tra theo nhiệt độ trung bình. Tra bảng I. 249 ST T1/Tr 310 tnt = ttb = = oC Theo nhiệt độ ttb ta tra được Cn= 4,178 (cal/kg.độ) W=W2= 1932,87(kg/h)= 0,537(kg/s) Gn = = 6,71 (kg/s) Thể tích khí không ngưng và không khí được hút khỏi thiết bị Lượng khí không ngưng và không khí được hút ra khỏi thiết bị cụ thể đó là : Có sẵn trong hơi thứ. Chui qua những lỗ hở của thiết bị. Bốc ra từ nước làm lạnh. Chính lượng khí không ngưng và không khí này vào thiết Chính lượng khí không ngưng và không khí này vào thiết bị ngưng tụ đã làm giảm độ chân không, áp suất hơi 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 phải liên tục hút khí không ngưng và không khí ra khỏi thiết bị. Lượng khí cần được rút ra khỏi thiết bị (CT VI.47 ST T2/ Tr 84). Gkk= 0,25.10-4. W2 + 0,25.10-4.Gn+0,01.W2 Với : Gkk là lượng khí không ngưng, không khí được hút ra khỏi thiết bị (kg/s). W là lượng hơi đi vào thiết bị ngưng tụ (kg/s). Gkk = 25.10-6.(Gn + W2) + 10-2.W2 (kg/s) = 25.10-6(6,71 + 0,537) + 10-2.0,537 = 5,551.10-3 (kg/s) Thể tích khí không ngưng và không khí được hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ Theo (CT VI.49 ST T2 -Tr 48). Trong đó: Vkk: thể tích khí không ngưng, không khí được hút ra khỏi thiết bị (m3/s) P: áp suất chung của hỗn hợp khí trong thiết bị ngưng tụ (N/m2). Ph: áp suất riêng phần của hơi nước trong hỗn hợp (N/m2) (lấy bằng áp suất hơi bão hòa ở nhiệt độ của không khí tkk) . Sử dụng thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô, nhiệt độ của không khí được xác định theo công thức VI.50 STQTTB T2-Tr 84: tkk = t2d + 4 + 0,1(t2c - t2d) = 25 + 4 + 0,1.(70 - 25) = 33,5 oC. Ph = 0,0538 (at) (Bảng I.250 ST T1/ Tr 312). Vậy Vkk = = 0,0112 (m3/s). Các kích thước chủ yếu của thiết bị ngưng tụ Baromet Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ Baromet Đường kính trong 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 0,5 at nên tốc độ lựa chọn khoảng 30 (m/s) (STQTTB T2/trang 85). Thực tế 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 được tính theo công thức VI.52 STQTTB T2/trang 84: Dtr = 1,383. (m) Trong đó: Dtr: đường kính trong của thiết bị ngưng tụ (m). W2: lượng hơi ngưng tụ (kg/s). ρh: khối lượng riêng của hơi (kg/m3). Pnt = 0,5(at) ρh = 0,3027 (kg/m3). ωh : tốc độ hơi trong thiết bị ngưng tụ (m/s); chọn ω= 30 (m/s). Suy ra: Dtr = 1,383. = 0,54 (m). Theo bảng VI.8 STQTTB T2/ trang 88 chọn đường kính trong của thiết bị ngưng tụ. Dtr = 550(mm). Kích thước tấm ngăn 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: (mm) (CT VI.53 STQTTB T2 - Tr 85) Với: Dtr là đường kính trong của thiết bị ngưng tụ (mm) Vì trên tấm ngăn có nhiều lỗ nhỏ, chọn nước làm nguội là nước sạch Chọn đường kính của lỗ là d = 2 (mm) Ta có: b = + 50 = 325 (mm) 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: Với: Gn là lưu lượng nước m3/s, Gn phụ thuộc vào hơi nước được ngưng tụ và thường thay đổi theo giới hạn 15-60 (W) là tốc độ tia nước (m/s); chọn = 0,62 (m/s) khối lượng riêng của nước kg/m3 Theo bảng I.5 STQTTB T1/ Trang 11 chọn(kg/m3) ở 30 oC 0,011 (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: (công thức VI.55 STQTTB T2/Trang 85). Với: d: đường kính của lỗ mm : 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 =0,1. = 0,55 (mm) 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: (Công thức VI.56 STQTTB T2/Trang 85) Với t2c, t2d là nhiệt độ cuối, đầu của nước tưới vào thiết bị (oC) tbh là nhiệt độ hơi nước bão hoà ngưng tụ (oC) P = = 0,82 Tra bảng VI.7 STQTTB T2/ Trang 86 ta có: Số ngăn n = 8; số bậc = 4; khoảng cách trung bình giữa các ngăn htb= 400 mm. Tra bảng VI.8,STQTTB,T2/Trang 88, ta có: Khoảng cách từ ngăn trên cùng đến nắp thiết bị là a = 1300 mm. Khoảng cách từ ngăn dưới cùng đến đáy thiết bị là b = 1200 mm. Chiều cao tổng của thiết bị ngưng tụ tính theo công thức: H = n.htb + 0,8 = 4000(mm) Khoảng cách giữa tâm của thiết bị ngưng tụ và thiết bị thu hồi: K1 = 700mm; K2 = 0 mm. Chiều cao của hệ thống thiết bị: H = 4425 mm. Chiều rộng của hệ thống thiết bị: T = 1350 mm. Đường kính của thiết bị thu hồi: D1 = 400 mm; D2 = 0 mm. Chiều cao của thiết bị thu hồi: h1 = 1420 mm; h2 = 0 mm. Kích thước ống Baromet Áp suất trong thiết bị ngưng tụ là 0,5 at, do đó để tháo nước ngưng và hơi ngưng tụ một cách tự nhiên thì thiết bị phải có ống Baromet. Đường kính ống Baromet được xác định theo công thức: m (CT VI.57 STQTTB T2 - Tr 86). Với: Gn : lượng hơi nước làm nguội (kg/s). W: lượng hơi ngưng tụ đi vào thiết bị (kg/s). ω: tốc độ của hỗn hợp nước, chất lỏng đã ngưng chảy trong ống baromet thường lấy (0,5 - 0,6) m/s; chọn ω= 0,5 m/s. = 0,136 m. Vậy ta chọn đường kính ống baromet là 140mm. Chiều cao của ống baromet được xác định theo công thức H = h1+ h2+ 0,5 (m) (CT VI.58 STQTTB T2 - Tr 86). Với: h1 là chiều cao của cột nước trong ống cân bằng với hiệu số giữa áp suất khí quyển và áp suất trong thiết bị ngưng tụ (m). h2 là chiều cao cột nước trong ống baromet cần để khắc phục toàn bộ trở lực của nước khi chảy trong ống (m). Ta có: h1= 10,33 (công thức VI.59 STQTTB T2/Trang 86). Ở đây b là độ chân không trong thiết bị ngưng tụ (mmHg). b= 760 - 735.0,5 = 392,5 (mmHg). (m). Và (công thức VI.60 STQTTB T2/Trang 87). 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: Với: H: toàn bộ chiều cao ống Baromet (m). d: đường kính trong của ống Baromet (m). : hệ số ma sát khi nước chảy trong ống. Để tính ta tính hệ số chuẩn Re khi chất lỏng chảy trong ống Baromet: ( công thức II.4 STQTTB T1/Trang 359). Với: dB là đường kính ống dẫn. là khối lượng riêng của nước tra theo ttb= 30 oC, =995,68 kg/m3. (Bảng I.5 STQTTB T1/Trang 11). là độ nhớt của nước tra ở 30 oC; =0,8007.10-3 N.s/m2. (Bảng I.102 STQTTB T1/Trang 94). Chọn vật liệu làm ống Baromet là thép CT3 theo bảng II.15[T1-381] với hơi nước bão hòa và nước nóng nên độ nhám e = 0,2mm. Regh = 6 Ren = 220 Vậy: Regh < Re < Ren Hệ số ma sát l (CT II.64 cho bảng II.14 [T1-380]). l » 0.1 Chọn chiều cao ống Baromet hba = 6 m. h2 = = 0,45 (m). h3 = 0,5m chiều cao dự trữ đề phòng trường hợp nước dâng lên chảy tràn vào nồi. chiều cao ống baromet là: hba = h1+ h2 + 0,5 = 5,335 + 0,045 + 0.5 = 5,88 (m). Vậy chọn chiều cao ống Baromet là: hba = 6 m. 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): t1 = 25 oC t2 = 106,45 oC ttb = 0,5 (tD + tC) = 0,5*(25 + 106,45) = 65,72 oC. Dòng nóng: TD = TC = 106,45 oC. Hiệu nhiệt độ đầu ra: Dtra = 106,45 – 83,83 = 22,62 oC Hiệu nhiệt độ đầu vào: Dtvào = 106,45 – 25 = 81,45 oC Hiệu số nhiệt độ trung bình: Dttb= = 45,91 oC. Chọn Dt1 = 1,92 oC® tw1 = 106,45 – 1,92 = 104,53 oC. tm = = 105,97 oC. Tra bảng ta có: A = 181,68 , r = 2246200 J/kg. Chọn : Srcáu1 = 0.232*10-3 (m2.độ/W). Srcáu2 = 0.387*103 (m2 .độ /W). dthép = 2 mm. Thép không rỉ X18H10T có= 16,3. ÞrS = Srcáu1 + + Srcáu2 = 0,232.10-3 + + 0,387.10-3 = 0,742.10-3 (m2.K/W). a1 = 2,04A. (W/ m2. độ). = 2,04.181,68.= 11014,16 (W/ m2. độ). Ta có: q1 = a1.Dt1= 11014,16*1,92 = 21147,18 ( W/m2). q2: nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q2: q2 = a2.Dt2 (2) Với: Dt2 = tw2 – t2 là hiệu sốnhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và của dung dịch sôi. Ta có tw1 – tw2 = q1. rS Þ tw2 = tw1 – q1.rS =106,45 – 21147,18*0,742.10-3 = 89,8 oC. Þ Dt2 = 89,8 – 83,83 = 5,968 oC. Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch a2 được tính bởi công thức: Theo CT VI.27, trang 71, [2]: (W/m2K) Trong đó: :hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. αn = 0,145.∆t22,33 p0,5 (CT V.91, trang 26, [2]) p: là áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (N/m2 ). αn = 0,145.5,9682.33.(1,75.9,81.104) 0,5. = 3859,55 (W/m2K). Cdd: nhiệt dung riêng của dung dịch. = Cd = 4021,33 (J/kgK). Cn: nhiệt dung riêng của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. Cn = 4228,3 (J/kgK). µdd : độ nhớt dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. µdd = 0,338.10-3 (Ns/m2). µn : độ nhớt nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch µn = 0,343.10-3 (Ns/m2). : khối lượng riêng dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. = 1039,98 (kg/m3). : khối lượng riêng nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. = 970,19 (kg/m3). : độ dẫn điện dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. (W/mK) Trong đó: Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch = 4021,33 (J/kgK) : khối lượng riêng của dung dịch 1039.98 (kg/m3) M: khối lượng mol trung bình của dung dịch M = x.Mđường + (1-x).Mnước = 0,1*342 + (1-0,1).18 (kg/mol) = 50,4 (g/mol) A: hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, đối với nước A = 3,58.10-8 = 0,515 (W/mK) : độ dẫn điện nước = 0,681 (W/mK) = 3450,75 (W/m2K) Þ q2 = αdd. ∆t2 = 3450,75*6.51 = 20596,81 (W/m2 ) Kiểm tra độ sai số giữa q1 và q2 : Có = % = 2,60 % (thoả mãn sai số). Þ = 20872. Hệ số truyền nhiệt: K = = 454,63 W/m2.độ. Q = GD.C.Dt = 454913 W. Bề mặt truyền nhiệt: F = = 21,8 m2. Chọn bề mặt truyền nhiệt là: F = 22m2. Số ống truyền nhiệt là: n = = 140 ống. Chọn n = 187 ống. Vận tốc chảy trong ống: v’== 0,0079 m/s. Lượng hơi đốt sử dụng: kg/h. Đường kính thiết bị trao đổi nhiệt: mm. Chọn D = 800 mm. Tính bồn cao vị Để ổn định lưu lượng trong quá trình cô đặc, bồn cao vị được đặt ở độ cao sao cho thắng được các trở lực của đường ống để dung dich có thể tự chảy vào nồi. Phương trình năng lượng: Z1 + = Z2 + h1-2 Þ Z1 – Z2 = p1 =1,033 at. p2 = 1,75 at. r = 1231,74 kg/m3. m = 0,297.10-3 N.s/m2. Z1: chiều cao từ bồn cao vị xuống đất (m). h1-2: tổng tổn thất áp suất (m). Chiều cao từ mặt thoáng nồi xuống đất: Z2 = 4 m. Đường kính ống nhập liệu vào nồi: d = 800 mm. Vận tốc dòng chảy trong ống: V = = 0,22 m/s. Chuẩn số Reynolds: Re == = 72990. Chọn ống thép CT.3 nên độ nhám e = 0,2 mm (Trang 381, STQTTB Tập I). Tính: Regh = 6= 5648,5. Ren = 220 = 186097 Vaäy: Regh < Re < Ren Hệ số ma sát: l = 0,1= 0,027. Tổng tổn thất cục bộ: (Bảng II.16 STQTTB T1/Trang 382). Sx = xvào+ 5.xkhuỷu 90 + 2. xvan + xra Hệ số tổn thất cục bộ tại miệng ống vào: xvào = 0,5. Hệ số tổn thất cục bộ tại miệng ống ra: xra = 1. Hệ số tổn thất cục bộ tại khuỷu 900: xkhuỷu 90 = 1,19. Hệ số tổn thất cục bộ tại van: xvan = 0,5. Sx = xvào+ 5.xkhuỷu 90 + 2. xvan + xra = 0,5 + 5.1,19 + 2.0,5 + 1 = 8,45 Chiều dài ống tới bồn cao vị nồi là: l = 15 m. Tổng tổn thất: h1-2 = = 0,03 Chiều cao tới mặt thoáng bồn cao vị đến mặt đất: Z1 = 4 ++ 0,03 = 9,85 m, Chọn Z = 10 Tính Bơm Tính bơm chân không Công suất bơm chân không: N = hck: hệ số hiệu chỉnh , hck = 0,8. m: chỉ số đa biến , m =1,3. p2: áp suất khí quyển , p2 =1,033 at. áp suất không khí trong TBNT: pkk = p1 = png - ph = 0,5 – 0,0576 = 0,4324 at với ph = 0,068. thể tích không khí cần hút khỏi thiết bị: Vkk = 7,52.10-3 (m3/s). công suất bơm: N = = 0,385 kw Vậy chọn bơm chân không có công suất 1HP = 746 W Tính bơm nước vào thiết bị ngưng tụ Công suất của bơm : N = (kW) H: cột áp của bơm (m). h: hiệu suất của bơm, chọn h = 0,75. r: khối lượng riêng của nước ở 250C, r = 996,9kg/m3. Q : lưu lượng riêng nước lạnh vào Baromet : Gn=6,71 kg/s. Q =m3/s. Phương trình bernoulli cho hai mặt cắt 1 –1 ( mặt thoáng bể nước) và 2 –2 (mặt thoáng thiết bị baromet). Z1 + = Z2+ h1-2 Với : v1 = v2 = 0 m/s. p1 = 1,033 at. p2 = 0,5 at. m = 0,8937*10-3 N.s/m2. Chiều cao từ mặt thoáng bể nước xuống đất: Z1 = 2 m. Chiều cao từ mặt thoáng thiết baromet xuống đất là Z2 = 10 m. Chọn dhút = dđẩy = đường kính cửa vào thiết bị của nước là d =100 mm. Vận tốc dòng chảy trong ống: V = = 0,85 (m/s). Chuẩn số Reynolds: Re = = 86140. Chọn ống thép CT3 nên độ nhám e = 0,2 mm. Tính Regh: Regh = 6. Ren = 220 Vậy: Regh < Re < Ren Hệ số ma sát: l = 0,1= 0,025. Tổng hệ số tổn thất cục bộ: (theo bảng II.16 STQTTB T1/ trang 382). Sx = xvào + 2.xkhuỷu 90 + 2. xvan + xra = 0,5 + 2*1,19 + 2*0,5 + 1 = 4,88. Chiều dài ống từ bể nước đến thiết bị baromet là: l = 15 m. Tổng tổn thất: h1-2 = = 0,32 m Cột áp của bơm: H = (10 - 2) ++ 0,32 = 2,97 m Công suất của bơm: N = 0,28 (kW) Tính bơm nhập liệu Bơm dung dich tới bể chưa lên bồn cao vị Công suất của bơm: N = (Kw) h = 0,75: hiệu suất của bơm r =1038 kg/m3: khối lượng riêng của dung dịch 10% Q = m3/s. Phương trình Bernoulli cho hai mặt cắt 1-1 và2-2: Z1 + = Z2 + h1-2 Với: v1 = v2 = 0 m/s. p1 = 1,033 at. p2 = 1,033 at. m = 1,2*10-3 N.s/m2. Chiều cao từ mặt thoáng bể chứa nguyên liệu xuống đất: Z1 = 2 m. Chiều cao từ mặt thoáng bồn cao vị xuống đất là: Z2 = 11 m. Chọn dhút = dđẩy = đường kính ống nhập liệu d = 50 mm. Vận tốc dòng chảy trong ống: V = = 0,68 m/s. Chuẩn số Reynolds: Re = = 23625. Chọn ống thép CT3 nên độ nhám e = 0,2 mm. Tính Regh: Regh = 6. Ren = 220 = 109674. Vậy: Regh < Re < Ren. Hệ số ma sát: l = 0,1 = 0,032. Tổng tổn thất hệ số cục bộ: (theo bảng II.16 STQTTB T1/ trang 382). Sx = xvào + 2.xkhuỷu 90 + 2. xvan + xra. = 0,5 + 2*1,19 + 2*0,5 + 1 = 4,88. Chiều dài ống từ bể đến bồn cao vị: l = 15 m. Tổng tổn thất: h1-2 = = 0,34 m. Cột áp của bơm: H = (11 - 2) + 0.34 = 9,34 m. Công suất của bơm: N = = 0,17 (kW). Tính bơm dung dịch nồi 2 sang nồi 1 Công suất của bơm: N = (Kw). h = 0,75 : hiệu suất của bơm. r = 1072,73 kg/m3. Q =m3/s. Phương trình Bernoulli cho hai mặt cắt 1-1 và 2-2: Z1 + = Z2 + h1-2 Với: v = = 0,4*10-3 m/s. p1 = 2 at. p2 = 1,75 at. m = 0,54*10-3 N.s/m2. Chọn bơm ly tâm với chiều cao hút và chiều cao đẩy là 1,5. Chọn dhút = dđẩy = đường kính ống d = 50 mm. Chuẩn số Reynolds: Re = = 39,7. Hệ số ma sát: l = = = 1,61. Tổng hệ số tổn thất cục bộ: Sx = xvào + 3.xkhủy 90 + 2. xvan + xra. = 0,5+ 3*1,19 + 2*0,5 + 1 = 6,07. Chiều dài ống từ nồi 2 sang nồi 1: l = 10 m. Tổng tổn thất: h1-2 = = 2,68*10-6 m. Cột áp của bơm: H = 1,5 + + 2,68*10-6 = 3,83 m. Công suất của bơm: N = = 0,042 (kW). Bề dày lớp cách nhiệt (Theo trang 41, STQTTB Tập 2 ) Bề dày lớp cách nhiệt buồng đốt nồi I: d = Đường kính ngoài buồng đốt: d2 =1408 mm. Chọn lớp cách nhiệt amiang, hệ số cấp nhiệt l = 0,151 W/m.K. Nhiệt độ ngoài thành buồng đốt, tt2 =132,9 oC. Diện tích buồng đốt: S = p.d2.H = 3,14*1,408 *1,5 = 6,63 m2. Nhiệt tổn thất: q1 = 449 W/m (Bảng V.7 trang 41 STQTTB Tập 2). d == 19,9 mm. Để thuận tiện trong chế tạo chọn chiều dày lớp cách nhiệt cho buồng bốc nồi I và nồi II là 20 mm. CHƯƠNG 7. KẾT LUẬN Trong thời gian được giao nhiệm vụ thiết kế đồ án môn học, em đã thực hiện rất nghiêm túc và cố gắng hết khả năng của bản thân. Đến nay em đã cơ bản hoàn thành nhiệm vụ của mình. Bản đồ án thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi ngược chiều, thiết bị cô đặc buồng đốt ngoài kiểu đứng, tuần hoàn tự nhiên bao gồm: Chương 1: tổng quan về nguyên liệu và quá trình cô đặc. Chương 2: tính toán vật chất và năng lượng. Chương 3: tính toán truyền nhiệt Chương 4: thiết bị cô đặc Chương 5: tính cơ khí cho các chi tiết thiết bị Chương 6: tính toán thiết bị phụ Chương 7: kết luận. Sau khi thực hiện bản đồ án này, nhóm em đã hình dung ra công việc của người thiết kế.Ngoài ra còn giúp em nắm vững hơn phần lý thuyết đã học, cách tính toán các thiết bị và phân tích lựa chọn thiết bị, vật liệu làm thiết bị để phù hợp với yêu cầu thực tế. Nhưng qua đó nhóm em cũng nhận thấy rằng bản thân còn phải học hỏi rất nhiều, và để thiết kế của mình có thể đi vào thực tế thì cần phải thực hiện rất nhiều vấn đề nữa. Tuy em đã cố gắng rất nhiều nhưng do kiến thức bản thân còn hạn chế nên không tránh khỏi thiếu sót. Mong rằng trong thời gian sắp đến em hoàn thiện hơn kiến thức của mình để có thể làm tốt hơn những thiết kế sau này. TÀI LIỆU THAM KHẢO PTs Trần Xoa, PGs.PTs Nguyễn Trọng Khuông , PTs Phạm Xuân Toản - Sổ tay Quá trình và Thiết bị Công Nghệ Hóa Chất - Tập 1 - NXB Khoa học Kỹ thuật Hà Nội , 1999. PTs Trần Xoa, PGs.PTs Nguyễn Trọng Khuông , PTs Phạm Xuân Toản - Sổ tay Quá trình và Thiết bị Công Nghệ Hóa Chất - Tập 2 - NXB Khoa học Kỹ thuật Hà Nội , 1999. Phạm Văn Bôn (chủ biên) , Nguyễn Đình Thọ - Quá trình và Thiết bị Công Nghệ Hóa Chất – Tập 5_ “Quá Trình và Thiết Bị Truyền nhiệt” – NXB Đại Học Quốc Gia Tp Hồ Chí Minh, 2002 Phạm Văn Bôn ,Vũ Bá Minh, Hoàng Minh Nam - Quá trình và Thiết bị Công Nghệ Hóa Chất – Tập 10 _”Ví dụ và bài tập” – NXB Đại Học Quốc Gia Tp Hồ Chí Minh, 2002 [5] Đặng Duy Khang, Đồ án môn học, Cô đặc hai nồi dung dịch nước mía xuôi chiều liên tục, Trường đại học bách khoa Tp. Hồ Chí Minh. Và một số tại liệu tham khảo khác.

Các file đính kèm theo tài liệu này:

  • docxdo_an_5629.docx
Luận văn liên quan