Đồ án Thiết kế hệ thống thiết bị cô đặc hai nồi xuôi chiều dung dịch NaOH

là bình tách giọt). Thiết bị phân ly có một vách ngăn với nhiệm vụ tách những giọt lỏng bị lôi cuốn theo dòng khí không ngƣng để đƣa về bồn chứa nƣớc ngƣng. 6 CHƢƠNG 3 : TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT 3.1. Tính toán năng suất nhập liệu và tháo liệu – Năng suất nhập liệu : GD = 2500 kg/h – Nồng độ nhập liệu : Dx = 15 % – Nồng độ cuối của sản phẩm : Cx = 30 % – Áp dụng phƣơng trình cân bằng vật chất : GD . Dx = GC . Cx Suy ra : GC = C DD x xG . = 2500.15 30 = 1250 (kg/h) – Lƣợng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống Áp dụng công thức : .(1 )DD C x W G x   , kg/h 15 2500.(1 ) 1250 30 W    (kg/h) – Giả thuyết phân bố hơi thứ trong các nồi Chọn tỷ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi 1 và 2 là : 1 2 1 W W  Khi đó ta có hệ phƣơng trình : 1 2 1 W W  W1 + W2 = W = 1250 (kg/h) Giải hệ trên ta có kết quả : W1 = 625 kg/h W2 = 625 kg/h Xác định nồng độ dung dịch từng nồi. Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1 : x’C = 1 . 2500.15 20 2500 625 D D D G x G W     % Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2 : x”C = 1 2 . 2500.15 30 2500 625 625 D D D G x G W W       % 3.2. Cân bằng nhiệt lƣợng 3.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc Chọn áp suất ngƣng tụ : 0,2 at Tra bảng I.251/314[1] ta có nhiệt độ tại thiết bị ngƣng tụ : Tng = 59,7 0C 7 Chọn áp suất hơi đốt cho nồi 1 là : 4,0 at Khi đó hiệu áp suất cả hệ thống cô đặc là : Pt = P1 – Png = 4,0 – 0,2 = 3,8 (at) Chọn tỉ số phân bố áp suất giữa các nồi là : 1 2 2,2 P P    Kết hợp với phƣơng trình : P1 + P2 = Pt = 3,8 at Suy ra : P1 = 2,612 at P2 = 1,188 at Áp suất hơi đốt nồi 2: P2 = P1 − ∆P1 = 4,0 – 2,612 = 1,388 (at) 3.2.2. Nhiệt độ và áp suất hơi thứ Theo sơ đồ cô đặc, nhiệt độ hơi thứ nồi 1 ( t’1 ) bằng nhiệt độ hơi đốt nồi 2 (T2). Nhƣng do quá trình truyền khối có sự tổn thất nhiệt do trở lực đƣờng ống (∆’’’) Chọn ∆1’’’ = 1 oC ∆2’’’ = 1 oC Nhiệt độ hơi thứ của nồi 1: t’1 = T2 + 1 = 109,419 0C Nhiệt độ hơi thứ của nồi 2: t’2 = tng + 1 = 60,7 0C Dựa vào các dữ kiện trên và tra Bảng I.251/314[1] ta có bảng sau đây : Bảng 3. 1. Nhiệt độ và áp suất hơi thứ 3.2.3. Xác định nhiệt độ tổn thất Tổn thất nhiệt độ trong hệ cô đặc bao gồm: tổn thất do nồng độ, tổn thất do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đƣờng ống. 3.2.3.1. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ’ Ở cùng một áp suất nhiệt độ sôi của dung dịch bao giờ cũng lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất Hiệu số nhiệt độ giữa nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt độ sôi do nồng độ: Theo Tiaxenko: ’ = o ’f VI.10/59[2] mà f i i r t 2)'273( .2,16   (0C) VI.11/59[2] Trong đó :  o ’: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thƣờng, (tra Bảng VI.2/67[2] ) f : hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp suất thƣờng Loại Nồi 1 Nồi 2 Tháp ngƣng tụ Áp suất (at) Nhiệt độ (0C) Áp suất (at) Nhiệt độ (0C) Áp suất (at) Nhiệt độ (0C) Hơi đốt P1 = 4,0 T1 = 142,9 P2 = 1,436 T2 = 108,42 Png = 0,2 tng = 59,7 Hơi thứ P’1 =1,434 t’1 =109,419 P’2 = 0,211 t’2 = 60,7 8 ri : ẩn nhiệt hóa hơi của hơi ở nhiệt độ t’i, J/kg t’i : nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ i, 0C Trong các thiết bị cô đặc liên tục (tuần hoàn tự nhiên hay cƣỡng bức) thì nồng độ dung dịch sôi gần với nồng độ cuối (xc) do đó  ’lấy theo nồng độ cuối dung dịch Bảng 3. 2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ’ xc (% kl) o’( ) ti’( oC) ri .10 -3(J/kg) i’ ( oC) Nồi 1 20,0 8,2 109,419 2235,203 8,691 Nồi 2 30,0 17,0 60,7 2357,756 13,007 Tổng 2 nồi ∑’ = 1 ’+ 2 ’ = 21,698 0C 3.2.3.2. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (’’ ) 22 1 42 1 ( ). . ( / ) 2 ( ). .10 ( ) 2 tb hti dds hti dds h h g m h h at              VI.12/60[2] Trong đó: Phti : áp suất hơi thứ nồi i h1i : chiều cao dung dịch trong ống truyền nhiệt , 1h =0,5 (m) h2 : chiều cao ống truyền nhiệt , 2h = 1,8 (m) :dds khối lƣợng riêng của dung dịch khi sôi: s =0,5 dd Từ nhiệt độ hơi thứ nồi 1 và nồi 2, tra Bảng 4/11[3] ta đƣợc: dd1 = 1162,935 (kg/m³) 2dd = 1303,5 (kg/m³) Tra và nội suy từ Bảng 4/11[3] và Bảng I.2/9[1] Bảng 3. 3. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (’’ ) Coi dd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ bề mặt đến độ sâu trung bình của chất lỏng 4 1 4 2 1,8 1,436 0,5 .1162,395.10 1,5987( ) 2 1,8 0,211 0,5 .1303,5.10 0,3936( ) 2 tb tb at at                         Co xC (%) t’i 0C dd, kg/m 3 dm ,kg/m 3 Nồi I 20,0 109,419 1162,935 941,77 Nồi II 30,0 60,7 1303,5 966,115 9 Tra bảng I.251/314[1] : 0 1 11,5987( ) 112,675tb tbat C    0 2 20,3936( ) 75,0481tb tbat C    '' 0 1 1 1' 112,675 109,419 3,256tb t C       '' 0 2 2 2' 75,048 60,7 14,348tb t C       '' '' '' 0 1 2 3,256 14,348 17,604 C       3.2.3.3. Tổn thất nhiệt do trở lực thủy lực trên đƣờng ống (”’) Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn dây thứ từ nồi này sang nồi kia và từ nồi cuối đến thiết bị ngƣng tụ là 10C. Do đó : ”’1 = 1,0 0C ”’2 = 1,0 0C 3.2.3.4. Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc  = ’ + ” + ”’ = 21,698 + 17,604 + 2,0 = 41,302 0C 3.2.4. Hệ số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi 1 • 142,9 59,7 41,302 41,898hi ngt T T        0C − − − − − − − − − − − − 3.2.5. Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi Nồi 1 : thi = T1 – tS1 suy ra tS1 = T1 − thi1 = 121,366 0C Nồi 2 : thi2 = T2 – tS2 suy ra tS2 = T2 − thi2 = 88,055 0C Cân bằng nhiệt lƣợng : Sơ đồ cân bằng nhiệt lƣợng của hệ thống Trong đó: D: lƣợng hơi đốt vào nồi 1, kg/h i: hàm nhiệt của hơi đốt , J/kg t: nhiệt độ của dung dịch, 0 C θ: nhiệt độ nƣớc ngƣng, 0 C i’: hàm nhiệt của hơi thứ, J/kg 10 Nhiệt dung riêng của nƣớc ngƣng tính theo áp suất của hơi đốt. (tra theo Bảng I.249/311[1]) 1 1 4294,24,0 5pat C    (J/kg.độ) 2 2 4230,94,3 8 61 8 pat C    (J/kg.độ) 3.2.6. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở mỗi nồi Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x < 20% C = 4186.(1− x) ( J/kg.độ) I.43/152[1] X : nồng độ chất hòa tan, phần khối lƣợng Nhiệt dung riêng dung dịch đầu: Cđ = 4186.(1 − 0,15) = 3558,1 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x > 20% C = C ht .x + 4186.(1 − x), J/kg.độ; I.44/152[1] Cht : nhiệt dung riêng của chất hoà tan, J/kg.độ Nhiệt dung riêng của NaOH tính theo công thức: M.Cht = n1.c1 + n2.c2 + n3.c3 (*) I.41/152[1] Tra bảng I.41/152[1] ta đƣợc: MNaOH = 40 n1 = n2 = n3 = 1 c1 = cNa = 26 (J/kg ng.tử.độ) c2 = cO = 16,8 (J/kg ng.tử.độ) c3 = cH = 9,6 (J/kg ng.tử.độ) thay vào (*) ta đƣợc 3 ht 26 16.8 9.6 C • • .1• 0 • 1• 310• 40     (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 1: C 1 = 1310. 0,2 + 4186.(1 − 0,20) = 3601,8 (J/kg.độ) Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 2: C 2 = 1310.0,3 + 4186.(1 − 0,3) = 3323,2 (J/kg.độ) 3.2.6.1. Lập phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng Nồi 1: D.i + GD.CD.tD = W1.i1 + (GD – W1).C1.t1 + D.Cng1. 1 + Qxq1 Nồi 2: W1.i1 + (GD – W1).C1.t1 = W2.i2 + (GD – W).C2.t2 + W1.Cng2.2 + Qxq2 W = W1 + W2 Mà : Qxq1 = 0,05 D.(i – Cng1q1) Qxq2= 0,05 W1(i1 – Cng2q2) Trong đó: D : lƣợng hơi đốt dùng cho hệ thống, kg/h i,i1,i2 : hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi 1 và nồi 2, J/kg tD, t1, t2 : nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung dịch, 0C CD, C1, C2 : nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung dịch, J/kg.độ 1, 2 : nhiệt độ nƣớc ngƣng tụ của nồi 1 và nồi 2, 0C 11 – Cng1, Cng2 : nhiệt dung riêng của nƣớc ngƣng ở nồi 1 và nồi 2, J/kg.độ (tra Bảng I.249/310[1]) – Qxq1,Qxq2 : nhiệt mất mát ra môi trƣờng xung quanh, J – GD : lƣợng dung dịch lúc ban đầu, kg/h – W1,W2 : lƣợng hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2, kg/h Chọn hơi đốt, hơi thứ là hơi bão hoà, nƣớc ngƣng là lỏng sôi ở cùng nhiệt độ, khi đó ta có: i – Cng1 . 1 = r(1) và i1 – Cng2 . 2 = r(2) Tra sổ tay ta có bảng các thông số sau đây: (tra Bảng I.250/312[1]), và (tra Bảng I.249/310[1]) ta đƣợc bảng tổng hợp sau: Vậy lƣợng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 :     1121 11222 1 .)(.95.0 ...).(. tCir tCGtCWGiW W DD  614,742 (kg/h) Lƣợng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 : W2 = W – W1 = 1250 – 614,742 = 635,258 (kg/h) Lƣợng hơi đốt tiêu tốn chung là : D =    ).(95.0 ...).(. 111 11111 ng DDDD Ci tCGtCWGiW 693,336 (kg/h) 3.2.6.2. Kiểm tra lại giả thuyết phân bố hơi thứ ở các nồi W 1 : lƣợng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị lớn Wn : lƣợng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị nhỏ %5%100. 1 1   W WW n Đầu vào Đầu ra nồi 1 Đầu ra nồi 2 Dung dịch NaOH : + tD= 121,366 0C + Cđ= 3558,1 J/kg.độ + GD = 2500 kg/h Hơi đốt: + 1 = 142,9 0C + i = 2744000 J/kg + Cng1= 4294,25 J/kg.độ + W = 1250 kg/h Dung dịch NaOH : + t1 = 121,366 0C + C1= 3610,8 J/kg.độ Hơi thứ : + 2 = 108,42 0C + i1 = 2694796,875 J/kg +Cng2 = 4230,946J/kg.độ + W1 = 625 kg/h Dung dịch NaOH: + t2 = 88,055 0C + C2 = 3323,2 J/kg.độ + Gc= 1250 kg/h Hơi thứ : + t’2= 60,7 0C + i2 = 2608444,444 J/kg + W2 = 625 kg/h 12 C%(nồi 1) = 625 614,724 .100% 1,64% 5% 625    C%(nồi 2) = 635,258 625 .100% 1,6% 5% 635,258    Vậy : Lƣợng hơi thứ nồi 1 là : W1 = 614,742 (kg/h) Lƣợng hơi thứ nồi 2 là : W2 = 635,258 (kg/h) Lƣợng hơi đốt nồi 1 là : D = 693,336 (kg/h) thỏa yêu cầu 13 CHƢƠNG 4 : TÍNH TOÁN THIẾT KẾ THIẾT BỊ CHÍNH 4.1. Tính toán bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt 4.1.1. Tính hệ số cấp nhiệt α 1 khi ngƣng tụ hơi Hơi nƣớc sau khi ngƣng tụ sẽ bám lên thành ống truyền nhiệt tạo thành lớp màng mỏng. Tuỳ điều kiện cụ thể mà chọn công thức tính α1 cho thích hợp. Đối với những thiết bị thƣờng gặp nhƣ phòng đốt trong tuần hoàn trung tâm, phòng đốt trong tuần hoàn ngoài hoặc phòng đốt ngoài thẳng đứng (h < 6 m), hơi ngƣng bên ngoài ống, màng nƣớc ngƣng chảy thành dòng thì hệ số cấp nhiệt đƣợc tính theo công thức: ( ) Trong đó : – α1i : hệ số cấp nhiệt từ hơi đốt – ∆t1i : chênh lệch nhiệt độ nƣớc ngƣng và mặt ngoài ống – ri : ẩn nhiệt ngƣng tụ (lấy bằng ẩn nhiệt hoá hơi) – h : chiều cao ống truyền nhiệt ; h = 1,8m – A : hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng tm (tra bảng trang 29[2]) Nồi 1 : Giả thuyết ∆t11 = 1,71 0C ( − ) ( − ) Từ giá trị tm1 tính đƣợc, tra bảng ST QTTB T2/29 ta đƣợc : A1 = 194,307 0,25 11 2141000 α 2,04.194,307. 1  1447,353 1,8.1,71         (W/m2.độ) q11 = α11.∆t11 = 11447,353 . 1,71 = 19574,973 (W/m 2.độ) Tính toán tƣơng tự ta có bảng số liệu sau : Nồi ∆t1i, ( 0C) tm , ( 0C) A α1i , (W/m 2.độ) q1i , (W/m 2) 1 1,71 142,045 194,307 11447,353 19574,973 2 1,43 107,704 182,467 11366,18 16253,64 4.1.2. Tính hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi Tuỳ thuộc cấu tạo thiết bị, giá trị của nhiệt tải riêng q, áp suất làm việc và chế độ sôi cũng nhƣ điều kiện đối lƣu của chất lỏng mà chọn công thức tính α2i cho thích hợp. Thông thƣờng có thể tính α2i theo công thức: Pi : áp suất làm việc (áp suất hơi thứ), at ∆t2i : Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch ∆t2i = tT2i – tddi = ∆Ti – ∆t1i – ∆tTi ; 0C Hiệu số nhiệt độ ở 2 bề mặt thành ống truyền nhiệt : ( ) 14 Tổng nhiệt trở của thành ống truyền nhiệt : rhn , rc : Nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của tƣờng, m 2.độ/W δ : Bề dày ống truyền nhiệt, m λ : Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt, W/m.độ Ψ : hệ số hiệu chỉnh, tính theo công thức : 0,435 0,565 2 dd dd dd nc nc nc nc dd λ ρ C μ Ψ . . . 1 λ ρ C μ                              VI.27/71[2] (λ; ρ ; C ; µ): lấy theo nhiệt độ sôi của dung dịch (Bảng I.249/310[1]) (λ; ρ ; C ; µ)nc : các hằng số vật lý của nƣớc theo nhiệt độ sôi dung dịch (λ; ρ ; C ; µ)dd : các hằng số vật lý của dung dịch Thiết bị sau một thời gian sử dụng sẽ có cặn bẩn bám ở phía trong và phía ngoài ống truyền nhiệt gây tổn thất nhiệt. Giá trị này đƣợc tra ở Bảng V.1/4[2] (bề dày các chất này là 0,5 mm) - Hơi nƣớc có: ( ) - Cặn bẩn có: ( ) Chọn vật liệu chế tạo ống truyền nhiệt là thép hợp kim X18H10T dày 0,002m, từ Bảng XII.7/313[2] tra đƣợc hệ số dẫn nhiệt ( ) và khối lƣợng riêng (kg/m3). Khi đó có trở lực là: ( ) Tổn thất nhiệt qua tƣờng ống đó là : − − − Hệ số cấp nhiệt từ ống truyền nhiệt đến dung dịch trong nồi 1: Từ nhiệt độ sôi thực của dung dịch nồi 1, tra hằng số vật lý của nƣớc tại bảng I.249- ST QTTB T1/310 ta đƣợc bảng số liệu: ts1 = 121,366 0C λ (W/m.độ) ρ (kg/m3) μ (N.s/m2) Cp (J/kg.độ) Ψ1 Nƣớc 0,686 941,77 0,0002339 4252.558 0,5851 Dung dịch 0,5802 1162,935 0,0008353 3610,8 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch NaOH đƣợc tính theo công thức: 3 p ρ λ A.C .ρ. M  I.32/123[1] 15 Trong đó : A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng; A = 3,58. đối với chất lỏng liên kết (nƣớc) : là nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch NaOH, (J/kg.độ) : là khối lƣợng riêng của chất lỏng (tra Bảng I.2/9[1]) M : khối lƣợng phân tử mol của dung dịch NaOH   2NaOH NaOH NaOH H O n .M 1 n .MM    là phần trăm NaOH theo mol 2 NaOH NaOH NaOH NaOH NaOH NaOH H O x M n x 100• •x M M    Nồi 1 : NaOH1 20 40n 0,1011 20 100• •20 • 40 18     (phần mol) ( − ) ( ) Vậy : 0,5851 = 2817,244 (W/m2.độ) ( ) So sánh giá trị và : 11 21 11 q q 19574,973• 19312,776 .100 • .100 1,36% 5% q 19574,973      Chấp nhận giả thiết ∆t11 và ∆t21 ban đầu. Nồi 2 : Giả thiết ∆t12 = 1,43 0C − − Tra bảng trang 29[2] ta đƣợc A2 = 182,467 ( ) ( ) ( ) Tổn thất nhiệt qua tƣờng ống đó là : − − − Hệ số cấp nhiệt từ ống truyền nhiệt đến dung dịch trong nồi 2 là : 16 Tƣơng tự nhƣ trên, tra hằng số vật lý của nƣớc tại bảng I.249/310[1] ta đƣợc bảng số liệu : ts1 = 88,055 0C λ (W/m.độ) ρ (kg/m3) μ (N.s/m2) Cp (J/kg.độ) Ψ2 Nƣớc 0,6795 966,115 0,0003189 4220,97 0,74582 Dung dịch 0,7788 1303,5 0,001370 4251,929 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch NaOH tính toán tƣơng tự nhƣ trên : 2 3 2 p2 2 2 ρ λ A.C .ρ . M  Hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng : A = 3,58. Khối lƣợng phân tử mol của dung dịch NaOH : 30 40 0,1617 30 100• •30 40 18 NaOHn    (phần mol) ( − ) ( ) Vậy : 0,74582 = 2069,786 (W/m2.độ) ( ) So sánh giá trị và : 12 22 12 16253,64• 16901,13 .100 • .100 3,83% 5% 16253,64 q q q      Chấp nhận giả thiết ∆t12 và ∆t22 ban đầu. 4.1.3. Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi để kiểm tra đối chiếu 4.1.3.1. Hệ số truyền nhiệt giữa hai lƣu thể Theo phƣơng pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau và nhỏ nhất thì áp dụng công thức: : hiệu số nhiệt độ hữu ích nồi thứ i : nhiệt tải riêng trung bình nồi i Suy ra : ( ) ( ) 17 ( ) ( ) Cân bằng nhiệt trong từng nồi của hệ thống : 1 1 .• ( ) 693,366•.2141000• • 412342,5•( ) 3600 3600 D r Q W     1 2 2 .• ( ) 614,742.2237750• • 382122,194•( ) 3600 3600 W r Q W     4.1.3.2. Tính hiệu số nhiệt hữu ích trong từng nồi Phân bố nhiệt hữu ích trong từng nồi : Lập tỉ số cho từng nồi : i i Q K Nồi ⁄ √ ⁄ 1 456,6594 21,3696 2 469,3993 21,6656 Tổng 926,0587 43,0352 Hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi đƣợc tính theo công thức : ⁄ ⁄ Và công thức : √ ⁄ √ ⁄ Với là tổng hệ số nhiệt độ hữu ích : 41,8973 0C Nồi Bề mặt truyền nhiệt bằng nhau Tổng bề mặt truyền nhiệt bé nhất 1 20,6605 20,8045 2 21,2368 21,0928 Kiểm tra 41,8973 41,8973 So sánh ∆Ti* và ∆Ti tính đƣợc ban đầu theo giả thiết của phân bố áp suất 18 Sai số nồi 1 : − | − | Sai số nồi 2 : − | − | Chấp nhận giả thiết phân phối áp suất ban đầu. 4.1.3.3. Tính bề mặt truyền nhiệt F - Theo phƣơng thức bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau : Lƣu ý: F1 và F2 phải bằng nhau - Theo phƣơng thức tổng bề mặt truyền nhiệt là nhỏ nhất : ∑ √ √ Tuy nhiên nên tính theo phƣơng thức bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau : Nồi Bề mặt truyền nhiệt bằng nhau Tổng bề mặt truyền nhiệt bé nhất 1 22,10307 21,95 2 22,10307 22,2541 44,2061 44,2040 Chọn theo phƣơng pháp bề nhiệt truyền nhiệt bằng nhau : F = 22,10307 Theo Bảng VI.6/80[2], thì lấy bằng 25 4.2. Tính toán buồng đốt Tính số ống truyền nhiệt: Trong đó: n : tổng số ống bố trí trên hình 6 cạnh F: diện tích bề mặt truyền nhiệt, F = 25m2 19 l : chiều dài ống truyền nhiệt, l = 1,8m d : đƣờng kính ống truyền nhiệt, m Chọn đƣờng kính ống truyền nhiệt Bảng VI.6/80[2] d n = 25 mm = 25. m d tr = dn – 2δv = 25 – 2.2 = 21(mm) Chọn kiểu bố trí ống truyền nhiệt theo hình lục giác đều Do ∝ 1 > ∝ 2 nên d là đƣờng kính trong của ống truyền nhiệt tr F 25 n 211• π.d .h 3,14.0,021.1,8    (ống) Theo bảng qui chuẩn số ống truyền nhiệt: Bảng V.11/48[2] Chọn n = 217 ống Vậy tổng số ống là 241 ống Số hình sáu cạnh là 8 Số ống trong tất cả các viên phân là: b = 17 ống Đƣờng kính trong của thiết bị trao đổi nhiệt tính theo công thức: Dt = t.( b − 1) + 4dn V.140/49[2] Trong đó: t : bƣớc ống, thƣờng chọn t = (1,2 ÷1,5).dn Chọn t = 1,2.dn ⇒ t = 1,2 . 0,025 = 0,03 m ⇒  tD 0,03. 17 1 4.0,025 0,58•m    Theo Bảng XIII.6/359[2] Chọn Dt = 0,6 m Đƣờng kính ống tuần hoàn trung tâm Tổng thiết diện ngang của tất cả ống truyền nhiệt: 2 2 2.0,025 .241 0,118( ) 4 4 n D d n F m      III-27/121[6] dn : dƣờng kính ngoài ống truyền nhiệt, dn = 25.10 -3 m Thiết diện ngang của ống tuần hoàn (fth) lấy khoảng 15 ÷ 20% thiết diện của tất cả các ống truyền nhiệt (trang 75[2]) Chọn fth = 0,2.FD = 0,2.0,118 = 0,0236 (m 2) trang 121[6] Đƣờng kính trong ống tuần hoàn: 4 4 0,0236 0,173( )thth f D m      III-26/121[6] Chọn theo tiêu chuẩn: Dth = 0,25 m trang 291[5] Đối với ống tuần hoàn trong phải chọn đƣờng kính ống tuần hoàn lớn hơn khoảng 10 lần đƣờng kính ống truyền nhiệt của buồng đốt 20 Ta có : 250 10 10 25 thD d    trang 291[5] Vậy: Dth = 0,25 m 4.2.1. Đƣờng kính buồng đốt Đối với thiết bị cô đặc tuần hoàn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục giác thì đƣờng kính trong của buồng đốt tính theo công thức: 2 0 20.4 sin 60 ( 2 ) . n t th n Fd D D d l     VI.40/74[2] Trong đó: n t d   : hệ số, lấy β = 1,2 t : bƣớc ống, t = 0,03m dn : đƣờng kính ngoài ống truyền nhiệt, dn = 0,025m Ψ: hệ số sử dụng lƣới đỡ ống ( 0.7 0.9    chọn 0,8  ) l : Chiều dài ống truyền nhiệt, l = 1,8m Dth : đƣờng kính ống tuần hoàn trung tâm, Dth = 0,25m Sin60o : do xếp ống theo hình lục giác đều, nên 3 ống cạnh nhau ở hai dãy sát nhau tạo thành một tam giác đều có góc 060  (trang 291[5]) F : diện tích bề mặt truyền nhiệt, F = 25m2 2 0 20,4.1,2 .sin 60 .25.0,025 (0,25 2.1,2.0,025) 0,8 1,8 tD      0,559(m) Chọn theo chuẩn đƣờng kính buồng đốt là Dt = 0,6m (Bảng XIII.6/359[2]) Ống truyền nhiệt bị thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm: Ta có : 0,25 ( 1) 1 1 9,3 0,03 th th D D t b b t         (ống) b: là số ống bị loại nằm trên đƣờng kính ngoài của lục giác đều tính từ tâm ống chọn b = 10 ống Suy ra: Số ống bị thay thế: 0,75.( b2 – 1 ) + 1 = 0,75.(102 – 1) + 1 = 76 (ống) Số ống truyền nhiệt cần thiết: 241 – 76 = 165 ống Vậy số ống truyền nhiệt lúc này là 165 ống Tính diện tích bề mặt truyền nhiệt thực tế: 2. .( . ) .1,8.(165.0,025 0,25) 24,74( )ntt thF l n d D m      Sai số giữa F thực tế và F lý thuyết = 1,04% < 5% Vậy diện tích bề mặt truyền nhiệt đƣợc chọn là 25 m2 và số ống truyền nhiệt là 165 ống. 21 4.2.2. Bề dày của thân buồng đốt Vật liệu dùng để chế tạo buồng đốt thƣờng sử dụng thép chịu nhiệt CT3. Bề dày của thân buồng đốt hình trụ đƣợc tính theo công thức:   C P PD S t    2 . (m) (1) XIII.8/360[2] Trong đó: Dt : đƣờng kính trong của buồng đốt, m [] : ứng suất cho phép, N/m2 φ : hệ số bền của thành hình trụ theo phƣơng dọc P : áp suất trong thiết bị, N/m2 C : hệ số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày Ta có: + Dt = 0,6 m + Trong trƣờng hợp này ta chọn hệ số bền của thành hình trụ bằng hệ số bền của mối hàn hay φ = φh. Dƣạ vào bảng XIII.8/362[2] Chọn φh = 1,0  φ = 1,0 + []: bao gồm ứng suất khi kéo [k] và ứng suất cho phép giới hạn chảy [c] Ứng suất cho phép của thép CT3 theo giới hạn bền    . b k k n  (N/m2) XIII.1/355[2] Trong đó: : hệ số hiệu chỉnh, chọn  = 1 Bảng XIII.2/356[2] nb: hệ số an toàn theo giới hạn bền, nb = 2,6 Bảng XIII.3/356[2] k: giới hạn bền khi kéo, = 380,106 (N/m 2) Bảng XII.4/309[2]    1. 6,2 10.380 . 6   b k k n = 146,15 .106 N/m2 Ứng suất cho phép giới hạn chảy [c]      . c c c n  (N/m2) XIII.2/355[2] Trong đó:  : hệ số hiệu chỉnh, chọn = 1 Bảng XIII.2/356[2] nc : hệ số an toàn theo giới hạn chảy, nc =1,5 Bảng XIII.3/356[2] c : giới hạn chảy, c = 240.106 N/m2 Bảng XII.4/309[2]    1. 5,1 10.240 . 6   c c c n = 160.106 N/m2 Ứng suất cho phép sẽ lấy giá trị nhỏ để tính toán đảm bảo điều kiện bền Vậy nên ta chọn: [] = 146,15.106 N/m2 + Đại lƣợng bổ sung C phụ thuộc vào độ ăn mòn, độ bào mòn và dung sai của chiều dày. Đại lƣợng C đƣợc xác định theo công thức: C = C1 + C2 + C3 (m) XIII.17/363[2] 22 Trong đó: C1 : đại lƣợng bổ sung do ăn mòn, C1 = 1 mm C2 : đại lƣợng bổ sung do hao mòn, C2 = 0 C3 : đại lƣợng bổ sung do dung sai của chiều dày, C3 phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu, C3 = 0,5 mm Bảng XIII.9/364[2]  C= 1 + 0 + 0,5= 1,5 mm = 1,5.10-3 m Nồi 1: Áp suất tính toán trong thiết bị là P = P1 = 4 . 9,81.10 4 = 392400 N/m2 Vì:   P k . = 392400 10.15,146 6 .1 = 372,45 > 50 do đó có thể bỏ qua đại lƣợng P ở mẫu số của công thức (1).    3 6 1 1 10.5,1 1.10.15,146.2 0,6.392400 2 .  C PD S t  = 2,3.10-3 m = 2,3 mm Chọn S1 = 3 mm Kiểm tra ứng suất của thành theo áp suất thử   2,1).(2 .)( 0 ct CS PCSD        (N/m2) XIII.26/365[2] Trong đó: Po: là áp suất thử tính toán. Po = Pth + p1, với p1 = 0 Pth: áp suất thử thuỷ tĩnh Vì P1 = 392400 N/m 2 nằm trong khoảng 0,07.106 ÷ 0,5.106 N/m2 Chọn Pth = 1,5.P1 Bảng XIII.5/358[2]  Po1 = 1,5. 392400 = 588600 N/m 2     2 33 33 1 101 N/m 118,106 = 1).10.5,110.3.(2 588600.)10.5,110.3(6,0 )(2 )(          CS PCSDt Và 2,1 10.240 2,1 6 c  = 200.10 6 N/m2  2,1 c  Vậy chọn S1 = 3 mm là đạt yêu cầu. Nồi 2: Áp suất tính toán trong thiết bị là: P = Phđ2 = P2 =1,388 .9,81.10 4 = 136162,8 N/m2 Vì:   P k . = 136162,8 10.15,146 6 .1 = 1073,3 > 50 do đó có thể bỏ qua đại lƣợng P ở mẫu của công thức (1) 23    3 6 2 2 10.5,1 1.10.15,146.2 8,136162.6,0 2 .  C PD S hđt  = 1,78.10-3 m = 1,78mm Chọn S2 = 2mm Kiểm tra ứng suất thử Po2 = 1,5.136162,8 = 204244,2 N/m 2     1).10.5,110.2.(2 204244,2.)10.5,110.2(6,0 )(2 )( 33 33 2 202          CS PCSDt = 122,65.106 < 200.106 N/m2 Chọn S2 = 2mm Vậy ta có thể chọn bề dày thân buồng đốt của cả 2 nồi là S = 3mm 4.2.3. Bề dày đáy buồng đốt Bề dày đáy buồng đốt đƣợc chọn tính theo nón có gờ, vật liệu là thép CT3, góc ở đáy 900   = 450 và / tR D = 0,15. Bảng XIII.22/396[2]   )(; .2 .. mC yPD S hu t d   XIII.52/399[2]   )(; .cos.2 '. mC P PD Sd     XIII.53/399[2] Trong đó y : yếu tố hình dạng đáy, xác định theo đồ thị hình XIII.15/400[2], tra đƣợc y = 1,3 h : là hệ số bền của mối hàn vòng trên Chọn = 1 XIII.8/362[2] d : là đƣờng kính lỗ tâm ở đáy d = 0,05 m D’: là đƣờng kính ( m ). Đối với đáy nón có gờ: ])cos1.(2.[5,0]sin..10)cos1.(.[2' dRDSRDD tt    C: hệ số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày (m) Vật liệu thép CT3 có giới hạn bền: k = 380.106 N/m2 Bảng XII.4/309[2] c = 240.106 N/m2 Suy ra ứng suất cho phép của thép CT3 theo giới hạn bền:  k k kn    XIII.5/356[2] Trong đó: η: hệ số hiệu chỉnh, chọn η = 1 Bảng XIII.2/356[2] nk : hệ số an toàn bền, chọn nk = 2,6 ; nc = 1,5 Bảng XIII.3/356[2]   8 6 10.462,11. 6,2 10.380 k N/m2   8 6 10.6,11. 5,1 10.240 c N/m2 24 Vậy chọn   = 1,462.108 N/m2 Đại lƣợng bổ sung C phụ thuộc vào độ ăn mòn, độ bào mòn và dung sai của chiều dày. Đại lƣợng C đƣợc xác định theo công thức: C = C1 + C2 + C3 (m) XIII.17/363[2] Trong đó: C1 : đại lƣợng bổ sung do ăn mòn, C1 = 1 mm C2 : đại lƣợng bổ sung do hao mòn, C2 = 0 C3 : đại lƣợng bổ sung do dung sai của chiều dày, C3 phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu, C3 = 0,5 mm Bảng XIII.9/364[2]  C = 1 + 0 + 0,5 = 1,5 mm = 1,5.10-3 m 33 8 10.55,210.5,1 1.10.462,1.2 3,1.392400.6,0  S m Xác định D’: D’= 0,6 – 2.[ 0,15.0,6. ( 1 – cos450) + 10.0,003.sin450] = 0,5 > 0,5.[ 0,6 – 2.0,15.0,6.(1- cos450) + 0,05 ] = 0,3 Hệ số bền của đáy nón theo phƣơng dọc φ = = 1 Vì :   P  . = 392400 10.462,1 8 .1 = 372,58 > 50 do đó có thể bỏ qua đại lƣợng P ở mẫu của công thức XIII.53/399[2], ta có:   33 80 10.45,210.5,1 1.10.462,1.45cos.2 392400.,0 cos2 '.   C PD Sd  m Đại lƣợng tính theo CT XIII.52 lớn hơn, ta chọn kết quả này. Đại lƣợng (Sd – C) = 0,95 mm < 10 mm nên ta tăng thêm 2 mm so với giá trị C (trang386[2]) Do đó C = (1,5 + 2).10-3 = 3,5.10-3 (m)  S = (3 + 3,5).10-3 = 6,5.10-3 (m) Chọn chiều dày đáy buồng đốt là S = 8 mm Bảng XIII.9/364[2] Kiểm tra ứng suất thành theo áp suất thử thủy lực bằng CT   2,1 1 )(cos2 '. 0 0 c h P CS PD    (N/m2) XIII.55[2] Trong đó: Po : là áp suất thử tính toán. Chọn Po = Pth + p1 XIII.27/366[2] Pth: áp suất thử thuỷ tĩnh của nƣớc Chọn Pth = 1,5.P XIII.5/358[2] p1 tính theo CT XIII.10/360[2] Với chiều cao đáy nón là H = 0,323 m Bảng XIII.22/396[2] Po = 1,5.392400 + 9,81.1162,935.0,323 = 5,92.10 5 N/m2 8 6 85 30 5 10.2 2.1 10.240 2,1 10.47,0 1 10.92,5 10).5,38(45cos.2 10.92,5.,0           c N/m 2 25 Vậy chọn chiều dày đáy buồng đốt là S = 8 mm 4.3. Tính toán buồng bốc 4.3.1. Đƣờng kính buồng bốc Chọn đƣờng kính buồng bốc: Dt = 0,9m Bảng XIII.6/359[2] 4.3.2. Chiều cao buồng bốc Thể tích không gian hơi đƣợc xác định theo công thức: tth .U W  kghV (m3) VI.32/71[2] Trong đó: Vkgh : thể tích không gian hơi, m 3 W : lƣợng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h h : khối lƣợng riêng của hơi thứ, kg/m3 Utt : cƣờng độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi trong một đơn vị thời gian, m3/m3 .h Đại lƣợng Utt chịu ảnh hƣởng bởi các yếu tố sau: – Nồng độ dung dịch (d), chƣa đƣợc xác lập chính xác do đó khi tính một cách gần đúng với dung dịch đậm đặc, có thể lấy gần đúng: Utt = (1600 ÷ 1700).f (m 3/m3.h) Ta chọn Utt = 1700 m 3/m3.h – Áp suất hơi thứ cũng có ảnh hƣởng đáng kể tới Utt do đó Utt = f.Utt(1at) (khi P at1 ) (theo CT VI.33/72[2]) Trong đó: Utt(1at) : cƣờng độ bốc hơi cho phép ở P =1 at. F : hệ số điều chỉnh Chiều cao không gian hơi: 2. .4 t kgh kgh D V H   VI.34/72[2] Nồi 1: Pht1 = = 1,436 at tht1 = t’1 = 109,419 oC  = 0,8112 kg/m 3 Bảng I.250/312[1] Tra đồ thị, ta đƣợc f = 0,9 VI.3/72[2] Vậy : Utt = 0,9.1700 = 1530( m 3/m3.h) 1530.8112,0 614,742 .U W ttht1 1 1  kghV = 0,495(m3) Hkgh = 2 4.0,495 3,14.0,9 = 0,778(m) 26 Nồi 2: Pht2 = = 0,211 at tht2 = 60,7 oC  = 0,1344 kg/m 3 Bảng I.250/312[1] Tra đồ thị, ta đƣợc f = 1,6 VI.3/72[2] Vậy : Utt = 1,6.1700 = 2720 m 3/m3.h 2 2 ht2 tt W 635,258 .U 0,1344.2720 kghV   = 1,7(m3) Hkgh = 2 4.1,7 3,14.0,9 = 2,6(m) Chọn chiều cao của phần dịch sôi tràn lên phần buồng bốc là 0,4m. Chọn chiều cao buồng bốc cho cả hai nồi là Hb = 3m. (trang 73/[2]) 4.3.3. Bề dày buồng bốc Vật liệu bằng thép CT3, bề dày đƣợc tính theo công thức:   C P PD S t     ..2 . XIII.8/360[2] Trong đó: Dt = 0,9 m Chọn  = 1 Nồi 1: Pht1 : áp suất trong thiết bị =1,436 . 9,81.104 = 140871,6 (N/m2) Ta có :   P  .= 140871,6 10.462,1 8 .1 = 1037,8 > 50 do đó có thể bỏ qua đại lƣợng P ở mẫu Chọn C = C1 + C2 + C3 = (1+ 0 + 0,5).10 -3 = 1,5.10-3(m) Nên ta có: 3 8 0,9.140871,6 1.5.10 2.1,462.10 .1 S   = 1,93.10-3(m) Chọn chiều dày buồng bốc là S = 2(mm). Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử Theo CT XIII.26/365[2], ta có:      2,12 cot CS PCSD        , (N/m2) Với Po = 1,5.Pht1 + p1 = 1,5. 140871,6 + 0,4.9,81.1162,935 = 215870,7 (N/m 2)      3 6 6 2 3 0,9 2 1,5 10 .215870.7 194,239.10 200.10 ( / ) 2. 2 1,5 10 .1 N m          Vậy chọn bề dày buồng bốc nồi 1 là S = 2 (mm) Nồi 2: Pht2 : áp suất trong thiết bị = 0,211.9,81.104 = 20699,1 (N/m2) 27 Ta có :   P  .= 20699,1 10.462,1 8 .1 = 7063,1 > 50 do đó có thể bỏ qua đại lƣợng P ở mẫu Chọn C = C1 + C2 + C3 = (1 + 0 + 0,5).10 -3 = 1,5.10-3 (m) Nên ta có: 3 8 0,9. 20699,1 1.5.10 2.1,462.10 .1 S   = 1,56.10-3(m) Chọn chiều dày buồng bốc là S = 2(mm). Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử: Theo CT XIII.26/365[2], ta có:      2,12 cot CS PCSD        , (N/m2) Với Po =1,5.Pht2 + p2 = 1,5 . 20699,1 + 0,4.9,81.1303,5 = 36163,6 (N/m 2)      3 6 6 2 3 0,9 2 1,5 10 .36163,6 32,57.10 200.10 (N/m ) 2. 2 1,5 10 .1           Vậy chọn bề dày buồng bốc của cả hai nồi là S = 2 (mm). 4.3.4. Bề dày nắp buồng bốc Đƣợc tính theo đáy bán cầu, vật liệu là thép CT3   )( .2 . ...8,3 . mC h D Pk PD S b t hk t d     XIII.47/385[2] Trong đó: hb : là chiều cao phần lồi của đáy, m Chọn hb = 0,25.Dt = 0,25.0,9 = 0,225 (m) h : là hệ số bền của mối hàn hƣớng tâm, chọn h = 1 k: là hệ số không thứ nguyên đƣợc xác định bởi công thức: k = 1 − d/Dt XIII.48/385[2] Nắp có lỗ đƣợc tăng cứng hoàn toàn k = 1. Nồi 1: Ta có:   1.1. 20699,1 10.462,1 . 6 hk P  = 70,63 > 50 Do đó có thể bỏ qua đại lƣợng P ở mẫu 8 0,9.20699,1 0,9 . 3,8.1,462.10 .1.1 2.0,225 dS C   = 0,067.10-3 + C (m) Vì: S – C= 0,067.10-3 < 10.10-3 (m) Nên ta tăng C thêm 2 mm so với giá trị Do đó C = 3,5.10-3 (m) Suy ra: S = (0,06 +3,5).10-3 = 3,56.10-3 (m) Theo Bảng XIII.9/364[2] chọn chiều dày nắp buồng bốc nồi 1 là S = 4 mm. Kiểm tra ứng suất thành 28     2,1...6,7 )(.2 2 c bh obt CShk PCShD      XIII.49/386[2] vì Pht1 = 140871,6 N/m 2 nằm trong khoảng 0,07.106 ÷ 0,5.106 (N/m2) Chọn Pth = 1,5.Pht1  Po = 1,5. 140871,6 + 9,81.1162,935.0,4 = 216441,2 (N/m 2)     2 3 3 0,9 2.0,225. 4 3,5 10 .216441,2 7,6.1.1.0,225. 4 3,5 10         = 205,1.106 > 200.106 (N/m2) Vậy chọn chiều dày nắp buồng bốc nồi 1 là S = 5 mm (Bảng XIII.9/364[2]) Nồi 2: Vì buồng bốc nồi 2 làm việc ở áp suất chân không và áp suất ngoài nên: P = Pht2 + pn = (0,211 + 1).9.81.10 4 = 118799,1 (N/m2) Ta có:   5065,12301.1. 118799,1 10.462,1 . 8 hk P  Do đó có thể bỏ đại lƣợng P ở mẫu: 8 0,9.118799,1 0,9 . 3,8.1,462.10 .1.1 2.0,225 nS C   = 0,38.10-3 + C , m Vì S – C = 0,38.10-3 < 10.10-3 m Nên tăng C thêm 2 (mm), suy ra C = 3,5.10-3 m Khi đó S = (0,34 +3,5).10-3 = 3,84.10-3 (m) Ta chọn S = 4 mm Kiểm tra ứng suất thành:     2,1...6,7 )(.2 2 c bh obt CShk PCShD      XIII.49/386[2] Vì P = 118799,1 (N/m2) nằm trong khoảng 0,07.106 ÷ 0,5.106 N/m2 Chọn Pth = 1,5.P Vì Pht2 = 1,5. 118799,1 + 9,81.1303,5 .0,4 = 183313,6 (N/m 2)      2 3 6 6 3 0,9 2.0,225 4 3,5 .10 .18 313,6 173,71.10 200.10 7,6.1.1.0,225. 4 3,5 .10           (N/m2) Vậy chọn S2 = 4 mm Ta chọn bề dày nắp buồng bốc cho cả 2 nồi là: S = 5 mm 4.4. Đƣờng kính các ống dẫn Phƣơng trình lƣu lƣợng:   . 4 . 2d Vs  VI.41/74[2] .785,0 sVd  , m 29 Trong đó: – Vs : là lƣu lƣợng khí, hơi, dung dịch chảy trong ống, m 3/s –  : là tốc độ thích hợp đi trong ống, m/s Chọn 20 m/s (đối với hơi bão hòa, chọn ω = 20 ÷ 40 (m/s) 1 m/s (đối với chất lỏng nhớt, chọn ω = 0,5 ÷ 1 (m/s) Mà: Vs = W.v – W: là lƣu lƣợng khối lƣợng, kg/s – v : là thể tích riêng , m3/kg 4.4.1. Đƣờng kính ống dẫn hơi đốt Nồi 1:  3600 693,336 3600 D W 0,193 (kg/s) Ở nhiệt độ thd1 = T1 = 142,9 oC  v = 0,4718 m3/kg Bảng I.250/314[1] Suy ra:  20.785,0 4718,0.193,0 d 0,076 (m) Chọn d = 80(mm) Bảng XIII.26/412[2] Nồi 2: 1W 614,742W 0,17 3600 3600    (kg/s) Ở nhiệt độ thđ2 = T2 = 108,42 0C ⇒ v =1,273 m3/kg Bảng I.250/312[1] Suy ra: )(12,0 20.785,0 273,1.17,0 md  Chọn d = 125 mm Bảng XIII.26/413[2] Tóm lại, chọn cùng loại đƣờng kính ống dẫn hơi đốt cả 2 nồi là d = 125 mm với đƣờng kính ngoài dn = 133 mm. 4.4.2. Đƣờng kính ống dẫn hơi thứ Nồi 1: Đƣờng kính ống dẫn hơi thứ nồi 1 bằng đƣờng kính ống dẫn hơi đốt nồi 2. Suy ra d =125 mm Nồi 2: Ở = 60,7 0C v = 7,48 m3/kg Bảng I.250/312[1]  3600 635,258 3600 W W 2 0,176 (kg/s) 289,0 20.785,0 176,0.48,7 d (m) 30 Theo bảng XIII.26/415[2] Chọn d = 300 mm với đƣờng kính ngoài dn = 325 mm 4.4.3. Đƣờng kính ống dẫn dung dịch Chọn thép chế tạo ống dẫn dung dịch là thép hợp kim X18H10T 4.4.3.1.Đƣờng kính ống dẫn dung dịch đầu vào thiết bị gia nhiệt Ta có: 694,0 3600 2500 3600 G W đ  (kg/s) Giả sử dung dịch ban đầu có nhiệt độ t = 25 oC và xđ = 15% Tra bảng I.23/35[1] ta có:  =1166,5 kg/m3  v =  1 = 1166,5 1 = 0,857. (m3/kg) Chọn ω = 1 m/s  0275,0 1.785,0 10.8570,.694,0 3   d (m) Chọn d = 32 mm, dn = 38 mm Bảng XIII.26/411[2] Từ thiết bị gia nhiệt vào nồi 1 Ta có : đG 2500W 0,694 3600 3600    (kg/s) Giả sử nồi gia nhiệt tăng nhiệt độ dung dịch đầu từ 25 0C lên 100 0C. Ở t = 100 0C , xđ = 15% ρ =1117 kg/m3 Bảng I.57/35[1] ( ) 028,0 1.785,0 105.0,694.0,89 3   d (m) Chọn d = 32 mm, dn = 38 mm Bảng XIII.26/411[2] Từ nồi 1 vào nồi 2 Ta có: đ 1G W 2500 614,742 W 3600 3600      0,52 (kg/s) Dung dịch ra khỏi nồi 1 có: x1 = 20 % và ở nhiệt độ là 121,366 oC ρ = 1154 kg/m3 (tra và nội suy từ bảng 4/11[3] 31 1 0,87.10 1154 v      (m3/kg) 024,0 1.785,0 100,52.0,87. 3   d (m) Chọn d = 25 mm, dn = 32 mm Bảng XIII.26/410[2] 31 Ra khỏi nồi 2 đến thùng chứa sản phẩm Lƣu lƣợng khối lƣợng của dung dịch sau khi ra khỏi nồi 1 là: đ 1 2G W W 2500 1250W 3600 3600       0,35 (kg/s) Dung dịch ra khỏi nồi 2 có : xc = 30% và nhiệt độ là 88,055 0C ρ = 1284 kg/m3 31 1 0,78.10 1284 v      (m3/kg) 018,0 1.785,0 100,35.0,78. 3   d (m) Chọn d = 20 mm, dn = 25 mm Bảng XIII.26/409[2] Tóm lại, chọn đƣờng kính ống dẫn dung dịch cho toàn hệ thống là d = 32 mm, dn = 38 mm. 4.4.3.2. Đƣờng kính ống tháo nƣớc ngƣng Nồi 1 : Lƣu lƣợng khối lƣợng là:  3600 693,336 3600 D W 0,193 (kg/s) Ta có thd1 = T1 = 142,9 oC  = 923,76 kg/m3 Bảng I.5/11[1]  v =  1 = 923,76 1 =1,083.10-3 (m3/kg)  016,0 1.785,0 103.0,193.1,08 3   d (m) Chọn d = 20 mm , dn = 25 mm Bảng XIII.26/410[2] Nồi 2 : Lƣu lƣợng khối lƣợng là: (kg/s) 0,171 3600 614,742 3600 W W 1  Ta có thd2 = T2 = 108,42 oC ρ = 952,2 kg/m3 Bảng I.5/11[1]  v =  1 = 952,2 1 =1,05.10-3 (m3/kg)  015,0 1.785,0 10.0,171.1,05 3   d (m) Chọn d = 20 mm , dn = 25 mm Bảng XIII.26/410[2] Vậy, chọn đƣờng kính ống dẫn nƣớc ngƣng cho toàn hệ thống là d = 20 mm, dn = 25mm. 32 Bảng 4. 1. Đường kính các loại ống dẫn Ống dẫn Đƣờng kính trong d (mm) Đƣờng kính ngoài dn (mm) Ống dẫn hơi đốt 125 133 Ống dẫn hơi thứ nồi 1 125 133 Ống dẫn hơi thứ nồi 2 300 325 Ống dẫn nguyên liệu vào thiết bị gia nhiệt 32 38 Ống dẫn dung dịch 32 38 Ống tháo nƣớc ngƣng 20 25 4.5. Chiều dày vỉ ống Buồng đốt có 2 vỉ ống cố định đƣợc hàn vào mặt trên và mặt dƣới. Chiều dày vỉ ống phải đảm bảo giữ chặt ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn, bền dƣới tác dụng của các loại ứng suất, chống đƣợc ăn mòn. Chọn phƣơng pháp gắn ống vào vỉ bằng phƣơng pháp nong. Chiều dày tối thiểu: ( ) đƣờng kính ngoài ống truyền nhiệt, = 25mm Để giữ nguyên hình dạng vỉ ống sau khi nong cần đảm bảo tiết diện dọc giới hạn bởi 2 thành lỗ gần nhất phải lớn hơn tiết diện nhỏ nhất cho phép : ( − ) ⇒ − − Với: = t = 30mm − Vậy: bề dày vỉ ống là . 4.6. Chiều dày lớp cách nhiệt Để nhiệt truyền qua thành thiết bị hay ống dẫn thoát ra ngoài không khí không làm tổn thất nhiệt lƣợng, ta phải bọc thiết bị hay ống dẫn bằng một vật liệu dẫn nhiệt kém gọi là lớp cách nhiệt. 4.6.1. Tính bề dày lớp cách nhiệt của ống dẫn Bề dày lớp cách nhiệt bọc các ống dẫn trong điều kiện cấp nhiệt ra ngoài không khí chuyển động tự do, nhiệt độ môi trƣờng xung quanh khoảng 20 oC đƣợc tính theo công thức: )( .. .8,2 5,1 3,1 2 35,12,1 m q td Tn   V.137/41[2] 33 Trong đó: – dn: đƣờng kính ngoài của ống dẫn (không kể lớp cách nhiệt) –  : hệ số dẫn nhiệt của lớp cách nhiệt, W/m.độ – q : nhiệt tổn thất tính theo 1 m chiều dài ống, W/m – tT2 : nhiệt độ mặt ngoài của ống kim loại chƣa kể lớp cách nhiệt, oC Chọn chất cách nhiệt là bông thủy tinh, với: –  = 0,0372 W/m.độ Bảng I.126/128[1] –  = 200 kg/m3 Bảng I.1/8[1] 4.6.1.1. Ống dẫn hơi đốt Bảng 4. 2. Ống dẫn hơi đốt Nồi 1 Nồi 2 dn (mm) 133 133 tT2 ( oC) 142,9 108,42 λ (W/m.độ) 0,0372 0,0372 q (W/m) tra bảng V.7- ST QTTB T2/42 100,8 80,6 Nồi 1:  28,7 8,100 9,142.0,0372.133 .8,2 5,1 3,135,12,1  (mm) Theo quy chuẩn chọn δ = 8 mm Nồi 2:  11,7 6,80 42,108.0,0372.133 .8,2 5,1 3,135,12,1  (mm) Theo quy chuẩn chọn δ = 8 mm 4.5.1.2. Ống dẫn hơi thứ Nồi 1: Ống dẫn hơi thứ nồi 1 là ống dẫn hơi đốt nồi 2 nên bề dày lớp cách nhiệt của ống dẫn hơi thứ 1 là:  8 mm. 34 Nồi 2: Bảng 4. 3. Ống dẫn hơi thứ Nồi 2 dn (mm) 325 tT2 ( oC) 60,7 λ (W/m.độ) 0,0372 q (W/m) tra Bảng V.7/42[2] 95,3 61,7 3,95 7,60.0,0372.325 .8,2 5,1 3,135,12,1  (mm) Theo quy chuẩn chọn  = 8 mm 4.5.1.3. Ống dẫn dung dịch Bảng 4. 4. Ống dẫn dung dịch vào nồi 1 từ nồi 1 qua nồi 2 từ nồi 2 qua bình chứa dn (mm) 38 32 25 tT2 ( oC) 100 121,366 80,055 λ (W/m.độ) 0,0372 0,0372 0,0372 q (W/m) tra Bảng V.7/42[2] 46,5 56,96 36,29 3,2 2,5 2,13 Theo quy chuẩn chọn  = 4 mm 4.5.1.4. Ống dẫn tuần hoàn ngoài Nồi 1: Bề dày lớp cách nhiệt bằng bề dày lớp cách nhiệt của ống dẫn dung dịch từ nồi 1 sang bể chứa sản phẩm,  = 4 mm Nồi 2: Bề dày lớp cách nhiệt bằng bề dày lớp cách nhiệt của ông dẫn dung dịch từ nồi 2 sang nồi 1, δ = 4 mm 4.6.2. Tính bề dày lớp cách nhiệt của thân thiết bị Bề dày lớp cách nhiệt cho thân đƣợc tính theo công thức: )( .. 8,2 5,1 3,1 2 35,12,1 mm q td Tn   35 2 1 2.( ) .( ) a n T kk T a t t T t      VI.66/92[2] Trong đó : – tT2 : nhiệt độ bề mặt lớp cách nhiệt về phía không khí (40 ÷ 50 oC), chọn tT2 = 40 oC – tT1 : nhiệt độ lớp cách nhiệt tiếp giáp bề mặt thiết bị, vì trở lực nhiệt tƣờng thiết bị rất nhỏ so với trở lực nhiệt của lớp cách nhiệt cho nên tT1 có thể lấy gần bằng nhiệt độ hơi đốt, T1 =142,9 oC – tkk : nhiệt độ môi trƣờng xung quanh, tkk = 25 oC – λ : hệ số dẫn nhiệt của lớp cách nhiệt (bông thuỷ tinh) ( λ = 0,0372 W/mđộ) Hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ngoài của lớp cách nhiệt đến không khí n = 9,3 + 0,058.tT2 VI.67/ 92[2] n = 9,3 + 0,058.40 = 11,62 W/m 2. độ Bề dày lớp cách nhiệt:. a = )( )( . 2 21 kkT TT n a tt tt     = )2540( )409,142( . 62,11 0372,0   = 0,022 (m) Theo quy chuẩn chọn  = 22mm Do điều kiện làm việc của buồng đốt và buồng bốc của 2 tƣơng tự nhau nên ta chọn  = 22 (mm) cho cả buồng đốt và buồng bốc của cả 2 nồi. 4.7. Chọn mặt bích Mặt bích là một bộ phận quan trọng để nối các phần của thiết bị cũng nhƣ các bộ phận khác với thiết bị. Công nghệ chế tạo mặt bích phụ thuộc vào vật liệu cấu tạo mặt bích, phƣơng pháp nối với áp suất môi trƣờng. Hệ thống cô đặc đang tính có áp suất làm việc không cao lắm nên chọn loại bích liền để nối các bộ phận của thiết bị. 4.7.1. Buồng đốt Áp suất thủy tĩnh trong phần dƣới thân thiết bị là: 1 . .P g H XIII.10/360[2] Trong đó: – g: gia tốc trọng trƣờng, g = 9,81 m/s2 –  : khối lƣợng riêng của chất lỏng, kg/m3 Với Phđ1 = 4 at,  = 923,76 kg/m3 Áp suất tính toán trong thiết bị: Nồi 1: P = Phđ1 + P1 = 4.9,81.10 4 + 9,81 . 923,76 .1,8 = 408711,7 (N/m2) Nồi 2: P = Phđ2 + P1 = 1,388 . 9,81.10 4 + 9,81. 952,2 .1,8 = 152976,7 (N/m2) 4.7.2. Buồng bốc Áp suất buồng bốc 36 Nồi 1: P = Pht1 + P1 = 1,436 .9,81.10 4 + 9,81.951,41.0,4 = 144605(N/m2) Nồi 2: P = Pht2 + P1 = 0,211 . 9,81.10 4 + 9,81.982,87 .0,4 = 24556 (N/m2) Theo bảng tra XIII.26/419 − 420[2] Bảng 4. 5. Kích thước bích nối buồng đốt, buồng bốc. Thiết bị P.106 (N/m2) Dt (mm) Kích thƣớc ống nối Bu-lông h D Db Di Do db Z mm Cái Buồng đốt 0,408 600 740 690 650 611 M20 20 20 Buồng bốc 0,246 900 1030 980 950 911 M20 24 20 Chọn bích để nối các bộ phận với ống dẫn, chọn bích liền kiểu 1 (Theo Bảng XIII.26/419 − 420[2] Bảng 4. 6. Kích thước bích nối các ống dẫn 4.8. Chọn tai treo Chọn 4 tai treo bằng thép CT3 cho một buồng đốt Tải trọng cho 1 tai treo đƣợc tính theo công thức : 4 max 1 G G T  , N 8-68/191[4] Gmax : trọng lƣợng lớn nhất của thiết bị, N Ống dẫn Dy Dn Kích thƣớc ống nối Bu-lông h D Db D1 db Z mm cái Hơi đốt 125 133 235 200 178 M16 8 14 Hơi thứ nồi1 125 133 235 200 178 M16 8 14 Hơi thứ nồi 2 300 325 435 395 365 M20 12 22 NL vào TBGN 32 38 120 90 70 M12 4 12 Dung dịch 32 38 120 90 70 M12 4 12 Tháo nƣớc ngƣng 20 25 90 65 50 M10 4 12 37 Gmax = Gthân(bđ+bb) + Gnắp + Gđáy + Gcách nhiệt + Glỏng + Ghơi + Gbích + Gống + Gvỉ 4.8.1. Khối lƣợng đáy buồng đốt Ứng với chiều dày đáy buồng đốt là S = 8 mm, đƣờng kính trong Dt = 0,6 m Chiều cao gờ h = 0,025 m Khối lƣợng của đáy thiết bị Gđáy = 28 kg Bảng XIII.11/384[2] 4.8.2. Khối lƣợng thân buồng đốt Bề dày buồng đốt là S = 3 mm Khối lƣợng thân buồng đốt ).( 4 . . 22 tnđ DD H M   Chiều cao buồng đốt H = 1,8 m Khối lƣợng riêng vật liệu CT3: ρ = 7850 kg/m3 Bảng XII.7/313[2] Dn = Dt + 2.S = 0,6 + 2.0,003 = 0,606 (m) )(26,80)6,0606,0( 4 8,1.14,3 .7850 22 kgM đ  4.8.3. Khối lƣợng nắp buồng bốc Ứng với chiều dày nắp buồng bốc là S = 4 mm, đƣờng kính trong Dt = 0,8 m chiều cao gờ h = 0,025 m Khối lƣợng của nắp thiết bị: Gđáy = 24,2 kg Bảng XIII.11/384[2] 4.8.4. Khối lƣợng thân buồng bốc Với bề dày buồng bốc là S = 2 mm Khối lƣợng thân buồng bốc : )( 4 . 22 tnbc DD H M   Chiều cao buồng bốc H = 3 m Khối lƣợng riêng vật liệu CT3: 7850 kg/m3 Bảng XII.7/313[2] Dn = Dt + 2.S = 0,9 + 2.0,002 = 0,904 m Vậy : 2 23,14.37850. .(0,904 0,9 ) 133,4 4 bcM    kg 4.8.5. Khối lƣợng lớp cách nhiệt 4 ).(. . 2'2' tn cachnhiet DDH M    - Buồng đốt: Chiều cao H = 1,8 m Đƣờng kính trong D’t = 0,606 m 38 Đƣờng kính ngoài D’n = D’t + 2.S = 0,606 + 2.0,022 = 0,65 (m) Khối lƣợng bông thủy tinh 200 kg/m3  62,15 4 )606,065,0.(8,1.14,3 .200 22   cachnhietM (kg) - Buồng bốc: Chiều cao H = 3 m Đƣờng kính trong D’t = 0,904 m Đƣờng kính ngoài D’n = D’t + 2.S = 0,904 + 2.0,022 = 0,948 (m) Khối lƣợng riêng bông thủy tinh 200 kg/m3  2 23,14.3.(0,948 0,904 ) 200. 38,38 4 cachnhietM    (kg) Nên khối lƣợng lớp cách nhiệt: 15,62 38,38 54cachnhietM    (kg) 4.8.6. Khối lƣợng cột chất lỏng Áp dụng công thức: 4 ... . 2 max t long DHn M  Chiều cao cột lỏng H = 1,8 m Khối lƣợng riêng lớn nhất của chất lỏng 935,1162max  kg/m3 Tổng số ống truyền nhiệt 165 ống Đƣờng kính trong Dt = 0,032 m  2165.1,8.3,14.0,032 1126,935. 269 4 longM   kg 4.8.7. Khối lƣợng cột hơi Áp dụng công thức: 4 .. . 2 max t hoi DH M  Chiều cao cột hơi H = 3 m Khối lƣợng riêng lớn nhất của chất lỏng 12,2max  kg/m3 (Ứng với P = 4 at tra bảng I.251/315[1]) Đƣờng kính trong Dt = 0,9 m  23.3,14.0,9 2,12. 4 4 hoiM   (kg) 4.8.8. Khối lƣợng bích Chọn vật liệu làm bích là thép hợp kim X18H10T Áp dụng công thức:  .)..( 4 . 22 hDDnM nbích  n: là số lƣợng bích Khối lƣợng riêng vật liệu làm bích X18H10T: ρ = 7900 kg/m3 39 Tra bảng XIII.26/409[2] đối với bích nối bộ phận thiết bị và ống dẫn (bích liền bằng kim loại đen) Tra bảng XIII.27/417[2] đối với bích liền nối thiết bị Bảng 4. 7. Khối lượng bích Bích n D Dn h Khối lƣợng M Buồng đốt 2 0,74 0,6 0,02 46,56 Buồng bốc 2 1,03 0,9 0,02 62,27 Hơi đốt 2 0,235 0,133 0,014 6,52 Hơi thứ 2 0,435 0,325 0,022 22,82 Ống dẫn dung dịch 4 0,12 0,038 0,012 3,86 Tháo nƣớc ngƣng 2 0,09 0,025 0,012 1,1 Tổng khối lƣợng bích (kg) 143,13 4.8.9. Khối lƣợng ống truyền nhiệt Chọn vật liệu ống truyền nhiệt là thép hợp kim X18H10T, 37900• /thép kg m  Khối lƣợng của toàn bộ ống truyền nhiệt: bố trí 241 ống truyền nhiệt kể cả trong hình viên phân (Bảng V.11/48[2])  .)( 4 22 hDDnM tnong  99,4947900.8,1).021,0025,0( 4 14,3 .241 22  (kg) 4.8.10. Khối lƣợng vỉ ống Chọn thép chế tạo vỉ ống là thép hợp kim X18H10T Thể tích thép làm vỉ ống bao gồm cả 2 bích: Tổng diện tích các lỗ: )(106,0 4 025,0 .14,3.217 4 .. 2 22 m D nS nong   Diện tích vỉ: )(43,0 4 74,0 . 4 . 2 22 m D S nvi   Diện tích còn lại: Scl = 0,43 − 0,106 = 0,324 (m 2) Khối lƣợng vỉ và bích: cl.S .h. 2.0,324.0,01.7900 51,2( )viM n kg   h = 10 mm: chiều dày vỉ ống 40 Tóm lại, tổng tỉ trọng tác dụng lên tai treo: G = [Mthân (đốt + bốc) + Mnắp + Mđáy + Mcách nhiệt + Mlỏng + Mhơi + Mbích + Mống + Mvỉ] .9,81 = (80,26 + 133,4 + 24,2 + 28 + 47,84 + 269 + 4 + 143,13 + 494,99 + 51,2 ).9,81 = 12517,8 N Vậy tải trọng 1 tai treo : 4 1 12517,8 0,32.10 4 4 G G    N  Chọn theo bảng XIII.36/438[2] với tải trọng 1 tai treo lấy bằng 0,5.104 N (tai treo thiết bị thẳng đứng). Bảng 4. 8. Các thông số của tai treo Tải trọng cho phép lên tai treo (G.10-4, N) Bề mặt đỡ (F.104, m2) Tải trọng cho phép lên bề mặt đỡ (G.10-6, N/m2) L B B1 H s l a d Khối lƣợng một tai treo mtt (kg) (mm) 0,5 72,5 0,69 100 75 85 155 6 40 15 18 1,23 41 CHƢƠNG 5: KẾT LUẬN Sau một thời gian cố gắng tìm đọc, tra cứu tài liệu tham khảo, cùng với sự giúp đỡ tận tình của thầy cô bộ môn và thầy hƣớng dẫn em đã hoàn thành nhiệm vụ đồ án thiết kế đƣợc giao. Qua quá trình tiến hành em đã rút ra đƣợc một số nhận xét sau: – Việc thiết kế và tính toán một hệ thống cô đặc là việc làm phức tạp, đòi hỏi tính tỉ mỉ và lâu dài. Nó không những yêu cầu ngƣời thiết kế phải có kiến thức thực sự sâu về quá trình cô đặc mà còn phải biết một số lĩnh vực khác nhƣ: Cấu tạo các thiết bị phụ khác, các quy chuẩn trong bản vẽ kĩ thuật… – Công thức tính toán không còn gò bó nhƣ những môn học khác mà đƣợc mở rộng dựa trên các giả thiết về điều kiện, chế độ làm việc của thiết bị. Bởi trong khi tính toán, ngƣời thiết kế đã tính toán đến một số ảnh hƣởng ở điều kiện thực tế, nên khi đem vào hoạt động thì hệ thống sẽ làm việc ổn định. – Không chỉ có vậy, việc thiết kế đồ án môn quá trình thiết bị này còn giúp em củng cố thêm nhƣng kiến thức về quá trình cô đặc nói riêng và các quá trình khác nhằm nâng cao kĩ năng tra cứu tính toán và sử lý số liệu Viêc thiết kế đồ án học phần là một cơ hội cho sinh viên ngành hóa nói chung và bản thân em nói riêng làm quen với công việc của một kỹ sƣ hóa học Để hoàn thành nhiệm vụ thiết kế đƣợc giao chúng em xin chân thành cảm ơn thầy Trần Hoài Đức là giáo viên hƣớng dẫn trực tiếp đã tận tình giúp đỡ và cung cấp những kiến thức cơ bản về các quá trình và các thiết bị chủ yếu Mặc dù chúng em đã cố gắng hoàn thành tốt nhiệm vụ nhƣng không tránh khỏi những thiếu sót trong quá trình tính toán thiết kế. Em mong đƣợc thầy cô xem xét và chỉ dẫn thêm. Chúng em xin chân thành cảm ơn! 42 TÀI LIỆU THAM KHẢO [1]. TS Trần Xoa, TS Nguyễn Trọng Khuông, KS Hồ Lê Viên – Sổ tay Quá trình và Thiết bị Công nghệ Hóa chất – Tập 1 - NXB KHKT Hà Nội, 1992 [2]. TS Trần Xoa, TS Nguyễn Trọng Khuông, TS Phạm Xuân Toản – Sổ tay Quá trình và Thiết bị Công nghệ Hóa chất – Tập 2 – NXB KHKT Hà Nội [3]. Bộ môn Máy và Thiết bị – Bảng tra cứu Quá trình cơ học, Truyền nhiệt và Truyền khối – NXB ĐHBK T.p Hồ Chí Minh, 2012 [4]. Hồ Lê Viên – Tính toán, thiết kế thiết bị hoá chất và dầu khí, NXB KHKT Hà Nội, 2006 [5]. Phạm Văn Bôn (chủ biên) – Nguyễn Đình Thọ, Quá trình & Thiết bị CNHH – Tập 5 – Quá trình và Thiết bị Truyền nhiệt, NXB Đại Học Quốc gia TpHCM, 9/2004 [6]. Phạm Văn Thơm – Sổ tay thiết kế hóa chất và thực phẩm, Bộ Giáo dục và Đào tạo, 1992 [7]. Bộ môn QTTB CN Hoá và Thực phẩm – Tài liệu hƣớng dẫn thiết kế đồ án môn học QTTB CNH TP (thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều), ĐHBK HN, 2012.