Đồ án Thiết Kế Thiết Bị Cô đặc Dung Dịch NaOH Có ống Tuần Hoàn ...

• Đăng ký
• Đăng nhập
• Liên hệ

Thư viện tài liệu, ebook tổng hợp lớn nhất Việt Nam

Website chia sẻ tài liệu, ebook tham khảo cho các bạn học sinh, sinh viên

• Trang Chủ
• Tài Liệu
• Upload

Trang Chủ › Kỹ Thuật - Công Nghệ›Hóa Học - Dầu Khí›Đồ án Thiết kế thiết bị cô đặc dung dịch NaOH có ống tuần hoàn trung tâm Đồ án Thiết kế thiết bị cô đặc dung dịch NaOH có ống tuần hoàn trung tâm

Các phần tính toán nêu trên cho thấy: - Hệ thống cô đặc chân không 1 nồi liên tục dung dịch NaOH với năng suất nhập liệu 6 m3/h khá đơn giản. Vì năng suất này không cao nên kích thước của của các thiết bị đều ở mức độ vừa phải. - Chi phí đầu tư không cao, trong đó thiết bị chính chiếm khoảng 33 % tổng chi phí. - Kết cấu thiết bị đơn giản và có thể được điều khiển tự động. Vì vậy, nhìn chung hệ thống này phù hợp với quy mô phòng thí nghiệm và quy mô pilot.

66 trang | Chia sẻ: truongthinh92 | Lượt xem: 8992 | Lượt tải: 1 Bạn đang xem trước 20 trang tài liệu Đồ án Thiết kế thiết bị cô đặc dung dịch NaOH có ống tuần hoàn trung tâm, để xem tài liệu hoàn chỉnh bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên độ hữu ích) dẫn đến giảm bề mặt truyền nhiệt. Mặt khác, cô đặc chân không thì nhiệt độ sôi của dung dịch thấp nên có thể tận dụng nhiệt thừa của quá trình sản cuất khác (hoặc sử dụng hơi thứ) cho cô đặc. Cô đặc ở áp xuất cao hơn áp xuất khí quyển thường dung cho các dung dịch không bị phân hủy ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ để sử dụng hơi thứ của dung dịch cho các quá trình khác. Còn cô đặc ở áp xuất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà thải ra ngoài không khí. Đây là phương pháp đơn giản nhưng nhiệu quả kinh tế không cao. 2.2 Ứng dụng của cô đặc Trong sản xuất thực phẩm, ta cần cô đặc các dung dịch đường, mì chính, nước trái cây Trong sản xuất hoá chất, ta cần cô đặc các dung dịch NaOH, NaCl, CaCl2, các muối vô cơ Hiện nay, phần lớn các nhà máy sản xuất hoá chất, thực phẩm đều sử dụng thiết bị cô đặc như một thiết bị hữu hiệu để đạt nồng độ sản phẩm mong muốn. Mặc dù cô đặc chỉ là một hoạt động gián tiếp nhưng nó rất cần thiết và gắn liền với sự tồn tại của nhà máy. Cùng với sự phát triển của nhà máy, việc cải thiện hiệu quả của thiết bị cô đặc là một tất yếu. Nó đòi hỏi phải có những thiết bị hiện đại, đảm bảo an toàn và hiệu suất cao. Do đó, yêu cầu được đặt ra cho người kỹ sư là phải có kiến thức chắc chắn hơn và đa dạng hơn, chủ động khám phá các nguyên lý mới của thiết bị cô đặc 2.3 Các thiết bị trong cô đặc 2.3.1 Phân loại và ứng dụng a. Theo cấu tạo Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên). Thiết bị cô đặc nhóm này có thể cô đặc dung dịch khá loãng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt. Bao gồm: · Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc), ống tuần hoàn trong hoặc ngoài. · Có buồng đốt ngoài (không đồng trục buồng bốc) Nhóm 2: dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức). Thiết bị cô đặc nhóm này dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5 m/s đến 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt. Ưu điểm chính là tăng cường hệ số truyền nhiệt k, dùng được cho các dung dịch khá đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt. Bao gồm: · Có buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài. · Có buồng đốt ngoài, ống tuần hoàn ngoài. Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng. Thiết bị cô đặc nhóm này chỉ cho phép dung dịch chảy dạng màng qua bề mặt truyền nhiệt một lần (xuôi hay ngược) để tránh sự tác dụng nhiệt độ lâu làm biến chất một số thành phần của dung dịch. Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như nước trái cây, hoa quả ép. Bao gồm: · Màng dung dịch chảy ngược, có buồng đốt trong hay ngoài: dung dịch sôi tạo bọt khó vỡ. · Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt trong hay ngoài: dung dịch sôi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ. b. Theo phương pháp thực hiện quá trình - Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở): nhiệt độ sôi và áp suất không đổi; thường được dùng trong cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, nhằm đạt năng suất cực đại và thời gian cô đặc ngắn nhất. - Cô đặc áp suất chân không: dung dịch có nhiệt độ sôi thấp ở áp suất chân không. Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn và sự bay hơi dung môi diễn ra liên tục. - Cô đặc nhiều nồi: mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi không nên quá lớn vì nó làm giảm hiệu quả tiết kiệm hơi. Người ta có thể cô chân không, cô áp lực hay phối hợp cả hai phương pháp; đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu quả kinh tế. - Cô đặc liên tục: cho kết quả tốt hơn cô đặc gián đoạn. Có thể được điều khiển tự động nhưng hiện chưa có cảm biến đủ tin cậy. Đối với mỗi nhóm thiết bị, ta đều có thể thiết kế buồng đốt trong, buồng đốt ngoài, có hoặc không có ống tuần hoàn. Tuỳ theo điều kiện kỹ thuật và tính chất của dung dịch, ta có thể áp dụng chế độ cô đặc ở áp suất chân không, áp suất thường hoặc áp suất dư. Trong thực tế người ta thường thiết kế các hệ thống cô đặc nhiều nồi để tang hiệu quả sử dụng hơi đốt. 3. QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 3.1 Cơ sở lựa chọn quy trình công nghệ: Quá trình cô đặc có thể được tiến hành trong một thiết bị cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, làm việc liên tục hoặc gián đoạn. Quá trình cô đặc có thể được thực hiện ở áp suất khác nhau tùy theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường có thể dùng thiết bị hở nhưng khi làm việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cô đặc chân không vì có ưu điểm là có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt (khi áp suất giảm thì nhiệt độ sôi của dung dịch giảm dẫn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng). Theo tính chất của nguyên liệu và sản phẩm, cũng như điều kiện kỹ thuật của đầu đề, em lựa chọn thiết bị cô đặc chân không 1 nồi liên tục có buồng đốt trong và ống tuần hoàn trung tâm. Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như sau: hơi nước bão hòa được cấp vào thiết bị để làm bay hơi dung môi của dung dịch. Hơi đốt sau cấp nhiệt ngưng tụ lại được tháo qua côc tháo nước ngưng. Dung môi bay hơi qua cơ cấu tách bọt, hơi thứ ra khỏi thiết bị đi vào thiết bị ngưng tụ bazomet thành lỏng. Dung dịch sau cô đắc đạt được nồng độ cần thiết sẽ được tháo qua cửa tháo liệu ra ngoài Ưu nhược điểm của hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều: Ưu điểm: Thiết bị đơn giản, dễ vận hành. Cô đặc ở áp suất chân không làm giảm nhiệt độ sôi của dung dịch, giảm chi phí năng lượng, hạn chế việc chất tan bị lôi cuốn theo và bám lại trên thành thiết bị (làm hư thiết bị). Nhược điểm: Cô đặc ở áp suất chân không làm giảm nhiệt độ sôi của dung dịch, giảm chi phí năng lượng, hạn chế việc chất tan bị lôi cuốn theo và bám lại trên thành thiết bị (làm hư thiết bị). 3.2 Sơ đồ và thuyết minh quy trình công nghệ: 3.2.1 Sơ đồ công nghệ: 3.2.2 Thuyết minh quy trình: Dung dịch Naoh 15%, ở 30oC, được bơm từ bể chứa nguyên liệu lên bồn cao vị, sau đó được cho qua lưu lượng kế rồi vào thiết bị gia nhiệt ban đầu. Tại đây, dung dịch NaOH đi bên trong ống truyền nhiệt và được gia nhiệt bẳng hơi bão hòa đi bên ngoài ống. Sau khi ra khỏi thiết bị gia nhiệt ban đầu, dung dịch sẽ được nhập vào thiết bị cô đặc tuần hoàn ống tâm, ở đây dung dịch đi bên trong ống tuần hoàn trung tâm và ống truyền nhiệt, còn hơi đốt là hơi bão hòa sẽ đi bên ngoài ống, tại đây dung dịch được cô đặc đến nồng độ 30%. Hơi đốt là hơi bão hòa được đưa vào thiết bị cô đặc, hơi đốt đi bên ngoài ống truyền nhiệt, nước ngưng sẽ được tháo ra bên ngoài, đồng thời trong ống tháo nước ngưng có cốc tháo nước ngưng để tránh hơi đốt thoát ra bên ngoài, khí không ngưng cũng sẽ được cho thoát ra bên ngoài qua ống xả. Hơi thứ của thiết bị cô đặc được đưa vào thiết bị ngưng tụ baromet, dùng nước để ngưng tụ, phần hơi không ngưng tụ sẽ được đưa qua thiết bị tách lỏng để ngưng tụ phần hơi còn lại, phần khí sẽ được hút ra ngoài bằng bơm chân không. 4. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ 4.1 Cân bằng vật chất và năng lượng 4.1.1 Dữ kiện ban đầu Nồng độ đầu: xđ = 15 % Nồng độ cuối: xc = 30 % Năng suất nhập liệu: Vđ = 6m3/h Nhiệt độ đầu của nguyên liệu: chọn t0 = 30 oC Áp suất ngưng tụ: pn = 1 – 0,4 = 0,6 at 4.1.2 Cân bằng vật chất Xác định lượng hơi thứ bốc lên Khối lượng riêng của dung dịch NaOH 15 % ở 30 oC: ρđ = 1158,87 kg/m3 (tra bảng I.23[1-35]). Năng suất thiết bị (tính theo kg/h) : Gđ = ρđ.Vđ = 1158,87 5.6 = 6593,22 kg/h Theo công thức 5.16, trang 293, [5]: Có Gđ .xđ = Gc.xc => (kg/h) Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi thiết bị Cân bằng vật chất cho thiết bị cô đặc Gđ = Gc + W => W = Gđ – Gc = 6953,22 – 3476,61 = 3476,61 (kg/h) 4.1.3 Tổn thất nhiệt độ Tổn thất nhiệt độ của hơi thứ trên ống dẫn từ buồng bốc đến thiết bị ngưng tụ. Chọn Δ’’’ = 1 oC Ta có áp suất tại thiết bị ngưng tụ là pn = 0,6 at ⇒ nhiệt độ của hơi thứ trong thiết bị ngưng tụ là tn = 85,5 oC (Bảng I.251 [1-314]) Nhiệt độ sôi của dung môi tại áp suất buồng bốc: tsdm(po) – tn = Δ’’’ ⇒ tsdm(po) = tn + Δ’’’ = 85,5 + 1 = 86,5 oC Áp suất buồng bốc: tra bảng [1-312] ở nhiệt độ 86,5 oC ⇒ po = 0,6275 at Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng (Δ’) Theo công thức của Tisencô (VI.10), [2-59] Δ’ = Δ’o . f Trong đó: Δ’o: tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất khí quyển. Dung dịch được cô đặc có tuần hoàn nên a = xc = 30 %. Tra bảng VI.2, [2-67]: Δ’o = 17oC f – hệ số hiệu chỉnh do khác áp suất khí quyển, được tính theo công thức VI.11 [2-59]: Trong đó: t - nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất đã cho (tsdm(po) = 86,5 oC) r - ẩn nhiệt hoá hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc. Tra bảng I.25[1-314]: r = 2293,25 kJ/kg. ⇒ Δ’ = 17.0,9096 = 15,4632 oC ⇒ tsdd(po) = tsdm(po) + Δ’ = 86,5 + 15,4632 = 101,9632 oC Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (Δ’’) Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là Δp (N/m2), Ta có: ; N/m2 Trong đó: ρs – khối lượng riêng trung bình của dung dịch khi sôi bọt; kg/m3 ρs = 0,5.ρdd ρdd – khối lượng riêng thực của dung dịch đặc không có bọt hơi; kg/m3 Giả thiết tsdd(po+ Δp) = 104oC, C% = xc = 30 %, Ta có ρdd = 1273,29 kg/m3 (tra bảng I.23[1-35]). ⇒ ρs = 0,5.1273,29 = 636,645 kg/m3 Hop – chiều cao thích hợp của dung dịch sôi tính theo kính quan sát mực chất lỏng; m Hop = [0,26 + 0,0014.(ρdd – ρdm)].ho Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là ho = 3,0 m (bảng VI.6 [2-80]) ρdm Khối lượng riêng của dung môi tại nhiệt độ sôi của dung dịch 104 oC. Tra bảng I.249 [1-311], ρdm = 955,5 kg/m3 ⇒ Hop = [0,26 + 0,0014.(1273,29 – 955,5)].3,0 = 1,595 m at Ptb = Po + ΔP = 0,6275 + 0,05 = 0,6775 Tra bảng I.251[1-314], ptb = 0,6775 at => tsdm(ptb) = 88,445 oC Ta có: Δ’’ = tsdm(po + Δp) – tsdm(po) = tsdd(po + Δp) – tsdd(po) = 88,445 – 86,5 = 1,945 oC ⇒ tsdd(ptb) = tsdd(po) + Δ’’ = 102,021 + 1,945 = 103,966 Sai số 0,30% được chấp nhận. Vậy tsdd(ptb) = 104 oC. Sản phẩm được lấy ra tại đáy ⇒ tsdd(po + 2Δp) = 102,021 + 2.1,945 105,911oC Tổng tổn thất nhiệt độ: ΣΔ = Δ’ + Δ’’ + Δ’’’ ⇒ ΣΔ = 15,521 + 1,945 + 1 = 18,466 oC Kết luận: Với nhiệt độ sôi của dung dịch NaOH 30% ở ấp xuất Ptb = 0,6611 at => tsdd(Ptb) = 104oC Chọn áp xuất của hơi nước bão hòa đảm bảo tD > tsdd(Ptb) từ 10- 15oC => áp xuất hơi đốt: PĐ = 4 at => tĐ =142,9 oC (tra bảng T.251[1-314]) Chênh lệch nhiệt độ hữu ích: Δthi = tD – (tc + ΣΔ) = 142,9 – (85,5 +18,466) = 38,934 oC Thông số Ký hiệu Đơn vị Giá trị Nồng độ đầu xđ %wt 15 Nồng độ cuối xc %wt 30 Năng suất nhập liệu Gđ kg/h 6953,22 Năng suất tháo liệu Gc kg/h 3476,61 HƠI THỨ Suất lượng W kg/h 3476,61 Áp suất po at 0,6275 Nhiệt độ tsdm(po) oC 86,5 Enthalpy iW kJ/kg 2655,7 Ẩn nhiệt ngưng tụ rW kJ/kg 2293,25 HƠI ĐỐT Áp suất pD at 4 Nhiệt độ tD oC 142,9 Ẩn nhiệt ngưng tụ rD kJ/kg 2141 TỔN THẤT NHIỆT ĐỘ Nhiệt độ sôi của dung dịch ở po tsdd(po) oC 102,021 Tổn thất nhiệt độ do nồng độ Δ’ oC 15,521 Áp suất trung bình ptb at 0,6775 Nhiệt độ sôi của dung môi ở ptb tsdm(ptb) oC 88,445 Tổn thất nhiệt độ do cột thuỷ tĩnh Δ’’ oC 1,945 Nhiệt độ sôi của dung dịch ở ptb tsdd(ptb) oC 104 Tổn thất nhiệt độ trên đường ống Δ’’’ oC 1 Tổng tổn thất nhiệt độ ΣΔ oC 18,466 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích Δthi oC 38,934 4.1.4 Cân bằng năng lượng 4.1.4.1 Cân bằng nhiệt lượng Dòng nhiệt vào (W): Do dung dịch đầu Gđcđtđ Do hơi đốt D i" Do hơi ngưng trong đường ống dẫn hơi đốt DφDctD Dòng nhiệt ra (W): Do sản phẩm mang ra Gccctc Do hơi thứ mang ra W i" Do nước ngưng Dcθ Nhiệt cô đặc Qcđ Nhiệt tổn thất Qtt Nhiệt độ của dung dịch NaOH 18 % trước và sau khi đi qua thiết bị gia nhiệt: tvào = 30 oC tra = tsdd(po) = 102,021 oC Nhiệt độ của dung dịch NaOH 15 % đi vào thiết bị cô đặc là tđ = 101,9632 oC Nhiệt độ của dung dịch NaOH 30 % đi ra ở đáy thiết bị cô đặc là: tc = tsdd(po) + 2Δ’’ = 101,9632 + 2.1,322 = 104,61 oC Nhiệt dung riêng của dung dịch NaOH: Nhiệt dung riêng của dung dịch NaOH ở các nồng độ khác nhau được tính theo công thức(I.43) và (I.44) [1-152]: a = 15 % (a < 0,2): cđ = 4186.(1 - a) = 4186.(1 - 0,15) = 3558,1 J/(kg.K) a = 30 % (a > 0,2): cc = 4186 - (4186 - cct).a = 4186 – (4186 – 1310,75).0,3 = 3323,425 J/(kg.K) Với cct là nhiệt dung riêng của NaOH khan, được tính theo công thức (I.41) và bảng I.141 [1-152]: 4.1.4.2 Phương trình cân bằng nhiệt Gđcđtđ + D iD" + φDctD = Gccctc + W iW" + Dcθ ± Qcđ + Qtt (+Qcđ ứng với quá trình thu nhiệt, - Qcđ ứng với quá trình toả nhiệt) Có thể bỏ qua: Nhiệt lượng do hơi nước bão hoà ngưng tụ trong đường ống dẫn hơi đốt vào buồng đốt: φDctD = 0 Nhiệt cô đặc: Qcđ = 0 Trong hơi nước bão hoà, bao giờ cũng có một lượng nước đã ngưng bị cuốn theo khoảng φ = 0,05 (độ ẩm của hơi). ⇒ Nhiệt lượng do hơi nước bão hoà cung cấp là D(1 - φ)( iD" - cθ); W Nước ngưng chảy ra có nhiệt độ bằng nhiệt độ của hơi đốt vào (không có quá lạnh sau khi ngưng) thì ( iD" - cθ) = rD = 2171 kJ/kg (ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt). D(1 - φ).(i” - C.θ) + GĐ.CĐ.tĐ = Gc.Cc.tc + W.i”w + Qtt Thay Qtt = ε.QD = 0,005. QD QD = D.(1 – ε).(1 – φ).(i”D – Cθ) = GĐ(Cc.tc - CĐ.tĐ) + W(i”w - Cc.tc) Lượng hơi đốt tiêu tốn biểu kiến Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp QD = D.(1 – ε).(1 – φ).rD = 1,1403.(1 – 0,05).(1 – 0,05).2141000 = 2203480,657 (W) Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng (kg hơi đốt/kg hơi thứ) Thông số Ký hiệu Đơn vị Giá trị Nhiệt độ vào buồng bốc tđ oC 102,021 Nhiệt độ ra ở đáy buồng đốt tc oC 105,911 Nhiệt dung riêng dung dịch 15% cđ J/(kg.K) 3558,1 Nhiệt dung riêng dung dịch 30% cc J/(kg.K) 3323,453 Nhiệt tổn thất Qtt W 1101740,329 Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp QD W 2203480,657 Lượng hơi đốt biểu kiến D kg/s 1,1403 Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng d kg/kg 1,1808 4.2 Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc 4.2.1 Tính hệ số cấp nhiệt cho hai phía Giả sự điều kiện làm vệc của phòng đốt thỏa mãn Thông số ống truyền nhiệt H = 3m; d = 32x2 mm Hơi ngưng tụ trên bề mặt chảy dòng. TÍNH LẶP LẦN 1. Giả sử Δt1 = 3,1oC Nhiệt tải phía hơi nước bão hòa (Công thức V.101 [2 – 28]) Trong đó: α1: Hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng; W/m2.K r: Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa ở áp suất 4at Tra bảng I.251 [1-314] có r =2141 KJ/kg H: chiều cao của ống truyền nhiệt H = 3m A: Hệ số phụ thuộc vào màng nước ngưng. Trong đó tt1: Nhiệt độ của mặt tường 1 tD: Nhiệt độ của hơi đốt; tD = 142,9oC tt1 = tđ – Δt1 = 142,9 – 3,1 = 139,8 (oC) ( oC) Với tm = 141,35 tra bảng [2-29] ta được A = 194,05 Nhiệt tải phía hơi ngưng Q1 = α1 . Δt1 = 8671,785.3,1 = 26880,599 (W/m2) Nhiệt tải riêng từ bề mặt đốt đến lòng chất lỏng sôi Áp dụng công thức VI.27[2-71] (W/m2.k) Trong đó: αn: Hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch. Do nước sôi sủi bọt nên αn được tính theo công thức V.91[2-26] với p = 0,6275 at = 61536,73 N/m Δt = Δt2 = tt2 – tsdd(ptb) tt2 = tt1 - Δtt Trong đó: Δt2: Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi Δt1: Chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống Δtt: hiệu số truyền nhiệt giữa 2 mặt ống truyền nhiệt Δt = Q1 . Σr Σr: Tổng nhiệt trở của thaanhf ống truyền nhiệt r1, r2 nhiệt trở cặn bẩn 2 phía tường Tra bảng VI [2-4] r1 = 0,232.10-3; Nhiệt trở của nước sạch r2 = 0,387.10-3; Nhiệt trở của cặn bẩn Tra bảng VI.6[2-80] Chọn ống truyền nhiệt có bề dày δ = 0,002m Vật liệu thép OX18H10T có λ = 163,3 W/m.K Δtt = 268800,599.7,42.10-4 = 19,945 (oC) tt2 = tt1 – Δtt = 139,8 – 19,945 = 119,854 (oC) Δt2 = tt2 – tsdd(ptb) = 119,84 – 104 = 15,854(oC) αn = 0,145.61536,730,5.15,8552,33 = 22505,919 (W/m2.k) Tại tsdd(ptb) = 104 (oC) và tsdm(ptb) = 88,445 (oC) ta có C µ ρ λ Dung dịch 3323,425 0,001769 1271,57 0,59 Dung môi 4239,688 0,320.10-3 966,3263 0,6794 Ghi chú: Cdm, µdm, λdm, ρdm: Tra bảng I.249[1-311] µdd: Tra bảng I.23[1-35] λdd: Được tính theo công thức I.32[1-123] Trong đó: A: Hệ số phụ thuộc vào mức độ lien kết của chất lỏng. Đối với chất lỏng lien kết A = 3,58.10-8 M: Khối lượng mol của hỗn hợp (ở đây là NaOH và H2O) M = a.MNaOH + (1- a).MH2O) = a.40 + (1- a).18 a: là phần mol của NaOH M = 0,161677.40 + (1- 0,161677).18 = 21,55689 Do đó: α2 = 22505,919.0,182 = 4096,077 Q2 = 4096,077.15,855 = 64943,305 (W/m2) Nhận xét: Q1 = 26880,599 W/m2 khác xa với Q2 = 64943,305 W/m2 nên cần tính lặp để chọn Δt1 thích hợp để Q1 = Q2 TÍNH LẶP LẦN 2. Giả sử Δt1 = 3,5oC Nhiệt tải phía hơi nước bão hòa tt1 = tđ – Δt1 = 142,9 – 3,5 = 139,4 (oC) ( oC) Với tm = 141,15 tra bảng [2-29] ta được A = 194,1725 Nhiệt tải phía hơi ngưng Q1 = α1 . Δt1 = 8417,334.3,5 = 29460,679 (W/m2) Nhiệt tải riêng từ bề mặt đốt đến lòng chất lỏng sôi Δtt = 29460,679.7,42.10-4 = 21,8598 (oC) tt2 = tt1 – Δtt = 139,4 – 21,8598 = 117,540 (oC) Δt2 = tt2 – tsdd(ptb) = 117,540 – 104 = 13,54(oC) αn = 0,145.61536,730,5. 13,542,33 = 15581,879 (W/m2.k) Do đó: α2 = 15581,879.0,182 = 2835,902 Q2 = 2835,902.13,51 = 38398,1136 (W/m2) Từ dữ kiện tính lặp 2 lần trên ta có đồ thị q2 q1 0 q ∆t Từ đồ thị chon Δt1 = 3,63oC TÍNH LẶP LẦN 3. Giả sử Δt1 = 3,63oC Nhiệt tải phía hơi nước bão hòa tt1 = tđ – Δt1 = 142,9 – 3,63 = 139,27 (oC) ( oC) Với tm = 141,09 tra bảng [2-29] ta được A = 194,1635 Nhiệt tải phía hơi ngưng Q1 = α1 . Δt1 = 8340,309.3,63 = 30297,102 (W/m2) Nhiệt tải riêng từ bề mặt đốt đến lòng chất lỏng sôi Δtt = 30297,102.7,42.10 -4 = 22,480 (oC) tt2 = tt1 – Δtt = 139,27 – 22,480 = 116,789 (oC) Δt2 = tt2 – tsdd(ptb) = 16,789 – 104 = 12,789(oC) αn = 0,145.61536,730,5. 12,7892,33 = 13641,57 (W/m2.k) Do đó: α2 = 13641,57.0,182 = 2482,766 Q2 = 2482,766.12,7891 = 31752,098 (W/m2) Nhận xét: Sai số tương đối của Q1 và Q2 sau 3 lần tính lặp Chấp nhận sai số. 4.2.2 Nhiệt tải riêng trung bình 4.2.3 Hệ số truyền nhiệt K cho quá trình cô đặc 4.2.4 Diện tích bề mặt truyền nhiệt 4.2.5 Số ống truyền nhiệt (α 1> α2) Trong đó: dn: Đưuòng kính ngoài của ống truyền nhiệt; m H: chiều cao của ống truyền nhiệt; H = 3m F: Diện tích bề mặt trao đổi nhiệt; F = 41,479 m2 (ống) Quy chuẩn theo bảng VII[2-48] chọn số ống truyền nhiệt n = 241 ống, bố trí theo hình lục giác đều. Số ống trên đường xuyên tâm: 17 ống Tổng số ống không kể các ống trên hình viên phân: 217 ống Số ống trong hình viên phân: Dãy 1 4 ống Dãy 2 0 ống Tổng số ống trên tất cả các hình viên phân: 24 ống Số hình lục giác: 8 hình Tổng số ống truyền nhiệt: 241 ống 4.2.6 Đường kính ống tuần hoàn trung tâm Theo công thức III.50 [3-134] Trong đó: n là số ống truyền nhiệt 241 ống dtr : đường kính ống truyền nhiệt 32x2mm; dtr = 28 mm Dth : đường kính ống tuần hoàn φ : Hệ số hiệu chỉnh φ. = 0,25 ÷ 0,35 Quy chuẩn bảng XIII.26[2] →Dth = 273 mm Thông số Kí hiệu Đơn vị Giá trị Nhiệt độ phía hơi ngưng tụ tt1 oC 139,27 Nhiệt độ phía dung dịch sôi tt2 oC 116,789 Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ α1 W/m2.k 8346,309 Hệ số cấp nhiệt phíadung dịch sôi α2 W/m2.k 2482,766 Bề dày của ống trao đổi nhiệt S m 0,002 Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống λ W/m2.k 16,3 Nhiệt trở phía hơi ngưng r1 m2.k/W 0,232.10-3 Nhiệt trở phía dung dịch sôi r2 m2.k/W 3,87.10-3 Hệ số truyền nhiệt tổng quát K W/m2.k 790,771 Nhiệt tải riêng trung bình Qtb W/m2 31024,6 Diện tích bề mặt truyền nhiệt F m2 41,479 Số ống trao đổi nhiệt n ống 241 Đường kính ống tuần hoàn trung tâm Dth mm 273 4.3 Tính cơ khí của thiết bị cô đặc 4.3.1 Buồng đốt nồi cô đặc 4.3.1.1 Đường kính trong buồng đốt nồi cô đặc Đối với thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm, ống truyền nhiệt được bố trí theo hình lục giác đều. Đường kính trong buồng đốt được tính theo công thức III-52[3-135] Trong đó: Hệ số β = 1,3 – 1,5 → Chọn β = 1,4 t là bước ống dn = 0,032 m Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt ψ: Hệ số sử dụng vì ống thường có giá trị 0,7 – 0,9 → Chọn ψ = 0,8 l : Chiều dài ống truyền nhiệt Dnth : Đường kính ngoài ống tuần hoàn trung tâm Dnth = 273 +2.2 = 277 mm α= 600 : Góc ở đỉnh tam giác Suy ra: Quy chuẩn theo bảng XIII.6 Dt = 0,9 m. 4.3.1.2 Tính bề dày buồng đốt Chọn vật liệu làm thân buồng đốt là thép OX18H10T Bề dày buồng đốt tính theo công thức XIII.8 [2-360]; ; m Trong đó: Dt : Đường kính trong của thiết bị (m) Dt = 900 mm =0,9 m φ: Hệ số bền của thân trụ theo phương dọc, φ=0,95 tra bảng VIII.8[2-262] P: Áp suất trong của thiết bị (N/m2) [σ]: Ứng suất cho phép C: Hệ số ăn mòn và dung sai về chiều dày (m) Với (Công thức XIII.7 [2-360]) C1: Bổ sung ăn mòn, xuất phát từ điều kiện ăn mòn vật liệu của môi trường và thời gian làm việc của thiết bị. Chọn C1 = 1 mm C2: Đại lượng bổ sung do hao mòn. C2 chỉ tính đến trong trường hợp nguyên liệu chứa các hạt rắn chuyển động với vận tốc lớn trong thiết bị. Chọn C2 = 0. C3: Đại lượng bổ sung do dung sai chiều dày. C3 phụ thuộc vào chiều dày của tấm vật liệu. Tra bảng XIII.9 [2-364] có C3 = 0,40 → C = 1,40 mm. Ứng suất cho phép khi kéo: σk giới hạn bền khi kéo( Tra bảng XII.4 [2-310] với thép dày từ 4 – 20 mm → σk = 550 . 104 N/m2 Ứng suất cho phép theo giới hạn chảy: Trong đó: σc = 220 . 104 N/m2 (Tra bảng XII.4 [2-304] với thép dày từ 4 – 20 mm) η: Hệ số hiệ chỉnh η = 0,9 (tra bảng XII.2[2-356] chọn thiết bị loại I) nb, nc: hệ số an toàn theo giới hạn bền và giới hạn chảy. nb = 2,6; nc = 1,5 (tra bảng XII.3[2-356]) Thay số vào ta được So sánh 2 giá trị [σk] và [σc] chọn [σ] = 132.106(N/m2) Áp xuất tính toán cho thiết bị p = pD = 4 at = 4.9,81.104 = 39,2.104 (N/m) Bề dày của buồng đốt là Chọn bề dày buồng đốt S =4 mm Kiểm tra ứng xuất (Công thức XII.26[2-365]) Với p0 = pth + p1 pth: Áp suất thủy lực; pth = 1,5.p (Bảng XIII.5[2-358]) pth = 1,5.29,43.104 = 44,15.104 (N/m2) p1: Áp suất thủy tĩnh của nước; p1 = ρ.g.h; (N/m2) ρ: Khối lượng riêng của hơi nước bão hòa; p =4 at nên ρ = 2120 kg/m3 h: chiều cao cảu cột lỏng h = 3m p1 = 3.2120.9,81 = 62391,6(N/m2) p0 = 62391,6 + 44,15.104 = 50,39.104 (N/m2) 92.106 < 110.106 (thỏa mãn điều kiện) Vậy bề dày buồng đốt là S = 4 mm 4.3.1.3 Chiều dày lưới đươc ống Chiều dày của lưới đỡ ống phải thỏa mãn những yêu cầu sau: Giữ chặt ống khi nung, bền. Chịu ăn mòn. Giữ nguyên hình dạng khi khoan. Bền dưới tác dụng của các loại ứng suất a. Để đáp ứng yêu cầu 1 Chọn S’ = 10 mm b. Để đáp ứng yêu cầu 2 S =S’ + C = 10+1,40 = 11,4 mm Chọn S = 12 mm c. Để đáp ứng yêu cầu 3 f = S.(t – dn) > fmin = 4,4.dn +12 f = 12.(44,8 – 32) = 153,6 fmin = 4,4.32 + 12 = 152,8 Thỏa mãn yêu cầu f > f min d. Để thỏa mãn yêu cầu 4 ta tiến hành kiểm tra mạng ống theo giới hạn bền uốn điều kiện Trong đó: P: áp xuất làm việc của thiết bị Pb = 39,2 N/m2 dn: Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt dn = 32 mm = 0, 32m Theo hình trên có AB = t.cos30o = 44,8.cos30o = 38,10 mm AD = t +ED = 44,8 44,8.0,5 = 67,2 mm S =12 mm Chiều dày mạng lưới đỡ ống là 12 mm 4.3.1.4 Chiều dày đáy phòng đốt Nắp và đáy thiết bị là những bộ phận quan trọng của thiết bị thường được chế tạo cùng loại vật liệu với thân thiết bị Đáy và nắp thiết bị có thể nối với than bằng cách hàn hoặc ghép bích Chọn đáy dạng elip có gờ, làm bằng vật liệu OX18H10T Chiều dày đáy phòng đốt được tính theo công thức 47[2-385] Trong đó: hb: Chiều cao phần lồi đáy thiết bị; hb được tra theo bảng XII.10[2-382]. Với Dt = 900mm nên có hb =225mm, và h = 0,95 mm φh: Hệ số bền hàn hướng tâm φh = 0,95 K: hệ số không thứ nguyên, được xác định theo công thức (Công thức XII.48[2-358]; d: đường kính lớn nhất (hay kích thước lớn nhất của lỗ không phải hình tròn) (Công thức VII.42[2-74]) Trong đó: V: lưu lượng dung dịch ra khỏi nồi cô đặc (NaOH 30% ở 105,91oC) ω: Vận tốc thích hợp của dung dịch trong ống; với đung dịch NaOH ta chon ω = 0,5 m/s Do đó ta có Suy ra p: áp suất hơi ra khỏi buồng đốt p =0,6 at = 5,89.104(N/m2) Đại lượng bổ sung C khi S – C < 10 mm. Nên ta thêm 2 mm so với C. Do đó C = 2 +1,4 = 3,4 S = 2,64.10-4 + 3,4 = 3,66.10-3 Chọn chiều dày thực tế S = 4 mm Kiểm tra ứng suất thành thiết bị theo áp suất thử bằng thủy lực theo công thưc XII.49[2-386] Với po = 1,5.p = 1,5.5,89.104 = 8,835.104 78,55.106 < 132.106 Đảm bảo độ an toàn ta chọn S = 4 mm 4.3.1.5 Tra bích để lắp đáy vào thân pb.106 (N/m2) Dt (mm) Kích thước nối Kiểu bích D (mm) Db (mm) D1 (mm) D0 (mm) Bu lông 1 db (mm) z (cái) h (mm) 0,4 900 1030 980 950 911 M20 24 22 4.3.2 Buồng bốc nồi cô đặc 4.3.2.1 Thể tích không gian hơi Thể tích không gian hơi của buồng bốc được tính theo công thức VI.32[2-71] Trong đó Vkgh: Thể tích không gian hơi ; m3 W: Lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị W = 3476,61 kg/h ρ: khối lượng riêng của hơi thứ ; ρ = 0,3743 kg/m3 Utt: Cường độ bốc hơi thể tích cho phép của không gian hơi (thể tích hơi bốc trên một đơn vị thể tích của khoảng không gian hơi trong một đơn vị) ; m3/m3.h Cường độ bốc hơi phụ thuộc vào nồng độ của dung dịch và áp xuất hơi thứ. Ở điiều kiện áp xuất P = 1 at tra hình VI.3[2-72] ta được Utt (1at)= 1700 m3/m3.h Khi P ≠ 1 at thì Utt = f. Utt (1at) (công thức VI.33[2-72]) Với f là hệ số hiệu chỉnh. Tra hình VI.3[2-72] có f = 1,3 Utt = 1,.3.1700 = 2210 (m3/m3.h) 4.3.2.2 Chiều cao của buồng bốc. ( Công thức VI.34[2-72]) Với Dt là đường kính buồng bốc. Chọn Dt = 1,3 m Chiều cao của buồng bốc là: Chọn chiều cao buồng bốc là H = 4 m 4.3.2.3 Bề dày thân buồng bốc Chọn nhiệt độ thành thiết bị là nhiệt độ của môi trường (đối với thiết bị đun nóng có cách nhiệt bên ngoài). Thân thiết bị hình trụ hàn, làm việc chiu áp suất trong với kiểu hàn giáp mối 2 bên, tay hàn bằng hồ quang điện, vật liệu chế tạo là thép không gỉ OX18H10T Chiều dày của thiết bị được xác định theo công thức XII.8[2-206] Với p = 0,6275 at = 6,2.104 (N/m2) (m) Chon theo chuẩn bề dày buồng đốt s = 4mm Kiểm tra lại điều kiện ứng suất. (Công thức XII.26[2-36]) Với po = 1,5.P = 1,5.6,2.104 = 9,3.104(N/m2) 24,5.106<110.106 Thỏa mãn điều kiện. Vậy chon bề dày buồn bốc là S = 4mm 4.3.2.3 Bề dày nắp buồng bốc Chọn vật liệu là thép không gỉ OX18H10T. Nắp elip có gờ Chiều dày của nắp buồng bốc được xác định theo công theo công thức 47[2-385] Trong đó: hb: Chiều cao phần lồi đáy thiết bị; hb được tra theo bảng XII.10[2-382]. Với Dt = 900mm nên có hb =325mm, và h = 1,94 mm φh: Hệ số bền hàn hướng tâm φh = 0,95 K: hệ số không thứ nguyên, được xác định theo công thức (Công thức XII.48[2-358]; d: đường kính lớn nhất (hay kích thước lớn nhất của lỗ không phải hình tròn) (Công thức VII.42[2-74]) Trong đó: V: lưu lượng dung dịch ra khỏi nồi cô đặc (NaOH 30% ở 105,91oC) ω: Vận tốc thích hợp của hơi trong thiết bị; với hơi bão hòa ta chon ω = 30 m/s Do đó ta có Suy ra p: áp suất hơi ra khỏi buồng đốt p =0,6275 at = 5,9.104(N/m2) Đại lượng bổ sung C khi S – C < 10 mm. Nên ta thêm 2 mm so với C. Do đó C = 2 +1,4 = 3,4 S = 4.10-4 + 3,4 = 3,8.10-3 Chọn chiều dày thực tế S = 4 mm Kiểm tra ứng suất thành thiết bị theo áp suất thử bằng thủy lực theo công thưc XII.49[2-386] Với po = 1,5.p = 1,5.5,9.104 = 8,85.104 41,6.106 < 110.106 Đảm bảo độ an toàn ta chọn S = 4 mm 4.3.2.4 Tra bích để lắp đáy vào thân pb.106 (N/m2) Dtr (mm) Kích thước nối Kiểu bích D (mm) Db (mm) Dt (mm) D0 (mm) Bu lông 1 db (mm) z (cái) h (mm) 0,1 1300 1440 1390 1360 1313 M20 80 22 4.4 Tính toán thiết bị phụ trợ 4.4.1. Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu 4.4.1.1 Lựa chọn thiết bị và các thông số đầu vào Lựa chon thiết bị gia nhiệt là thiết bị ống chùm đặt thẳng đứng. 2 lưu thể chảy ngược chiều nhau. Dung dịch cần gia nhiệt đi trong ống từ dưới lên, hơi bão hòa đi ngoài ống từ trên xuống. Vật liệu: được chế tạo bằng thép không gỉ OX18H10T Chiều cao của ống truyền nhiệt H = 1,5 m Đường kính ống truyền nhiệt d = 32x2 mm Hệ số dẫn nhiệt λ =16,3 W/m.K Hơi nước bão hòa: p = 4 at t = 142,9 oC r = 2141000 J/kg Dung dịch NaOH 15% tđ = 30 oC tc = 102,021 oC G = 6593,22 kg/h = 1,83 kg/s 4.1.1.2 Tính toán thiết bị 4.1.1.2.1 Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa hai lưu thể: Hiệu số nhiệt độ lớn: ∆tl = 142,9 – 30 = 112,9 (oC). Hiệu số nhiệt độ bé: ∆tb = 142,9 – 102,021 = 40,879 (oC). Nhiệt độ trung bình của hai lưu thể được xác định: ∆ttb = = = 70,9 (oC). Nhiệt độ trung bình của từng lưu thể là: Hơi đốt: t1tb = 142,9 oC Phía hỗn hợp: t2tb = 142,9 – 70,9 = 72 (oC) 4.1.1.2.2 Tính nhiệt lượng trao đổi Q. Q = G.Cp(tc – tđ) Trong đó: G - lưu lượng hỗn hợp ban đầu, G = 1,83 kg/s; Cp - nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại t2tb = 72 oC suy ra C = 3781,5 tc, tđ: Nhiệt độ đầu cuối của dung dịch; Vậy : Q = 1,83. 3781,5.(102,021 – 30) = 498395,763 (W) 4.1.1.2.3 Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể. Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ theo công thức: , W/m2.oC Trong đó: r - Nhiệt ngưng tụ của hơi lấy theo nhiệt độ hơi bão hòa, J/kg; ∆t1 - Chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và thành ống truyền nhiệt, oC; H - chiều cao ống truyền nhiệt (m) ; chọn H = 2 m; A - hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng. Tính lần 1: giả sử chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa là ∆t1 2 oC. a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ: tt1= t1tb- ∆t1= 142,9 - 2= 140,9 (oC) Khi đó ta có nhiệt độ màng nước ngưng là: (oC) Từ tm = 141,9oC tra bảng ta được: A = 194,285 Vậy: =11519,756 W/m2.oC Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ: q1 = α1.∆t1 =11519,756 .2 =23039,513 b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2(Với Re = 10500) Hệ số cấp nhiệt α được tính theo công thức: và Trong đó : Prt- chuẩn số Prandtl tính theo nhiệt độ trung bình của tường, còn các thông số khác tính theo nhiệt độ trung bình của dòng; εk- hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường kính d của ống. → εk = 1 Tính chuẩn số Pr theo công thức : Trong đó: Cp - nhiệt độ riêng của hỗn hợp ở t2tb; Cp = 3781,5 μ - độ nhớt của dung dịch ở t2tb; µ = 1,099.10-3 λ - hệ số dẫn nhiệt độ ở t2tb; λ= 0,5709 Tính chuẩn số Prt : Hiệu số nhiệt độ ở hai phía thành ống: ∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt Trong đó: tt2: nhiệt độ thành ống phía hỗn hợp, oC; ∑rt - nhiệt trở ở hai bên ống truyền nhiệt, m2.oC /W Trong đó: rt1, rt2 - nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của tường, m2.độ/W; δ - bề dày của ống truyền nhiệt, (m); chọn δ = 2 mm = 0,002 m; λ - hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống, W/m.oC; λ = 46,5 W/m.độ. Dựa vào bảng V.1[2-4]ta chọn: rt1 = 0,387 , m2.độ/W rt2 = 0,725 , m2.độ/W (m2.độ/W) ∆tt = q1.∑rt= 23039,513.1,235.10-3 = 28,454 (oC) tt2 = tt1 – ∆tt = 140,9– 28,454 = 112,446 (oC) ∆t2 = tt2 – t2tb = 112,446 – 72 = 40,446 (oC) Tại tt2 = 40,446 oC nội suy ta có: Cpt = 3798,11 J/kg.độ λt = 0,5801 (W/m2.oC) µt = 0,5226.10-3 q2 = α2.∆t2 = 2033,17. 40,466 = 82274,433 (W/m2) Ở đây ta thấy rằng nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ q1= 23039,513 W/m2 khác rất xa với nhiệt tải riêng về phía hỗn hợp chảy xoáy q2= 82274,433 W/m2. Mà bài toán ta đang xét là truyền nhiệt ổn định nên q1= q2= qtb, do vậy, để tìm giá trị qtb ta phải tính lặp. Tính lần 2: giả sử chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa là ∆t1 = 0,8 oC. a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ theo công thức: tt1= t1tb - ∆t1= 142,9 - 0,8= 142,1 (oC) Khi đó ta có nhiệt độ màng nước ngưng là: (oC) Từ tm = 142,5 oC tra bảng ta được: A = 194,42 Vậy : (W/m2.độ) Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ: q1 = α1.∆t1 = 14495,392. 0,8 = 11596,3135 (W/m2) b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2 (với Re = 10500) Hiệu số nhiệt độ ở hai phía thành ống: ∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt = 11596,3135.1,235.10-3 = 14,321 (oC) tt2 = tt1 – ∆tt = 142,9 – 14,321 = 127,779 (oC) ∆t2 = tt2 – t2tb= 127,779 – 72 = 55,779 (oC) Tại tt2 = 55,779 oC nội suy ta có: Cpt = 3801,945 J/kg.độ λt = 0,58197 (W/m2.oC) µt = 0,30415.10-3 q2 = α2.∆t2 = 2335,765. 55,779 = 130286,6176 (W/m2) Dựa vào 2 lần tính ta có đồ thị: Tính lần 3: Chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa dựa theo đồ thị là ∆t1 = 4,1 oC. a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ theo công thức: tt1= t1tb - ∆t1= 142,9 - 3,8= 139,1 (oC) Khi đó ta có nhiệt độ màng nước ngưng là: (oC) Từ tm = 141 oC tra bảng ta được: A = 194,2 Vậy : (W/m2.độ) Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ: q1 = α1.∆t1 = 9807,65. 3,8 = 37269,06 (W/m2) b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2 (với Re = 10500) Hiệu số nhiệt độ ở hai phía thành ống: ∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt = 37269,06.1,235.10-3 = 46,03 (oC) tt2 = tt1 – ∆tt = 142,9 – 46,03 = 93,07 (oC) ∆t2 = tt2 – t2tb= 93,07 – 72 = 21,07 (oC) Tại tt2 = 93,07 oC nội suy ta có: Cpt = 3792,401 J/kg.độ λt = 0,57711 (W/m2.oC) µt = 0,79875.10-3 q2 = α2.∆t2 = 21817,44. 21,07 = 38293,5 (W/m2) Nhận xét: Sai số tương đối của Q1 với Q2 Chấp nhậ sai số của Q1 và Q2 (W/m2) 4.1.1.2.4 Tính bề mặt truyền nhiệt. 4.1.1.2.5 Số ống truyền nhiệt. Số ống truyền nhiệt: Dựa bảng quy chuẩn và chọn tổng số ống với cách sắp xếp theo hình lục giác là : n = 127 ống Số ống trên đường xuyên tâm: 13 ống Tổng số ống không kể các ống trên hình viên phân: 127 ống Số ống trong hình viên phân: Dãy 1 0 ống Dãy 2 0 ống Tổng số ống trên tất cả các hình viên phân: 0 ống Số hình lục giác: 6 hình Tổng số ống truyền nhiệt: 127 ống 4.1.1.2.6 Đường kính trong thiết bị đun nóng. D = t.( b – 1 ) + 4.dn, m Trong đó : t – bước ống, thường lấy t = 1,2 – 1,5 dn ; dn – đường kính ngoài của ống truyền nhiệt, m; b – số ống trên đường xuyên tâm sáu cạnh. Vậy: D = 1,5.0,032.(13 – 1 ) + 4.0,032 = 0,6656 m Quy chuẩn theo bảng XIII.6[2] D = 0,7 m = 700 mm 4.1.1.2.7. Tính chiều cao của thiết bị. Với D = 700 mm chọn nắp thiết bị hình elip có gờ, tra bảng số liệu ta chọn: Chiều cao của nắp thiết bị: hl = ht + h Trong đó: ht = 175 mm. h = 25 mm Vậy chiều cao của thiết bị: L = H + 2.hl = 1500 + 2.( 175 + 25 ) = 1900 (mm) 4.1.1.2.8 Tính lại vận tốc và chia ngăn: Xác định vận tốc thực: Xác định vận tốc giả thiết: Vì: Nên ta cần phải chia ngăn để quá trình cấp nhiệt ở chế độ xoáy. Số ngăn cần thiết: (ngăn) Quy chuẩn m = 8 ( ngăn ). Tính lại chuẩn số Reynolds: Lượng hơi cần cung cấp cho cả quá trính Tại t =142,9 oC ta có I = 2744.103; i2 = 601,1.103 Có Q = D.(I – i2) KẾT QUẢ: Các kích thước của thiết bị đun nóng hỗn hợp đầu là: F = 13,192 m2 – bề mặt truyền nhiệt; n = 127 ống – số ống truyền nhiệt; D = 700 mm – đường kính trong của thiết bị; H = 1,5 m – chiều cao giữa hai mặt bích. L = 1,9 m - chiều cao của thiết bị. 4.1.2 Thiết bị ngưng tụ Bazomet 4.2.1.1 Các thông số đầu vào. Lượng hơi thứ ra khỏi buồng bốc là W = 3471,61 (kg/h) Áp suất tại thiết bị ngưng tụ là Pn = 0,6 at Nhiệt độ của hơi thứ tại Pn là tbh = 85,5 oC Nhiệt lượng riêng của hơi thứ tại đó là i’ = 2650000 J/kg Nhiệt hóa hơi r = 2296.103 J/kg 4.2.1.2 Tính toán 4.2.1.2.1 Lượng nước lạnh cần để ngưng tụ Trong đó: Nhiệt lượng riêng của hơi thứ là i’ = 2650000 J/kg tc, tđ nhiệt độ cuối và nhiệt độ đầu nước ngưng tụ chon tđ = 25 oC và tc = 50oC Cm là nhiệt dung riêng của nước tại ttb suy ra Cn = 4178 (J/kg.K) 4.2.1.2.2 Đường kính thiết bị ngưng tụ ; m Trong đó: ρh: khối lượng riêng của hơi thứ; ρh = 0,359 kg/m3 ωh: tốc độ của hơi thứ trong thiết bị; ωh = 25 m/s Quy chuẩn theo bảng VI.8[2-88] lấy Dtr = 0,5 m = 500mm 4.2.1.2.3 Kích thước tấm ngăn Tấm ngăn có dạng viên phân để đảm bảo làm việc tốt, chiều rộng tấm ngăn là b, có đường kính là d. Theo công thức [2-85] Với Dtr là đườngkính trong của thiết bị ngưng tụ Dtr = 500mm Trên tấm ngăn có nhiều lỗ, đường kính lỗ là 2 mm, chiều dày tấm ngăn là 4 mm, chiều cao gờ cạnh tấm ngăn là 40 mm 4.2.1.2.4 Tổng diện tích bề mặt các lỗ trong toàn bộ mặt cắt ngăn của thiết bị ngưng tụ Trong đó: ωC: Tốc độ của tia nước. Chon ωC = 0,62 m/s Gn: Lưu lượng cảu hơi thứ 4.2.1.2.5 Tính bước lỗ t Lỗ được xếp theo hình lục giác đều, bước lỗ được xác định theo công thức: Trong đó: dl: đường khính lỗ; dl = 2 mm : tỉ số giữa tổng diện tích các lỗ với diện tích của thiết bị ngưng tụ Chọn = 0,1 4.2.1.2.6 Chiều cao của thiết bị ngưng tụ Mức độ đun nóng nước của thiết bị ngưng tụ được xác định theo công thức sau: Với β= 0,4165; d = 2 mm; tra bảng VI.7[2-86] ta có bảng số liệu sau: Số bậc Số ngăn Khoảng cách giữa các ngăn (mm) Thời gian rơi qua 1 bậc (s) Mức độ đun nóng Đường kính của tia nước (mm) 4 6 300 0.35 0,466 2 Chiều cao của thiết bị ngưng tụ: H = 6x300 = 1800 (mm) Trên thực tế do hơi đi trong thiết bị ngưng tụ từ dưới lên thì thể tích của nó sẽ giảm dần do đó khoảng cách hợp lý giữa các ngăn nên giảm dần từ dưới lên trên khoảng 50mm cho mỗi ngăn. Chọn lại kích thước cho thiết bị ngưng tụ. Khoảng cách giữa các ngăn: 300 mm Khoảng cách từ ngăn trên cùng đến nắp của thiết bị: 1300 mm Khoảng cách từ ngăn dưới cùng đến đáy của thiết bị: 1200 mm Chiều cao phần gờ của nắp: 50 mm Chiều cao nắp elip: 125 mm Chiều cao phần đáy nón: 175 mm Chiều cao của thiết bị ngưng tụ H = 125 + 50 + 1300 + 300.5 +1200 + 175 = 4350 (mm) 4.2.1.2. 7 Kích thước ống bazomet Đường kính trong của ống bazomet được xác định theo công thức [2-86] Trong đó: ω: Tốc độ hỗn hợp hơi nước và lỏng đã ngưng tụ đi trong ống bazomet. Thường lấy ω = 0,5÷ 0,6. Chọn ω = 0,5 m/s Wn, Gn: Lượng nước ngưng và lượng nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ 4.2.1.2.8 Xác định chiều cao của ống bazomet Chiều cao của ống bazomet được xác định theo công thức VI.58[2-86] H = h1 + h2 + h3 + h4 Chiều cao cột nước trong ống bazomet cân bằng với hệu số giữa áp xuất khí quyển và áp xuất trong của thiết bị ngưng tụ. h1 được xác định theo công thức VI.59[2-86] ; m Với b là độ chân không trong thiết bị ngưng tụ b = 760 – 0,6.735 = 319 mmHg Chiều cao cột nước trong ống bazomet cần khắc phục toàn bộ trở lực khi nước chảy trong ống h2 được xác định bằng công thức: Chọn hệ số trở lực khi vào ống ξ1 = 0,5 và khi ra khỏi ống ξ2 = 1. Suy ra Σξ = 1,5 Hệ số ma sát λ được xác định theo công thức II.64[1-380] Nước lạnh ngưng tụ có ttb = 37,5 oC ρ = 993,18 µ 0,688.10-3 (chế độ chảy rối) Chọn vật liệu làm ống là thép CT3, ống hàn trong và điều kiện ăn mòn ít, có độ nhám tuyệt đối ε = 0,2 mm Regh được tính theo công thức II.60[1-378] Ren được tính theo công thức II.64[1-378] Regh < Re < Ren Chọn chiều cao dự trữ h3 = 0,5 m để ngăn ngừa nước dâng lên trong ống và tràn vào ống dẫn khi áp xuất khí quyển tang Chọn chiều cao của đoạn ốn bazomet ngặp trong bể nước là h4 = 0,5 m Suy ra H = 4,34 + 6,37.10-3 + 2,08.10-3.H + 0,5 + 0,5 = 5,33(m) Quy chuẩn H = 6 m Chiều cao của thiết bị ngưng tụ: H = 6 +4,35 = 10,35 m 4.2.1.2.9 Tính lượng hơi và khí không ngưng Lượng không khí cần hút được tính theo công thức VI.47[2-84] Gkk = 0,000025.ωn + 0,000025.Gn + 0,01Wn = 0,000025.3471,61 + 0,000025.81134,966 + 0,01.3471,61 = 36,831(kg/h) Thể tích không khí cần hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ được xác định theo công thức VI.49[2-84] Đối với thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô thì: tkk = tđ + 4 + 0,1.(tc – tđ) tkk = 25 + 4 + 0,1.(50 -25) = 31,5 (oC) Ph áp suất hơi riêng phần của hơi nước trong hỗn hợp lấy theo tkk Ph = 0,04744 Suy ra 4.1.3 Thùng cao vị Bồn cao vị được dùng để ổn định lưu lượng của dung dịch nhập liệu. Bồn được đặt ở độ cao phù hợp nhằm thắng được các trở lực của đường ống và cao hơn so với mặt thoáng của dung dịch trong nồi cô đặc. Áp dụng phương trình Bernoulli với 2 mặt cắt là 1 – 1 (mặt thoáng của bồn cao vị) và 2 – 2 (mặt thoáng của nồi cô đặc): Trong đó: ω1 = ω2 = 0 p1 = 1 at p2 = p0 = 0,6275 at ρ = ρđ = 1158,87 kg/m3: Khối lượng riêng của dung dịch NaOH 15 % ở 30 oC µ = 2,10.10-3: Độ nhớt động lực của dung dịch NaOH 15% ở 30 oC z2 Khoảng cách từ mặt thoáng của dung dịch trong nồi cô đặc đến mặt đất; m z2 = z’ + Hđ + Hbđ + Hgc + Hc = 1 + 0,325 + 3 + 0,04 + 0,245 = 4,61 (m) Trong đó: z’ = 1m; Khoảng cách từ phần nối giữa ống tháo liệu và đấy elip đến mặt đất Hđ = 0,225 + 0,1 = 0,325 Chiều cao của đáy elip Hbđ: chiều cao của buồng đốt Hgc : Chiều cao của gờ nón cụt Hc: Chiều cao của phần nón cụt Đường kính cảu ống nhập liệu d = 40 mm = 0,04m Chiều dài ống từ bồn cao vị đến buồng bốc là l = 20 m Tốc độ chảy của dung dịch trong ống Chuẩn số Reynolds (Chế độ chảy xoáy) Chọn ống thép CT31 là ống hàn trong điều kiện ăn mòn it (Bảng II.15[1-381]) độ nhám tuyệt đối ε = 0,2 mm Regh được tính theo công thức II.60[1-378] Ren được tính theo công thức II.62[1-379] Có Regh < Re < Ren hệ số ma sát λ được tính theo công thức sau: Các hệ số trở lực cục bộ Yếu tố gây trở lực Kí hiệu Hệ số trở lực cục bộ Số lượng Đầu vào ξ vào 0,5 1 Đầu ra ξ ra 1 1 Khuỷu 90o ξ khuỷu 90 1 2 Van cửa ξ van 1,5 1 Σξ = 0,5 + 1 + 2.1 + 2.1,5 = 6,5 Tổng tổn thất trên đường ống: Khoảng cách từ mặt thoáng của thùng cao vị tới mặt đất: Dung dịch NaOH 15 % sẽ luôn tự chảy từ thùng cao vị vào buồng bốc của nồi cô đặc khi thùng có độ cao trên 3m Vậy chọn chiều cao từ mặt thoáng của thùng cao vị tới mặt đất là 3,5 m 4.1.4 Bơm 4.1.4.1 Bơm chân không Công suất của bơm chân không ; W Trong đó: m: Chỉ số đa biến. Có giá trị m = 1,2÷1,62. Chon m = 1,62 p1: Áp suất của không khí trong thiết bị ngưng tụ p1 = pc – ph = 0,6 – 0,056 = 0,544 at Với ph = áp suất của hơi nước trong hỗn hợp p2 = p1 = 1 at = 9,81.104 N/m2: Áp suất cảu khí quyển Vkk: Lưu lượng của không khí cần hút ηck = 0,8: Hệ số hiệu chỉnh ; W Tốc độ hút ở 0oC và 760 mmHg là S = 0,002267.60 = 0,13602 m3/phút Theo bảng 1.4[6-9] ta chọn bơm có kí hiệu BH – 025 – 2 với các thong số Các thông số Bơm BH – 025 – 2 Sơ cấp 2 Tốc độ bơm trong vùng áp suất 760 – 1 mmHg; L/s 0,25 Lượng dầu; L 0,86 Công suất động cơ; kW 0,15 Kích thước tổng cộng chiều dài x rộng x cao; mm 330x243,5x229 Khối lượng; kg 16,5 4.1.4.2 Bơm đưa nước vào thiết bị ngưng tụ 4.1.4.3 Bơm đưa dung dịch lên bồn cao vị 4.1.4.4 Bơm tháo liệu 4.5 Các chi tiết phụ trợ 4.5.1 Ống dẫn 4.5.1.1 Tính kích thước ống dẫn Đường kính ống dẫn được tính theo công thức VI.41[2-74] (m) Trong đó: G: Lưu lượng lưu chất; Kg/s ω: Tốc độ lưu chất; m/s ρ: Khối lượng riêng của lưu chất; kg/m3 4.5.1.1.1 Ống nhập liệu Nhập liệu dung dịch nhớt (Dung dịch NaOH 15% ở 102,021 oC) Gđ = 6593,22 kg/h ω thuộc khoảng 0,5÷ 1 m/s. Chon ω = 0,5 m/s ρ = 1170,18 kg/m3 Quy chuẩn theo bảng XIII.26[2-411] chon dt = 70 mm; dn = 76 mm 4.5.1.1.2 Ống tháo liệu Nhập liệu dung dịch nhớt (Dung dịch NaOH 30% ở 105,911 oC) Gc = 3476,61 kg/h ω thuộc khoảng 0,5 ÷ 1 m/s. Chon ω = 0,5 m/s ρ = 1273,29 kg/m3 Quy chuẩn theo bảng XIII.26[2-411] chon dt = 50 mm; dn = 57 mm 4.5.1.1.3 Ống dẫn hơi đốt Dẫn hơi nước bão hòa ở 4 at. D = 1,1403 kg/s Chọn ω = 30 m/s ρ = 0,4718 kg/m3 (Tra bảng I.251[1-135]) Quy chuẩn theo bảng XIII.26[2-411] chon dt = 250 mm; dn = 273 mm 4.5.1.1.4 Ống dẫn hơi thứ Dẫn hơi nước bão hòa ở 0,625 at. W = 3471,61 kg/s Chọn ω = 40 m/s ρ = 0,37423 kg/m3 (Tra bảng I.251[1-135]) Quy chuẩn theo bảng XIII.26[2-411] chon dt = 300 mm; dn = 325 mm 4.5.1.1.5 Ống dẫn nước ngưng Dẫn chất lỏng cân bằng với hơi nước bão hòa ở áp suất 4 at Gn = D = 1,1403 (kg/s) (Ngưng tụ hoàn toàn) Chọn ω = 0, 5 m/s ρ = 923,761 kg/m3 (Tra bảng I.251[1-135]) Quy chuẩn theo bảng XIII.26[2-411] chon dt = 70 mm; dn = 76 mm 4.5.1.2 Tra bích với ống dẫn bên ngoài Ống Py.106 (N/m2) Dy (mm) Dn Kích thước nối Kiểu bích D (mm) Dt (mm D1 (mm Bu lông D (mm Z (cái) 1 h(mm) Ống dẫn hơi đốt vào 0,6 250 273 370 335 312 M16 12 24 Ống nhập liệu 0,6 70 76 160 130 110 M12 4 16 Ống dẫn hơi thứ ra 0,1 300 325 435 395 365 M20 12 22 Ống tháo liệu 0,6 50 57 140 110 90 M16 8 20 Ống tháo nước ngưng 0,6 70 76 160 130 110 M12 4 16 4.5.2 Tính toán và chọn tai treo Tai treo (giá đỡ) là bộ phận dung để giữ thiết bị vào một phần vị trí nhất định trong quá trình hoạt dộng. Kích thước và hình dáng của tai treo phụ thuộc vào các yếu tố nhất định như: đặc tính của tải trọng, vào vật liệu làm tiết bị, trọng lượng của thiết bị Tai treo thiết bị: Chọn 4 tai treo làm bằng vật liệu OX18H10T gắn với buồng đốt. Vị trí gắn tai treo khoảng 2/3 chiều cao buồng đốt. 4.5.2.1 Tai treo thiết bị Có ρ OX18H10T = 7900 kg/m3 (Tra bảng XII.7[2-313] Tải trọng tác dụng lên tai treo: 4.5.2.1.1 Khối lượng của ống truyền nhiệt Thể tích của ống truyền nhiệt Trong đó: dn, dt: Đường kính ngoài và đường kính trong của ống truyền nhiệt; m Dthn, Dtht: Đường kính ngoài và đường kính trong của ống trung tâm; m H: Chiều cao của ống truyền nhiệt Khối lượng của ống truyền nhiệt Gtn = Vtn . ρ =0,1415.7900 = 1117,6(kg) 4.5.2.1.2 Khối lượng của buồng đốt Thể tích của buồng đốt Trong đó: Dđn, Dđt: Đường kính ngoài và đường kính trong của buồng đốt; m H: Chiều cao của buồng đốt Khối lượng của buồng đốt: Gđn = Vđn . ρ =0,034.7900 = 269,095(kg) 4.5.2.1.3 Khối lượng của buồng bốc Thể tích của buồng bốc Trong đó: Dbn, Dbt: Đường kính ngoài và đường kính trong của buồng bốc; m H: Chiều cao của buồng bốc Khối lượng của ống truyền nhiệt Gbn = Vbn . ρ =0,0655.7900 = 517,55(kg) 4.5.2.1.4 Khối lượng thép làm đáy buồng đốt. Đáy của thiết bị dạng elip có gờ. Với các thông số đường kính trong Dt = 900, bề dày S = 4mm, Chiều cao của gờ H = 25 mm. Tra bảng XII.11[2-384]có khối lượng của đáy m = 30 (kg) 4.5.2.1.5 Khối lượng thép làm nắp buồng bốc. Nắp của thiết bị dạng elip có gờ. Với các thông số đường kính trong Dt = 1300, bề dày S = 4mm, Chiều cao của gờ H = 25 mm. Tra bảng XII.11[2-384]có khối lượng của đáy m = 61 (kg) 4.5.2.1.6 Khối lượng thép làm nón cụt nối giữa buồng bốc và buồng đốt Phần nón cụt được làm bằng thép không gỉ OX18H10T Đường kính trong lớn được tính bằng đường kính buồng bốc: Dtb = 1,3 m Đường kính trong nhỏ được tính bằng đường kính buồng đốt: Dtb = 0,9 m Bề dày của nón S = 4 mm = 4.10-3 m Chiều cao của phần nón cụt (không tính gờ) Hc = 245mm Chiều cao của gờ: Hg = 40mm = 0,0755(m3) Khối lượng nón cụt: mc = 0,0755. 7900= 596,35(kg) 4.5.2.1.7 Khối lượng thép làm bích và vỉ ống Có 6 mặt bích, gồm 2 mặt nối nắp với buồng bốc, 2 mặt nối đáy với buồng đốt, 2 mặt nối buồng đốt với nón cụt. Ngoài ra còn có 2 vỉ ống trong buồng đốt Mặt bích làm bằng thép CT31 Thể tích thép làm 2 mặt bích không vỉ ống trong buồng đốt Thể tích thép làm 2 mặt bích có vỉ ống trong buồng đốt Trong đó: D, Z, db, h: là những thong số của bích của buồng đốt; m Dt: đường kính trong của buồng đốt; m dn: Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt; m Dnth: đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm; m Thể tích thép làm bích nối buồng bốc với nắp Trong đó: D, Z, db, h: là những thong số của bích của buồng bốc; m Dt: đường kính trong của buồng bốc; m Tổng khối lượng thép làm bích: V bích = V1 + V2 +V3 = 8,33.10-3 + 0,025 + 0,012 = 0,04533 (m3) Khối lượng thép làm bích m = V bích . ρ = 0,04533. 7850 = 355,84 (kg) 4.5.2.1.8 Khối lượng dung dịch trong thiết bị Khối lượng riêng lớn nhất có thể có của dung dịch trong thiết bị Khối lượng riêng lớn nhất có thể có của dung dịch là khối lượng riêng ở nồng độ 30% và nhiệt độ tsdd(po) : ρddmax = ρdd(30%, 102,021oC) = 1273,97 kg/m3 Thể tích dung dịch trong thiết bị: Vdd = Vc + Vống TN + Vống TH + Vđ Trong đó: Vc: Thể tích dung dịch trong phần nón cụt Với: Db, Dd là đường kính trong buồng bốc và buồng đốt Vống TN: Thể tích dung dịch trong ống truyền nhiệt; Vống TN = 0,445(m3) Vống TH: Thể tích dung dịch trong ống tuần hoàn trung tâm; Vống TH = 0,1755(m3) Vđ: Thể tích dung dịch ở đáy nón Vđ = 0,111(m3) Vdd = 0,26 + 0,445 + 0,1755 +0,111= 0,9915 (m3) mdd = 0,9915.1273,97 = 1263,141 (kg) Tổng tải trọng của thiết bị: M = 1263,141 + 355,84 + 596,35 + 61 + 30 + 517,55 + 269,095 + 1117,6 = 4210,567 Chọn 4 tai treo làm bằng thép CT31 Tải trọng tác dụng lên tai treo (chưa tính đến bulong, đai ôc và bộ phận tách bọt) Dựa vào các thông số trên tra bảng XIII.36[2-438] ta có: G.104 F. 104 q.10-6 L B B1 H S l a d m1 N m2 N/m2 mm 2,5 173 1,45 150 120 130 215 8 60 20 30 3,48 4.5.3 Cửa quan sát Ta chọn kính quan sát làm bằng thủy tinh silicat dày 15 mm, đường kính Φ = 200 mm Chọn bích quan sát Ta bảng XIII.26[2-403]. Bích liền kim loại đen để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn ta có bảng sau: pb.106 (N/m2) Dtr (mm) Kích thước nối Kiểu bích D (mm) Db (mm) Dt (mm) D0 (mm) Bu lông 1 db (mm) z (cái) h (mm) 0,1 200 219 290 255 232 M16 8 16 4.5.4 Lớp cách nhiệt Bề dày lớp cách nhiệt cho thiết bị được tính theo công thức: ( Công thức VI.66[2-92]) Trong đó: tT2: nhiệt độ bề mặt lớp cách nhiệt phía không khí,khoảng 40 ÷ 50 oC. Chon tT2 = 40oC tT1: nhiệt độ lớp cách nhiệt tiếp giáp với bề mặt lớp vỏ thiết bị vì trở lực tường trong thết bị rất nhỏ so với trở lực lớp cách nhiệt nên tT có thể lấy gần với nhiệt độ hơi đốt tT1 = 142,9 oC tkk: nhiệt độ môi trường xung quanh Tra bảng VII.1[2-97] chọn tkk = 23,4 oC, lấy tại nhiệt độ trung bình năm của Hà Nội λC: hệ số dẫn nhiệt của chất cách nhiệt. Chọn vật lieu cách nhiệt là bông thủy tinh. Theo bảng I.126[1-128] ta có λc = 0,0372 W/m.độ αn = hệ số cách nhiệt từ bề mặt ngoài của lớp cách nhiệt đến không khí Theo công thức VI.67[2-92] có: αn = 9,3 + 0,058.tT2 αn = 9,3 + 0,058.40 = 11,62 W/m2.độ Thay số vào ta được: =19,8 mm 5. KẾT LUẬN Các phần tính toán nêu trên cho thấy: Hệ thống cô đặc chân không 1 nồi liên tục dung dịch NaOH với năng suất nhập liệu 6 m3/h khá đơn giản. Vì năng suất này không cao nên kích thước của của các thiết bị đều ở mức độ vừa phải. Chi phí đầu tư không cao, trong đó thiết bị chính chiếm khoảng 33 % tổng chi phí. Kết cấu thiết bị đơn giản và có thể được điều khiển tự động. Vì vậy, nhìn chung hệ thống này phù hợp với quy mô phòng thí nghiệm và quy mô pilot. 6. DANH MỤC TÀI LIỆU THAM KHẢO [1]. Nhiều tác giả, Sổ tay Quá trình và Thiết bị Công nghệ Hoá chất, tập 1, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 2006. [2]. Nhiều tác giả, Sổ tay Quá trình và Thiết bị Công nghệ Hoá chất, tập 2, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 2006. [3]. Nguyễn Văn May, Thiết bị truyền nhiệt và chuyển khối, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 2006. [4]. Hồ Lê Viên, Tính toán, thiết kế các chi tiết thiết bị hoá chất và dầu khí, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 2006. [5]. Phạm Xuân Toản, Các quá trình, thiết bị trong Công nghệ Hoá chất và Thực phẩm, tập 3: Các quá trình và thiết bị truyền nhiệt, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 2008. [6]. Lê Nguyên Đương, Ứng dụng chân không trong công nghiệp, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 1987.

Các file đính kèm theo tài liệu này:

• thiet_ke_thiet_bi_co_dac_dung_dich_naoh_co_ong_tuan_hoan_trung_tam_5866.docx

Tài liệu liên quan

• Đánh giá khả năng gia tăng thu hồi dầu từ bơm ép nước: Trường hợp nghiên cứu ở khu vực I của mỏ X, bể Nam Côn Sơn, thềm lục địa Việt Nam

  13 trang | Lượt xem: 212 | Lượt tải: 0

• Bài giảng Cơ sở kỹ thuật dầu khí - Chương 6: Choòng khoan

  24 trang | Lượt xem: 313 | Lượt tải: 1

• Đề thi tốt nghiệp cao đẳng nghề khóa I (2009 - 2012) Môn thi: Lý thuyết chuyên môn nghề Đề 10

  6 trang | Lượt xem: 1641 | Lượt tải: 0

• Chiết anthocyanin từ quả dâu bằng nước sulfured và một số đặc tính của chúng

  6 trang | Lượt xem: 2110 | Lượt tải: 0

• Tổng quan về ngành công nghiệp dầu khí Việt Nam

  9 trang | Lượt xem: 304 | Lượt tải: 0

• Công nghệ chuyển hóa than - Phần 8: Công nghệ khí hóa than

  87 trang | Lượt xem: 963 | Lượt tải: 0

• Kĩ thuật lạnh - Chapter 7: Evaporator

  61 trang | Lượt xem: 781 | Lượt tải: 0

• Giáo trình tổng hợp hữu cơ– hóa dầu

  230 trang | Lượt xem: 2164 | Lượt tải: 3

• Đồ án Thiết kế thiết bị cô đặc dung dịch NaOH có ống tuần hoàn trung tâm

  66 trang | Lượt xem: 8992 | Lượt tải: 1

• Giáo trình mô đun Chế biến cao su SVR từ mủ tạp

  41 trang | Lượt xem: 2494 | Lượt tải: 1

Copyright © 2024 TaiLieu.tv - Tổng hợp luận văn mẫu tham khảo cho sinh viên, Những bài sáng kiến kinh nghiệm hay nhất, Thư viện đề thi. Chia sẻ: