Đồ án Thiết kế hệ thống cô đặc chân không gián đoạn dung dịch KOH từ nồng độ 25% đến nồng độ 40%, năng suất 2.5m3/me

Lời nói đầu Ngày nay, công nghiệp sản xuất hóa chất là một ngành công nghiệp quan trọng ảnh hưởng đến nhiều ngành khác. Một trong những sản phẩm được quan tâm sản xuất khá nhiều là Kali hydroxyt (KOH) do khả năng sử dụng rộng rãi của nó. Trong qui trình sản xuất KOH, quá trình cô đặc thường được sử dụng để thu được dung dịch KOH có nồng độ cao, thỏa mãn nhu cầu sử dụng đa dạng và tiết kiệm chi phí vận chuyển, tồn trữ. Nhiệm vụ cụ thể của Đồ án môn học này là thiết kế hệ thống cô đặc chân không gián đoạn dung dịch KOH từ nồng độ 25% đến nồng độ 40%, năng suất 2.5m3/mẻ, sử dụng ống chùm. Có thể nói thực hiện Đồ án môn học là một cơ hội tốt cho sinh viên ôn lại toàn bộ các kiến thức đã học về các quá trình và công nghệ hóa học. Ngoài ra đây còn là dịp mà sinh viên có thể tiếp cận với thực tế thông qua việc lựa chọn, tính toán và thiết kế các chi tiết của một thiết bị với các số liệu rất cụ thể và rất thực tế. Tuy nhiên vì còn là sinh viên nên kiến thức thực tế còn hạn hẹp do đó trong quá trình thực hiện đồ án khó có thể tránh được thiếu xót. Em rất mong được sự góp ý và chỉ dẫn của thầy cô và bạn bè để có thêm nhiều kiến thức chuyên môn. Đồ án này được thực hiện dưới sự giúp đỡ và hướng dẫn trực tiếp của thầy Lê Xuân Hải, và các thầy cô bộ môn Máy và Thiết Bị khoa Công nghệ Hóa học và Dầu khí trường Đại học Bách khoa thành phố Hố Chí Minh. Em xin chân thành cảm ơn thầy Lê Xuân Hải và các thầy cô khác cũng như các bạn bè đã giúp đỡ em trong quá trình thực hiện đồ án. CHƯƠNG I. GIỚI THIỆU TỔNG QUAN NHIỆM VỤ CỦA ĐỒ ÁN Nhiệm vụ cụ thể của Đồ án môn học này là thiết kế hệ thống cô đặc chân không gián đoạn dung dịch KOH từ nồng độ 25% đến nồng độ 40%, năng suất 2.5m3/mẻ, sử dụng ống chùm. TÍNH CHẤT NGUYÊN LIỆU KOH là một khối tinh thể trong suốt, màu trắng, ăn da mạnh. Nhiệt độ nóng chảy là 360.40C (khan). Nhiệt độ sôi là 13250C (khan). Độ nhớt là 1.63 Cp ở 200C (dung dịch 20%). Nó hấp thu mạnh hơi ẩm và CO2 của không khí, dễ chảy rữa thành K2CO3. KOH dễ dàng tan trong nước, tỏa nhiều nhiệt tạo dung dịch KOH (dạng dung dịch được sử dụng nhiều). Aùp suất hơi của nước trên KOH ở nhiệt độ phòng là 0.002 mmHg CÔ ĐẶC Định nghĩa Cô đặc là phương pháp thường dùng để làm tăng nồng độ một cấu tử nào đó trong dung dịch hai hay nhiều cấu tử. Tùy theo tính chất của cấu tử khó bay hơi (hay không bay hơi trong quá trình đó) ta có thể tách một phần dung môi (cấu tử dễ bay hơi hơn) bằng phương pháp nhiệt hay bằng phương pháp làm lạnh kết tinh. Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất rắn hòa tan trong dung dịch bằng cách tách bớt một phần dung môi qua dạng hơi. Các phương pháp cô đặc Phương pháp nhiệt (đun nóng): dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái hơi dưới tác dụng của nhiệt khi áp suất riêng phần của nó bằng áp suất tác dụng lên mặt thoáng chất lỏng. Phương pháp lạnh: khi hạ thấp nhiệt độ đến một mức nào đó thì một cấu tử sẽ tách ra dạng tinh thể đơn chất tinh khiết, thường là kết tinh dung môi để tăng nồng độ chất tan.Tùy tính chất cấu tử và áp suất bên ngoài tác dụng lên mặt thoáng mà quá trình kết tinh đó xảy ra ở nhiệt độ cao hay thấp và đôi khi phải dùng đến máy lạnh. Phân loại và ứng dụng a. Theo cấu tạo Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên) dùng cô đặc dung dịch khá loãng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn tự nhiên của dung dịch dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt. Gồm: Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc), có thể có ống tuần hoàn trong hoặc ngoài. Có buồng đốt ngoài ( không đồng trục buồng bốc). Nhóm 2: dung dịch đối lưu cưỡng bức, dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5 - 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt. Có ưu điểm: tăng cường hệ số truyền nhiệt, dùng cho dung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt. 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, chảy một lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu làm biến chất sản phẩm. Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như dung dịch nước trái cây,hoa quả ép…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): có nhiệt độ sôi, áp suất không đổi. Thường dùng cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định để đạt năng suất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn nhất.Tuy nhiên, nồng độ dung dịch đạt được là không cao. Cô đặc áp suất chân không: Dung dịch có nhiệt độ sôi dưới 100oC, áp suất chân không. Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, sự bay hơi nước liên tục. Cô đặc nhiều nồi: Mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi không nên lớn quá vì sẽ làm giảm hiệu quả tiết kiệm hơi. 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 áp dụng điều khiển tự động, nhưng chưa có cảm biến tin cậy. Ưu điểm và nhược điểm của cô đặc chân không gián đoạn Ưu điểm Giữ được chất lượng, tính chất sản phẩm, hay các cấu tử dễ bay hơi. Nhập liệu và tháo sản phẩm đơn giản, không cần ổn định lưu lượng. Thao tác dễ dàng. Có thể cô đặc đến các nồng độ khác nhau. Không cần phải gia nhiệt ban đầu cho dung dịch. Cấu tạo đơn giản, giá thành thấp. Nhược điểm Quá trình không ổn định, tính chất hóa lý của dung dịch thay đổi liên tục theo nồng độ, thời gian. Nhiệt độ hơi thứ thấp, không dùng được cho mục đích khác. Khó giữ được độ chân không trong thiết bị. QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ Thuyết minh quy trình công nghệ Khởi động bơm chân không đến áp suất Pck = 0.65 at. Sau đó bơm dung dịch ban đầu có nồng độ 25% từ bể chứa nguyên liệu vào nồi cô đặc bằng bơm ly tâm. Quá trình nhập liệu diễn ra trong vòng 15 phút đến khi nhập đủ 2.5m3 thì ngừng. Khi đã nhập liệu đủ 2.5m3 thì bắt đầu cấp hơi đốt (là hơi nước bão hòa ở áp suất 3 at) vào buồng đốt để gia nhiệt dung dịch. Buồng đốt gồm nhiều ống nhỏ truyền nhiệt (ống chùm) và một ống tuần hoàn trung tâm có đường kính lớn hơn. Dung dịch chảy trong ống được gia nhiệt bởi hơi đốt đi ngoài ống. Dung dịch trong ống sẽ sôi và tuần hoàn qua ống tuần hoàn (do ống tuần hoàn có đường kính lớn hơn các ống truyền nhiệt nên dung dịch trong ống tuần hoàn sẽ sôi ít hơn trong ống truyền nhiệt, khi đó khối lượng riêng dung dịch trong ống tuần hoàn sẽ lớn hơn khối lượng riêng dung dịch trong ống truyền nhiệt vì vậy tạo áp lực đẩy dung dịch từ ống tuần hoàn sang các ống truyền nhiệt). Dung môi là nước bốc hơi và thoát ra ngoài qua ống dẫn hơi thứ sau khi qua buồng bốc và thiết bị tách giọt. Hơi thứ được dẫn qua thiết bị ngưng tụ baromet và được ngưng tụ bằng nước lạnh, sau khi ngưng tụ thành lỏng sẽ chảy ra ngoài bồn chứa. Phần không ngưng sẽ được dẫn qua thiết bị tách giọt để chỉ còn khí không ngưng được bơm chân không hút ra ngoài. Hơi đốt khi ngưng tụ chảy ra ngoài qua cửa tháo nước ngưng, qua bẫy hơi rồi được xả ra ngoài. Quá trình cứ tiếp tục đến khi đạt nồng độ 40% (sau thời gian cô đặc đã tính: 45 phút) thì ngưng cấp hơi. Mở van thông áp, sau đó tháo sản phẩm ra bằng cách mở van tháo liệu. Các thiết bị được lựa chọn trong quy trình công nghệ Bơm Bơm được sử dụng trong quy trình công nghệ gồm: bơm ly tâm và bơm chân không. Bơm ly tâm được cấu tạo gồm vỏ bơm, bánh guồng trên đó có các cánh hướng dòng. Bánh guồng được gắn trên trục truyền động. Ống hút và ống đẩy. Bơm ly tâm được dùng để bơm dung dịch KOH từ bể chứa nguyên liệu vào nồi cô đặc. Bơm chân không được dùng để tạo độ chân không khi hệ thống bắt đầu làm việc. Thiết bị cô đặc Đây là thiết bị chính trong quy trình công nghệ. Thiết bị gồm đáy, nắp, buồng bốc và buồng đốt. Bên trong buồng đốt gồm nhiều ống truyền nhiệt nhỏ và một ống tuần hoàn trung tâm có đường kính lớn hơn. Tác dụng của buồng đốt là để gia nhiệt dung dịch, buồng bốc là để tách hỗn hợp lỏng hơi thành những giọt lỏng rơi trở lại, hơi được dẫn qua ống dẫn hơi thứ. Ống tuần hoàn được sử dụng để tạo một dòng chảy tuần hoàn trong thiết bị. Thiết bị ngưng tụ Thiết bị ngưng tụ được sử dụng trong quy trình công nghệ là loại thiết bị ngưng tụ trực tiếp (thiết bị ngưng tụ baromet). Chất làm lạnh là nước được đưa vào ngăn trên cùng thiết bị. Thiết bị thường làm việc ở áp suất chân không nên nó phải được đặt ở một độ cao cần thiết để nước ngưng có thể tự chảy ra ngoài khí quyển mà không cần máy bơm. Thiết bị tách lỏng Thiết bị tách lỏng được đặt sau thiết bị ngưng tụ baromet nhằm để tách các cấu tử bay hơi còn sót lại, chưa kịp ngưng tụ, không cho chúng đi vào bơm chân không. Các thiết bị phụ trợ khác Bẫy hơi Các thiết bị đo áp suất, đo nhiệt độ, các loại van. CHƯƠNG II. THIẾT KẾ THIẾT BỊ CHÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG CÂN BẰNG VẬT CHẤT Các số liệu ban đầu: Dung dịch KOH có: Nhiệt độ đầu 25oC, nồng độ đầu 25%. Nồng độ cuối 40%. Chọn hơi đốt là hơi nước bão hòa ở áp suất 3at. Aùp suất ngưng tụ: Pck = 0.65 at. Cô đặc gián đoạn với năng suất 2.5m3/mẻ Khối lượng riêng của dung dịch theo nồng độ Nồng độ, % 25 30 35 40 Khối lượng riêng, kg/m3 1239 1291 1344 1399 Cân bằng vật chất cho các giai đoạn G đ= Gc + W Gđ.xđ = Gc.xc Trong đó Gđ , Gc : lượng dung dịch đầu và cuối mỗi giai đoạn, kg W : lượng hơi thứ bốc lên trong mỗi giai đoạn, kg xđ , xc : nồng độ đầu và cuối của mỗi giai đoạn Gđ.xđ, Gc.xc : khối lượng KOH trong dung dịch, kg Giai đoạn 25% đến 30% Gđ = 2.5m3 = 2.5*1239 = 3097.5 kg xđ = 0.25 ; xc = 0.3 Lượng sản phẩm ( là dung dịch KOH 30% ) Gc = Gđ . kg Lượng hơi thứ W = Gđ - Gc = 3097.5 – 2581.25 = 516.25 kg Giai đoạn 30% đến 35% Gđ = 2581.25 kg ; xđ = 0.3 ; xc = 0.35 Gc = kg W = Gđ – Gc = 2581.25 – 2212.5 = 368.75 kg Giai đoạn 35% đến 40% Gđ = 2212.5 kg ; xđ = 0.35 ; xc = 0.4 kg W = 2212.5 – 1935.9375 = 276.5625 kg Tổng lượng hơi thứ bốc hơi Wt = 516.25 + 368.75 + 276.5625 = 1161.5625 kg Ta có bảng tóm tắt kết quả cân bằng vật chất Nồng độ dung dịch, % 25 30 35 40 Thể tích dung dịch trong nồi, m3 2.5 2 1.65 1.38 Khối lượng dung dịch, kg 3097.5 2581.25 2212.5 1935.9375 Lượng hơi thứ đã bốc hơi, kg 0 516.25 885 1161.5625 Khối lượng riêng dung dịch, kg/m3 1239 1291 1344 1399 CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG Aùp suất thiết bị ngưng tụ Po = 0.35 at. Nhiệt độ hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ to = 72.05oC ( Bảng I.251 trang 314 Tài liệu [1] ). Chọn tổn thất nhiệt độ từ nồi cô đặc về thiết bị ngưng tụ . Nhiệt độ hơi thứ ở buồng đốt t1 = 72.05 + 1 = 73.05oC. Đây cũng là nhiệt độ sôi của dung môi (là nước) trên mặt thoáng dung dịch = 73.05oC. Aùp suất trên mặt thoáng dung dịch trong buồng bốc P1 = 0.3636 at 0.36 at (Bảng I.250 trang 312 Tài liệu [1]). Các tổn thất nhiệt độ – Nhiệt độ sôi dung dịch Ta có tổn thất nhiệt độ sôi theo nồng độ dung dịch KOH ở áp suất khí quyển (Bảng VI.2 trang 61 Tài liệu [2]). Từ đó suy ra nhiệt độ sôi dung dịch KOH ở áp suất khí quyển theo các nồng độ là: Nồng độ dung dịch, % 25 30 35 40 ở Pa, oC 10 12.2 17 23.6 Nhiệt độ sôi dung dịch ở Pa, oC 110 112.2 117 123.6 Xác định tổn thất nhiệt độ do nồng độ và nhiệt độ sôi dung dịch KOH theo nồng độ ở áp suất P1 = 0.3636 at Theo phương pháp Babo ( Công thức 5.9 trang 150 Tài liệu [3] ) Xét dung dịch KOH 25% Nhiệt độ dung dịch KOH 25% ở Pa = 1.033 at là 110oC Ở 110oC áp suất hơi nước bão hòa là 1.461 at ( Bảng I.250 trang 312 Tài liệu [1] ). Ta cần xác định nhiệt độ sôi dung dịch ở P1 = 0.3636 at 4 at Vậy nhiệt độ sôi của nước ở 0.51 at là t = 81.54oC ( Bảng I.251 trang 314 Tài liệu [2] ) Nhiệt độ sôi của dung dịch KOH 25% ở P1 = 0.3636 at là 81.54oC Tổn thất nhiệt độ sôi oC Tính tương tự ở các nồng độ 30%, 35%, 40% ta được kết quả sau: Nồng độ dung dịch, % 25 30 35 40 Nhiệt độ sôi dung dịch, oC 81.54 83.43 87.36 92.96 Tổn thất , oC 8.49 10.38 14.31 19.91 Tổn thất nhiệt độ do hiệu ứng thủy tĩnh . Nhiệt độ sôi dung dịch ở áp suất trung bình Tính theo ví dụ 4.8 trang 207 Tài liệu [4] Với: Ptb = P1 + 0.5.g.Hop = P1 + P P = 0.5.g.Hop Trong đó : Khối lượng riêng dung dịch tính theo nồng độ cuối ở nhiệt độ Hop : Chiều cao lớp chất lỏng sôi Trong thiết bị tuần hoàn tự nhiên Hop = Với Ho : Chiều cao ống truyền nhiệt : Khối lượng riêng dung môi ở tsdm Chọn chiều cao ống truyền nhiệt Ho = 1.5m Tính cho trường hợp dung dịch KOH 25% Do trong khoảng nhiệt độ nhỏ, hiệu số thay đổi không đáng kể nên ta chọn tra ở 15oC m Nhiệt độ sôi của H2O ở 0.394 at là 74.998oCoC ( Bảng I.251 trang 314 Tài liệu [1] ) Độ tăng nhiệt độ sôi do cột thủy tĩnh oC nhiệt độ sôi dung dịch KOH 25% ở áp suất P1+ oC Tính tương tự ta được Nồng độ dung dịch, % 25 30 35 40 , oC 1.94 1.94 2.41 2.41 83.48 85.37 89.77 95.37 Cân bằng năng lượng cho các giai đoạn Tính theo công thức 4.4 trang 181 Tài liệu [4] Phương trình cân bằng nhiệt Với D : lượng hơi đốt sử dụng, kg : tỉ lệ nước ngưng bị cuốn theo : nhiệt độ nước ngưng, oC C : nhiệt dung riêng nước ngưng ở , J/kg độ cđ, cc : nhiệt dung riêng dung dịch đầu và cuối mỗi giai đoạn, J/kg độ tđ, tc : nhiệt độ dung dịch đầu và cuối mỗi giai đoạn, oC : entanpi của hơi đốt, J/kg : entanpi của hơi thứ, J/kg Qt : nhiệt lượng tổn thất, J Qcđ : nhiệt lượng cô đặc, J Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp ( do có 5% hơi nước ngưng cuốn theo ) QD = D.(1-).() = D.(1-).r r = : nhiệt hóa hơi của nước ở áp PĐ Nhiệt dung riêng của dung dịch Tính theo công thức 4.11 trang 182 Tài liệu [4] cdd = 4190.(1-x) + c1.x Trong đó x: nồng độ dung dịch c1: nhiệt dung riêng KOH khan, J/kg độ Theo công thức 4.12 trang 183 Tài liệu [4] c1 =J/kg độ Vậy nhiệt dung riêng dung dịch theo nồng độ Nồng độ dung dịch. % 25 30 35 40 Nhiệt dung riêng dung dịch, J/kg độ 3376.5 3213.8 3051.1 2888.4 Chọn hơi đốt có áp suất PD =3 at tD =132.9oC Nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất 3 at r = 2171.103 J/kg độ (Bảng I.251 trang 314 Tài liệu [1] ) Entanpi của hơi thứ ở 73.05oC =2632.2*103 J/kg ( Bảng I.250 trang 312 Tài liệu [1] ) Tổn thất nhiệt Qt = 0.05*QD Xem nhiệt cô đặc là không đáng kể Giai đoạn đưa dung dịch 25% từ 25oC đến 83.48oC Gđ = Gc = 3097.5 kg cđ = cc =3376.5 J/kg độ tđ = 25oC ; tc =83.48oC ; W = 0 kg Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình Q1 =3097.5*3376.5*(83.48-25) =6.12*108 J Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất ) QD1 = J Lượng hơi đốt sử dụng D1 = kg Giai đoạn đưa dung dịch từ 25% đến 30% Gđ = 3097.5 kg ; cđ =3376.5 J/kg độ ; tđ =83.48oC Gc = 2581.25 kg ; cc = 3213.8 J/kg độ ; tc = 85.37oC W = 516.25 Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình: Q2 = 2581.25*3213.8*85.37 – 3097.5*3376.5*83.48 + 516.25*2632.2*103 Q2 =11.94*108 J Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất ) QD2 =J Lượng hơi đốt sử dụng D2 = kg Giai đoạn đưa dung dịch từ 30% đến 35% Gđ = 2581.25 kg ; cđ = 3213.8 J/kg độ ; tđ = 85.37oC Gc = 2212.5 kg ; cc = 3051.1 J/kg độ ; tc = 89.77oC W = 368.75 kg Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình Q3 = 2212.5*3051.1*89.77 – 2581.25*3213.8*85.37 + 368.75*2632.2*103 Q3 = 8.68*108 J Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất nhiệt ) QD3 = J Lượng hơi đốt sử dụng D3 = kg Giai đoạn đưa dung dịch từ 35% đến 40% Gđ = 2212.5 kg ; cđ = 3051.1 J/kg độ ; tđ = 89.77oC Gc = 1935.9375 kg ; cc = 2888.4 J/kg độ ; tc = 95.37oC W = 276.5625 kg Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình Q4 = 1935.9375*2888.4*95.37 – 2212.5*3051.1*89.77 + 276.5625*2632.2*103 Q4 = 6.55*108 J Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất nhiệt ) QD4 = J Lượng hơi đốt sử dụng D4 = kg Tổng nhiệt lượng QD = 6.44*108 + 12.57*108 + 9.14*108 + 6.89*108 =35.04*108 J Tổng lượng hơi đốt D = 312.25 + 609.47 + 443.16 + 334.07 =1698.95 kg Lượng hơi đốt riêng Driêng = kg/kg hơi thứ Tóm tắt cân bằng năng lượng Nồng độ dung dịch. % 25(25oC) 25(83.48oC) 30 35 40 Nhiệt lượng hữu ích, J*10-8 0 6.12 18.06 26.74 33.29 Tổng nhiệt lượng cung cấp, J*10-8 6.44 19.01 28.15 35.04 Lượng hơi đốt sử dụng, kg 312.25 921.72 1364.88 1698.95 TÍNH THIẾT KẾ THIẾT BỊ CHÍNH HỆ SỐ TRUYỀN NHIỆT Hệ số truyền nhiệt trong quá trình sôi Các kí hiệu và công thức : hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ hơi, W/m2K : hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi, W/m2K q1 : nhiệt tải riêng phía hơi ngưng, W/m2 q2 : nhiệt tải riêng phía dung dịch sôi, W/m2 qv : nhệt tải riêng phía vách ống truyền nhiệt, W/m2 : nhiệt độ trung bình vách ngoài ống, oC : nhiệt độ trung bình vách trong ống, oC tD : nhiệt độ hơi ngưng, tD = 132.9oC tdd : nhiệt độ dung dịch sôi, oC : nhiệt độ màng nước ngưng, oC Phía hơi ngưng (1) Theo công thức V.101 trang 28 Tài liệu [2] (2) Với A= phụ thuộc vào nhiệt độ màng tm tm , oC 40 60 80 100 120 140 160 180 200 A 139 155 169 179 188 194 197 199 199 : khối lượng riêng của nước ở nhiệt độ tm, kg/m3 : hệ số cấp nhiệt của nước ở nhiệt độ tm, W/mK :độ nhớt của nước ở nhiệt độ tm, Pas r : ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi ở nhiệt độ tD r = 2171*103 J/kg H = 1.5 m: chiều cao ống truyền nhiệt Phía dung dịch q2 = (3) Theo công thức VI.27 trang 71 Tài liệu [2] (4) Trong đó : hệ số dẫn nhiệt (W/mK), khối lượng riêng (kg/m3), nhiệt dung riêng (J/kg độ), độ nhớt (Pas) của nước : các thông số của dung dịch theo nồng độ : hệ số cấp nhiệt tương ứng của nước, W/m2K (5), (công thức V.90 trang 26 Tài liệu [2]) Với q : nhiệt tải riêng, W/m2 p : áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng, N/m2 p = p1 = 0.3636 at = 35669.16 N/m2 Các thông số của nước ( Bảng I.249 trang 311 Tài liệu [2] ) tsdm = 73.05oC 975.97 kg/m3 cn = 4189.44 J/kg độ = 0.38619*10-3 Ns/m2 = 66.983*10-2 W/mK Các thông số của dung dịch tra ở bảng I.107 trang 101 Tài liệu [1] ( ở 40oC ) tính theo công thức I.32 trang 123 Tài liệu [1] , W/mK Mdd = Với x : nồng độ dung dịch cdd và xác định theo nồng độ Nồng độ dung dịch, % 25 30 35 40 tsdd, oC 83.48 85.37 89.77 95.37 , kg/m3 1239 1291 1344 1399 cdd , J/kg độ 3376.5 3213.8 3051.1 2888.4 , Ns/m2 1.31*10-3 1.57*10-3 1.83*10-3 2.09*10-3 Mdd 21.68 22.6 23.61 24.71 , W/mK 0.577 0.572 0.565 0.555 Phía vách ống truyền nhiệt Theo thí dụ 19 trang 148 Tài liệu [4] (6) = Trong đó: Lấy , (W/mK)-1 mm: bề dày ống truyền nhiệt 17.5 W/mK: hệ số dẫn nhiệt qua vách =6.143*10-4, (W/mK)-1 Hệ số truyền nhiệt K , W/m2K Do không biết chính xác nhiệt độ vách ống truyền nhiệt nên phải thực hiện tính lặp như sau Chọn (< tD ) Tính theo công thức (2) Tính q1 theo công thức (1) Tính theo công thức (6) với qv = q1 Tính theo công thức (5) với q = q1 Tính theo công thức (4) Tính q2 theo công thức (3) Tính qtb = Xác định sai số ss = Nếu ss > 5% thì chọn lại và lặp lại quá trình tính đến khi đạt sai số nhỏ Tính K theo công thức (7) Tính K cho các giai đoạn Tímh ở nồng độ 25% Chọn Tính W/m2K W/m2K W/m2 (thỏa) Vậy K = Tính ở nồng độ 30% Tính tương tự K = Tính ở nồng độ 35% Tímh tương tự oC K = Tính ở nồng độ 40% Tính tương tự K = Bảng tóm tắt Nồng độ dung dịch,% 25 30 35 40 tsdd, oC 83.48 85.37 89.77 95.37 q1, W/m2 46559.968 43177.16 37562.265 30101.77 q2,W/m2 47246.44 43659.26 36908.63 29826.4 qtb, W/m2 46903.2 43418.21 37235.45 29964.08 ,W/m2K 8953.94 9186.63 9631.35 10379.92 , W/m2K 3024.74 2676.84 2283.95 1847.98 K, W/m2K 946.44 911.8 865.08 798.87 ss, % 0.7 0.6 0.9 0.5 Hệ số truyền nhiệt trong quá trình gia nhiệt dung dịch ban đầu từ 25oC đến 83.48oC Các kí hiệu và công thức Các kí hiệu ,, q1, q2, qv, , , tD, tdd, , tm như mục 1.1 Phía hơi ngưng A xác định theo tm r = 2171*103 J/kg H = 1.5 m Phía vách Phía dung dịch Trong đó C và n phụ thuộc vào Pr và Gr như sau Gr.Pr thì Nu = 0.5 Gr.Pr thì thì Gr.Prthì l : chiều cao ống truyền nhiệt, l = 1.5 m : khối lượng riêng ( kg/m3 ), hệ số dãn nở thể tích ( K-1 ), hệ số dẫn nhiệt ( W/mK ), độ nhớt ( Pa.s ), nhiệt dung riêng ( J/kg độ ) của dung dịch KOH lấy ở nhiệt độ màng Với cdd = 3376.5 J/kg độ Ns/m2 của dung dịch KOH 25% To ,oC 0 20 40 60 80 100 120 0.425 0.455 0.48 0.505 0.535 0.57 0.605 Hệ số truyền nhiệt , W/m2K Trình tự tính lặp Chọn Tính Tính q1 Tính Tính Nu2 Tính q2 Tính qtb = Tính ss =, tính cho đến sai số nhỏ (và phải nhỏ hơn 5% ) Thực hiện tính lặp Chọn tm= Tính ta thấy Gr.Pr > 2.107 W/m2K qtb = 84288.59W/m2 ss=0.003=0.3% (thoả) Vậy hệ số truyền nhiệt giai đoạn này BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT VÀ THỜI GIAN CÔ ĐẶC Phương trình truyền nhiệt cho khoảng thời gian nhỏ dT dQ= K.F(T-t).dT Giả sử đến cuối quá trình dung dịch vẫn ngập hết bề mặt truyền nhiệt không đổi, T không đổi T= Lấy tích phân ta được F.T2 = (1) T2 : thời gian cô đặc ( không kể thời gian gia nhiệt cho dung dịch đầu đến 83.48oC ), s Q : nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình này, J Ta tính tích phân (1) bằng đồ thị. Cần xác định Q, ở từng thời điểm. Nồng độ dung dịch, % 25 30 35 40 Q.10-8, J 0 11.94 20.62 27.17 t(tsdd), oC 83.48 85.37 89.77 95.37 K, W/m2K 946.44 911.8 865.08 798.87 T-t 49.42 47.53 43.13 37.53 2.1 2.3 2.7 3.3 Vẽ đồ thị có : trục hoành : Q : trục tung : Từ việc tính tích phân đồ thị ta có Giai đoạn 1 ( 25%30% ) : S1 = F. T1 = 26268 m2.s Giai đoạn 2 ( 30%35% ) : S2 = F. T2 = 21550 m2.s Giai đoạn 3 ( 35%40% ) : S3 = F. T3 = 19488 m2.s Tổng quá trình cô đặc từ 25% đến 40% S = F. T = 67306 m2.s Chọn thời gian cô đặc là 40 phút Bề mặt trao đổi nhiệt là F = 67306 / 2400 = 28.04 m2 Thời gian của các giai đoạn Giai đoạn 1 : T1 = 26268 / 28.04 = 936.8 s Giai đoạn 2 : T2 = 21550 / 28.04 = 768.55 s Giai đoạn 3 : T3 = 19488 / 28.04 = 694.65 s Thời gian gia nhiệt ban đầu T T = Với Q : nhiệt lượng dùng cho gia nhiệt, J K : hệ số truyền nhiệt cho quá trình gia nhiệt, W/m2K : chênh lệch nhiệt độ, K T = Chọn thời gian nhập liệu 15 phút Thời gian tháo sản phẩm 15 phút Tồng thời gian cô đặc 1 mẻ là Tt = 15 + 4.5 + 40 + 15 = 74.5 phút Ta chọn tổng thời gian cô đặc là 75 phút BUỒNG ĐỐT Diện tích bề mặt truyền nhiệt : F = 28.04 m2 Ta lấy an toàn : F = 33.65 m2 ( 20%) Chiều cao ống truyền nhiệt : H = 1.5m Chọn ống truyền nhiệt có đường kính : dng = 45mm : dtr = 41mm Số ống cần : ống Xếp ống theo hình lục giác đều ( theo Tài liệu [2] trang 48 ) Số hình lục giác đều : 8 hình Số ống trên đường chéo : 17 ống Tổng số ống : 217 ống Chọn bước ống t = (1.2).dng Chọn t = 58 mm Chọn ống tuần hoàn Đường kính ống tuần hoàn Chọn dtr (th) = 315 mm dng(th) = 325 mm Kiểm tra điều kiện : tiết diện ngang ống tuần hoàn bằng 0.25 tiết diện ngang tất cả các ống truyền nhiệt : thỏa Số ống truyền nhiệt bị chiếm chỗ Gọi m : là số ống nằm trên đường chéo ống tuần hoàn có 7 ống trên đường chéo ống tuần hoàn a=(m +1)/2 = 4 ( công thức V.139 Tài liệu [2] trang 48 ) Tổng số ống bị chiếm chỗ (công thức V.139 Tài liệu [2] trang 48) Số ống truyền nhiệt còn lại ống Cần 175 ống (bỏ 5 ống) Đường kính trong buồng đốt Dt = t.(b-1) + 4.dng= 58*(17-1) + 4*45 =1108 mm Với b = 17 , số ống trên đuờng chéo lục giác Chọn đường kính buồng đốt Dt (bđ) = 1100 mm Đáy Chọn đáy nón tiêu chuẩn có gờ, góc đáy 90o Tra bảng XIII.21 trang 394 Tài liệu [2] Chiều cao gờ hgờ = 50 mm Chiều cao phần nón hn = 618 mm Thể tích đáy nón Vđáy = 0.282 m3 Thể tích truyền nhiệt và ống tuần hoàn Vô = m3 Cuối quá trình cô đặc Vdd = 1.38 > 0.282 +0.463 dung dịch vẫn ngập hết bề mặt truyền nhiệt BUỒNG BỐC Đường kính buồng bốc xác định từ điều kiện phân li được giọt lỏng đường kính 0.3 mm trở lên Chiều cao buồng bốc xác định từ cường độ bốc hơi trung bình và thể tích buồng bốc Đường kính Lưu lượng hơi thứ Ta tính lưu lượng hơi thứ trong giai đoạn đầu ( do lượng hơi thứ trong giai đoạn này là lớn nhất ) /(. T1) , m3/s Trong đó W1 : lượng hơi thứ trong giai đầu, kg W1 = 516.25 kg : khối lượng riêng hơi thứ ở áp suất P1 = 0.36 at = 0.2224 kg/m3 ( Bảng I.251 trang 314 Tài liệu [1] ) T1 : thời gian gia nhiệt giai đoạn đầu ( từ 25% đến 30% ) T1 = 936.8 s m3/s Vận tốc hơi Vận tốc lắng Xác định theo công thức 5.14 trang 157 Tài liệu [3] Trong đó : khối lượng riêng giọt lỏng, kg/m3 : khối lượng riêng hơi thứ, = 0.2224 kg/m3 dl : đường kính giọt lỏng, dl = 0.3 mm = 3*10-4 m : hệ số trở lực Ta có = 976.57 kg/m3, tra ở nhiệt độ 72.05oC (Bảng I.249 trang 310 Tài liệu [1]) tính theo Re Với =0.0106*10-3 Pa.s : độ nhớt động lực học của hơi thứ Giả sử 0.2< Re < 500 Vận tốc lắng Mà m Vậy chọn đường kính buồng bốc Dtr(bb) =1.6 m = 1600 mm Kiểm tra Re thỏa Chiều cao Tính theo trang 71,72 Tài liệu [2] Thể tích không gian hơi , m3 Với W : lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h Utt : cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi, m3/m2h : khối lượng riêng hơi thứ, kg/m3 Ta có W = kg/h Utt = f.(Utt (1at) ) Với Utt (1at) : cường độ bốc hơi thể tích cho phép khi áp suất bằng 1 at f : hệ số hiệu chỉnh Chọn Utt (1at) = 1650 m3/m2.h f = 1.5 ( Đồ thị VI.3 trang 72 Tài liệu [2] ) Utt = 1.5*1650 =2475 m3/m2.h Thể tích không gian hơi m3 Chiều cao phần không gian hơi trong trụ bốc m h1= 50 mm : chiều cao phần gờ buồng bốc h2= 400 mm :chiều cao phần nón buồng bốc h3 : chiều cao dung dịch trong phần trụ h1 =50 mm h3 h2 =400 mm Thể tích dung dịch trong buồng bốc trước khi cô đặc Vdd (bb) = Vdd – Vô - Vđáy = 2.5 - 0.463 – 0.282 =1.755 m3 Mặt khác Vdd(bb) = Vdd phần gờ + Vdd phần nón + Vdd phần trụ = m Chiều cao phần trụ buồng bốc Hb = Hkgh + h3 = 1.58 + 0.56 = 2.14 m Chọn chiều cao phần trụ buồng bốc 2.2 m Chiều cao buồng bốc 2.2+ 0.4 + 0.05 = 2.65 m Khi kết thúc cô đặc Vdd = 1.38 m3 Thể tích dung dịch trong buồng bốc Vdd(bb) = 1.38 – 0.463 -0.282 = 0.635 m3 Tương tự như trên ta được chiều cao dung dịch ngập phần trụ buồng bốc là h3 = 0.004 m = 4 mm Nắp Chọn nắp elip tiêu chuẩn có gờ, đường kính trong 1600 mm Tra bảng XIII.10 trang 382 Tài liệu [2] Chiều cao gờ : hg = 50 mm Chiều cao phần Elip : ht = 400 mm Diện tích bề mặt trong : Ft = 3.03 m2 TÍNH CƠ KHÍ THIẾT BỊ CHÍNH BUỒNG ĐỐT Đường kính trong : Dt = 1100 mm Chiều cao : Hđ = 1500 mm Các thông số tra và chọn Aùp suất tính toán Buồng đốt chịu áp suất trong PBĐ = Phơi đốt –Pa = 3 – 1 = 2 at = 0.1962 N/mm2 Nhiệt độ tính toán Nhiệt độ hơi đốt tD = 132.9oC Buồng đốt được bọc cách nhiệt nên nhiệt độ tính toán tBĐ = 132.9 + 20 Chọn vật liệu Vật liệu được chọn là thép không gỉ X18H10T do KOH có tính ăn mòn Ứng suất cho phép tiêu chuẩn ở 153oC N/mm2 ( hình 1.2 trang 22 Tài liệu [7] ) Ứng suất cho phép N/mm2 Với là hệ số hiệu chỉnh Hệ số bền mối hàn (bảng 1-7 trang 24 Tài liệu [7] ) Tính và chọn bề dày – tính bền cho buồng đốt Ta có Bề dày tối thiểu thân buồng đốt tính theo công thức mm Bề dày này quá nhỏ. Tra bảng 5-1 trang 128 Tài liệu [7] được Smin = 3-4 mm Dung dịch ăn mòn (KOH) nên Ca = 1 Vậy chọn bề dày buồng SBĐ = 4 mm Kiểm tra áp suất tính toán Cho nên áp suất tính toán cho phép xác định theo công thức N/mm2 PBĐ = 0.1962 N/mm2 < [P]BĐ = 0.68 N/mm2 (thoả) Vậy bề dày buồng đốt SBĐ = 4 mm BUỒNG BỐC Đường kính trong buồng bốc Dtr(bB) = 1600 mm Chiều cao Hb = 2650 m Các thông số tra và chọn Aùp suất tính toán Thân buồng bốc chịu áp suất ngoài PBB = Pa + ( 1- 0.36 ) = 1.64 at =0.16 N/mm2 Nhiệt độ tính toán Nhiệt độ hơi thứ : tD = 73.05oC Suy ra nhiệt độ tính toán : tBB = 73.05 + 20 = 93.05oC ( do bọc cách nhiệt ) Chọn vật liệu Chọn vật liệu làm buồng bốc là thép không gỉ X18H10T Ứng suất cho phép tiêu chuẩn ở 93.05oC N/mm2 ( hình 1.2 trang 22 Tài liệu [7] ) Mođun đàn hồi ở 93.05oC tra ở bảng 2-12 trang 45 Tài liệu [7] EBB = 19.68*106 N/cm2 = 1.968*105 N/mm2 Giới hạn chảy ở 93.05oC N.mm2 Với nc =1.65 tra ở bảng 1-6 trang 20 Tài liệu [7] Tính bề dày – Tính ổn định cho buồng bốc Bề dày tối thiểu được xác định theo công thức 5.14 trang 133 Tài liệu [7] mm : chiều dài tính toán buồng bốc mm Bề dày thực buồng bốc SBB = mm Kiểm tra điều kiện Thế số ta được Kiểm tra áp suất cho phép =N.mm2 PBB = 0.16 N/mm2 < N/mm2 à thỏa Kiểm tra lực nén chiều trục Lực nén chiều trục ( trang 149 Tài liệu [7] ) N Tỉ số (bảng trang 140 Tài liệu [7] ) =0.091 < 0.155 Điều kiện SBB – Ca 9 thỏa Vậy bề dày buồng bốc thỏa lực nén chiều trục Kiểm tra đồng thời áp suất ngoài và lực nén chiều trục Ứng suất cho phép khi nén ( công thức 3.51 trang 140 Tài liệu [7] ) N/mm2 Ứng suất khi nén ( công thức 5.48 trang 145 Tài liệu [7] ) N/mm2 Kiểm tra điều kiện ( công thức 5.47 trang 145 Tài liệu [7] ) thỏa Vậy thân buồng bốc thỏa đồng thời điều kiện áp suất ngoài và lực nén chiều trục Kết luận : Bề dày buồng bốc là SBB = 10 mm ĐÁY Tính theo công thức trang 178-179 Tài liệu [7] Đáy nón chịu cùng áp suất ngoài với buồng bốc PĐ = 0.16 N/mm2 Chọn sơ bộ bề dày đáy SĐ = 10 mm D’ : đường kính tính toán của đáy nón mm Với dt = 40 mm là đường kính lỗ tháo sản phẩm Xét 044 > 0.36 Vậy áp suất cho phép tính theo công thức 5.19 trang 135 Tài liệu [7] = 0.649* N/mm2 Kiểm tra điều kiện ổn định Lực nén chiều trục ( công thức 6.26 trang 178 Tài liệu [7] ) Với DngĐ = DtrĐ + 2.SĐ = 1100 + 2.10 = 1120 mm N Lực nén chiều trục cho phép ( công thức 6.27 trang 178 Tài liệu [7] ) Xác định Kc tra ở bảng trang 140 Tài liệu [7] N Điều kiện ổn định ( công thức 6.30 trang 178 Tài liệu [7] ) thoả Vậy bề dày đáy là 10 mm NẮP ELIP Nắp elip tiêu chuẩn có gờ Đường kính trong 1600 mm Chiều cao gờ : hg = 50 mm Chiều cao phần Elip : ht = 400 mm Rt = Dt = 1600 mm Nắp chịu áp suất ngoài như buồng bốc PN = 0.16 N/mm2 Vật liệu là thép không gỉ X18H10T EN = 1.968*105 N/mm2 N/mm2 Tính theo công thức trang 166-167 Tài liệu [7] N/mm2 Chọn bề dày nắp SN = SBB = 10 mm Kiểm tra ( với đối với thép không gỉ ) Ta thấy nên tính áp suất cho phép theo công thức 6.7 trang 166 Tài liệu [7] ( kiểm tra điều kiện 0.2 < thoả ) = N/mm2. Ta thấy PN = 0.16 < [PN] =0.61 cho nên nắp thỏa điều kiện ngoài áp suất Vậy bề dày nắp SN =10 mm TÍNH CÁCH NHIỆT CHO THÂN Chọn vật liệu cách nhiệt là amiang carton Bề dày lớp cách nhiệt , m (công thức VI.66 trang 92 tài liệu [2] ) Trong đó : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu cách nhiệt, tT1 : nhiệt độ lớp cách nhiệt tiếp giáp bề mặt thiết bị tT2 : nhiệt độ bề mặt lớp cách nhiệt về phía không khí vào khoảng 40oC à 50oC tKK : nhiệt độ không khí : hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ngoài của lớp cách nhiệt đến không khí (công thức VI.67 trang 92 tài liệu [2] ) m Vậy chọn bề dày lớp các nhiệt MỐI GHÉP BÍCH Bích nối buồng bốc với nắp Aùp suất trong thiết bị P = 0.16 N/mm2 Đường kính trong bích Dt = 1600 mm Chọn bích liền bằng thép để nối thiết bị Tra bảng XIII.27 trang 420 Tài liệu [2], bích kiểu 1, ta được các thông số h Dt = 1600 mm Dn = 1620 mm D1 = 1660 mm Db = 1700 mm D = 1750 mm h = 35 mm db = M 24 Số bulong 40 cái D Db db Dt Dn D1 Do môi trường ăn mòn ta chọn đệm amiang-carton Bề dày 3 mm Aùp suất lớn nhất chịu được 0.6 N/mm2 Nhiệt độ lớn nhất chịu được 500oC Bích nối buồng đốt và đáy Chọn theo bảng XIII.27 trang 420 Tài liệu [2]. Bích liền bằng thép, kiểu 1 Dt = 1100 mm D = 1240 mm Dn = 1108 mm h = 22 mm D1 = 1160 mm Số bulong 28 cái Db = 1190 mm db = 20 mm ( M20) Bích nối buồng đốt và buồng bốc Chọn như bích buồng đốt và đáy VỈ ỐNG Chọn vỉ tròn phẳng Vật liệu X18H10T à nhiệt độ tính toán Ttt = 132.9oC Ứng suất cho phép tiêu chuẩn []* = 140 N/mm2 Hệ số an toàn nB = 2.6 (bảng 1-6 trang 20 Tài liệu [7]) Giới hạn bền uốn []u = 140*2.6 = 364 N/mm2 Aùp suất làm việc Po : Po = PĐ + PCK = 2+(1-0.36) = 2.64 at = 0.259 N/mm2 Chiều dày tính toán tối thiểu của vỉ ống h’= (công thức 8.19 trang 212 Tài liệu [7]) K : hệ số, K = 0.28à 0.36. Chọn K= 0.35 Dt : đường kính trong thân buồng đốt, mm mm Tính sơ bộ chiều dày vỉ mm (dn đường kính ngoài ống truyền nhiệt) Kiểm tra ứng suất uốn Ứng suất uốn trong vỉ của thiết bị trao đổi nhiệt lắp cứng trong phạm vi diện tích hình chữ nhật ABCD B l =0.5*(AB + CD) AB = t*sin60o = CD = 58*sin60o = 50.23 mm à l = 50.23 mm D t C A 60o thỏa Chọn bề dày vỉ bằng bề dày bích, hvỉ =22 mm KHỐI LƯỢNG VÀ TAI TREO Khối lượng thép làm thiết bị Khối lượng riêng thép không gỉ kg/m3 Thể tích thép buồng đốt m3 Với DngbĐ = 1.108 m : đường kính ngoài buồng đốt DtrbĐ = 1.1 m : đường kính trong buồng đốt HĐ = 1.5 m : chiều cao buồng đốt Thể tích thép buồng bốc m3 = 0.596 – 0.579 = 0.017 m3 m3 m3 m3 Vậy thể tích thép buồng bốc m3 Thể tích thép làm đáy Vt.đáy = diện tích bề mặt trong đáy * bề dày đáy = 1.713*10*10-3 = 17.13*10-3 m3 Thể tích thép làm nắp Vt nắp = diện tích bề mặt trong nắp * bề dày nắp = 3.03*10*10-3 = 30.3*10-3 m3 Thể tích thép làm ống truyền nhiệt Vt.ống = Vt.ốngTN + Vt.ốngtuầnhoàn = 175* m3 Thể tích thép làm bích buồng đốt Thể tích thép làm 2 mặt bích không có vỉ ống m3 Thể tích thép 2 mặt bích có vỉ V2 = = m3 Thể tích thép làm bích nối buồng bốc với nắp V3 = 2* m3 Tổng thể tích thép làm thiết bị không kể ống truyền nhiệt Vthép.1 = 0.0208 + 0.12974 + 17.13*10-3 + 30.3*10-3 + 0.0107 +0.0372 +0.0222 = 0.26807 m3 Khối lượng thép làm thiết bị không tính ống truyền nhiệt mthép.1 = 0.26807*7900 2118 kg Khối lượng thép làm thiết bị mthép = 2118 + 0.078*7900 2734 kg Khối lượng dung dịch lớn nhất là 3097.5 kg Tổng tải trọng của thiết bị M = 2734 + 3097.5 = 5831.5 kg Tai treo Dùng 4 tai treo Tải trọng trên mỗi tai treo m = N Tra bảng XIII.36 trang 438 Tài liệu [2] ta được Tải trọng cho phép 25000 N Bề mặt đỡ 173*10-4 m2 Tải trọng cho phép trên bề mặt đỡ q = 1.45*106 N/m2 Các kích thước L = 150 mm S = 8 mm B = 120 mm l = 60 mm B1 = 130 mm a = 20 H = 215 mm d = 30 mm Khối lượng 3.48 kg, vật liệu thép CT3 CÁC ĐƯỜNG ỐNG DẪN, CỬA Ống và cửa nhập liệu Thời gian nhập liệu : Tnl = 15 phút = 900 s Lưu lượng nhập liệu m3/s Chọn vận tốc dung dịch đi trong ống m/s (trang 74 Tài liệu [2]) Vậy đường kính ống nhập liệu m =48.6 mm Chọn ống thép tiêu chuẩn theo bảng XIII.33 Tài liệu [2] Đường kính trong 50 mm Bề dày 3.5 mm Chiều dài ống 100 mm Ống và cửa tháo liệu Thời gian tháo liệu Ttl = 15 phút = 900 s Lưu lượng tháo liệu 1.53 m3/s Chọn vận tốc dung dịch đi trong ống m/s (trang 74 Tài liệu [2]) Đường kính ống tháo liệu m = 36 mm Chọn ống tháo liệu Đường kính trong 40 mm Bề dày 2.5 mm Chiều dài 100 mm Ống dẫn hơi thứ Thời gian cô đặc (lấy trong giai đoạn đầu) T1 = 936.8 s Lượng hơi thứ trong giai đoạn đầu 516.25 kg Vậy lưu lượng hơi thứ m3/s ( kg/m3) Chọn vận tốc hơi đi trong ống vht = 20 m/s đường kính ống dẫn hơi thứ m = 397 mm Chọn dht = 400 mm Bề dày S = 13 mm Chiều dài 150 mm Ống dẫn hơi đốt Thời gian cô đặc và gia nhiệt T =44.5 phút = 2670 s Lượng hơi đốt D = 1698.95 kg Khối lượng riêng hơi đốt ở 3 at kg/m3 lưu lượng hơi đốt D/(. T ) = m3/s Chọn vận tốc hơi đốt vhđ = 20 m/s đường kính ống dẫn hơi đốt m = 157 mm Chọn dhđ = 160 mm Bề dày S = 5 mm Chiều dài 130 mm Ống dẫn nước ngưng Lượng nước ngưng mn = 1698.95 kg Thời gian ngưng T =44.5 phút = 2670 s Khối lượng riêng nước ngưng ở 132.9oC kg/m3 lưu lượng nước ngưng Chọn vận tốc nước ngưng chảy trong ống vnn = 1.5 m/s đường kính ống dẫn nước ngưng m = 24 mm Chọn dnn = 25 mm Bề dày S = 3.5 mm Chiều dài 90 mm Tóm tắt các đường ống dẫn và cửa Ống Đường kính trong, mm Bề dày, mm Chiều dài, mm Nhập liêu 50 3.5 100 Tháo liệu 40 2.5 100 Hơi thứ 400 13 150 Hơi đốt 160 5 130 Nước ngưng 25 3.5 90 CHƯƠNG III. CÁC CHI TIẾT THIẾT BỊ PHỤ THIẾT BỊ NGƯNG TỤ BAROMET Chi phí nước để ngưng tụ Công thức 4.39 trang 188 Tài liệu [4] Trong đó Gn : lượng nước cần cung cấp, kg W : lượng hơi thứ cần ngưng, kg i : entanpi của hơi thứ ở áp suất ngưng tụ 0.35 at, J/ kg i = 2626*103 J/kg (bảng I.251 trang 314 Tài liệu [1]) cn : nhiệt dung riêng trung bình của nước, J/kg độ cn =4178 J/kg độ tn1, tn2: nhiệt độ vào và ra của nước, oC tn1 = 25oC tn2 = 60oC kg Lượng không khí do bơm hút từ thiết bị ngưng tụ Theo công thức 4.40 trang 188 Tài liệu [4] Gkk = 0.01*W + 2.5*10-5*(W + Gn) Trong đó W : lượng hơi thứ cần ngưng, kg Gn : lượng nước cần cho ngưng tụ, kg Gkk : lượng không khí cần hút, kg kg Thể tích không khí cần hút (công thức VI.49 trang 84 Tài liệu [2]) Với tkk : nhiệt độ không khí oC Thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô (công thức VI.50 trang 84 Tài liệu [2]) tkk = tn1 + 4 + 0.1*(tn2 – tn1) = 25 + 4 + 0.1*(60 – 25) = 32.5oC P : áp suất hỗn hợp trong thiết bị ngưng tụ, N/m2 P = 0.35 at = 34335 N/m2 Ph : áp suất riêng phần của hơi nước trong hỗn hợp, lấy bằng áp suất hơi bão hoà ơ tkk Ph = 0.0503 at = 4934.43 N/m2 Vậy thể tích không khí cần hút Vkk = m3 Thể tích không khí cần hút ở 0oC và 760 mmHg Vkk1 = 0.001*(0.02*(W+Gn)+8W) = =0.001*(0.02*(18868.1+1161.5625)+8*1161.5625) = 9.69 m3 Đường kính thiết bị ngưng tụ Theo công thức VI.52 trang 84 Tài liệu [2] Với W : lưu lượng hơi ngưng, kg/s W = kg/s : khối lượng riêng hơi ở áp suất 0.35 at kg/m3 (trang 314 Tài liệu [1]) : tốc độ hơi, m/s Chọn = 20 m/s Dtr(NT) : đường kính trong thiết bị ngưng tụ m Chọn đường kính trong thiết bị ngưng tụ 500 mm Kích thước tấm ngăn Tấm ngăn dạng hình viên phân Chiều rộng tấm ngăn b mm Trên tấm ngăn đục nhiều lỗ nhỏ Nước làm nguội là nước sạch Lấy đường kính lỗ dlỗ = 2 mm Tổng diện tích lỗ trên một cặp tấm ngăn , công thức VI.54 trang 85 Tài liệu [2] Gn : lưu lượng nước, m/s Gn = kg/s : tốc độ tia nước, m/s Chọn chiều cao gờ tấm ngăn là 40 mm nên =0.62 m/s mm2 Với kg/m3 ở 72.05oC Số lỗ n lỗ Chọn chiều dày tấm ngăn 4 mm Các lỗ xếp theo hình lục giác đều Bước lỗ t = 0.866*, mm tỉ số giữa diện tổng diện tích tiết diện lỗ với diện tích tiết diện thiết bị ngưng tụ Vậy bước lỗ mm Chiều cao thiết bị ngưng tụ Mức độ đun nóng nước ( công thức VI.56 trang 85 Tài liệu [2]) Tra bảng VI.7 trang 86 Tài liệu [2] với đường kính tia nước 2 mm thì Số bậc 4 Số ngăn 8 Khoảng cách giữa các ngăn 400 mm Thời gian rơi qua một bậc 0.41 s Chọn khoảng cách giữa các ngăn giảm dần từ dưới lên như sau 400 mm, 350 mm, 300 mm, 250mm, 200 mm, 150mm, 100 mm Khoảng cách từ ngăn trên cùng nắp thiết bị 1300 mm Khoảng cách từ ngăn dưới cùng đến đáy thiết bị 1200 mm Nắp elip tiêu chuẩn có gờ, đuờng kính trong 500 mm Chiều cao gờ 50 mm Chiều cao phần elip 125 mm Đáy nón tiêu chuẩn có gơ, góc đáy 60oC, đuờng kính trong 500 mm Chiều cao gờ 50 mm Chiều cao phần nón 450 mm Vậy chiều cao thiết bị ngưng tụ Hnt = 125 + 25 +1300 + 100 +150 +200 +250 +300 +350 +400 +1200 +50 +450 =4900 mm = 4.9 m Đường kính ống baromet Theo công thức VI.57 trang 86 Tài liệu [2] , m Với W : lưu lượng hơi ngưng, kg/s Gn : lưu lượng nước lạnh tưới vào tháp, kg/s : tốc độ hỗn hợp nước và hơi đã ngưng chảy trong ống, thường lấy =0.50.6 m/s. Vậy chọn = 0.55 m/s db : đường kính trong ống baramet, m m Chọn đường kính ống baromet db = 150 mm Chiều cao ống baromet H = h1 + h2 + 0.5 , m (công thức VI.58 trang 86 Tài liệu [2]) h1 : chiều cao cột nước trong ống baromet cân bằng với hiệu số giữa áp suất khí quyển và áp suất trong thiết bị ngưng tụ h2 : chiều cao cột nước trong ống dẫn cần để khác phục toàn bộ trở lực khi nước chảy trong ống Tính h1 h1 = , m (công thức Vi.59 trang 86 Tài liệu [2]) P’ độ chân không trong thiết bị ngưng tụ P’ = 0.65 at = 477.75 mmHg h1 = mm Tính h2 , m (công thức VI.60 trang 87 Tài liệu [2]) Lấy hệ số trở lực khi vào ống hệ số trở lực khi ra khỏi ống H : chiều cao ống baromet, m db : đường kính trong ống baromet, db = 0.15 m : hệ số trở lực do ma sát khi nước chảy trong ống Re = Với = 0.55 m/s vận tốc nước chảy trong ống d = 0.15 m đường kính trong ống baromet kg/m3 khối lượng riêng của nước ở 60oC Ns/m2 độ nhớt động lực của nước ở 60oC à chế độ chảy rối Tính H H= 6.5 + 0.0385 + 1.75*10-3H m Chọn H= 7 m Các kích thước khác Chiều dày thành thiết bị 5 mm Lỗ hơi vào 300 mm Lỗ nước vào 100 mm Hỗn hợp khí và hơi ra nối với thiết bị thu hồi 80 mm Đường kính ống nối từ thiết bị thu hồi đến ống baromet 50 mm Khoảng cách từ tâm thiết bị ngưng tụ đến tâm thiết bị thu hồi 675 mm Đường kính thiết bị thu hồi 400 mm Chiều cao thiết bị thu hồi 1440 mm Hỗn hợp khí và hơi ra khỏi thiết bị thu hồi 50 mm Ống thông khí 50 mm BƠM Bơm chân không Tốc độ hút của bơm chân không ở 0oc và 760 mmHg SB = 9.69/40 = 0.24 m3/ph = 14.535 m3/h Công suất bơm chân không m : chỉ số đa biến, thường m = 1.2 à 1.62. Lấy m = 1.3 p1 : áp suất trước khi nén. p1 = P – Ph = 0.35 – 0.05 = 0.3 at Ph = 0.05 áp suất hơi nước trong hỗn hợp p2 : áp suất sau khi nén. P2 = Pa = 1 at = 9.81*104 N/m2 Vkk : thể tích không khí cần hút, m3 t : thời gian cô đặc, s : hệ số hiệu chỉnh, = 0.8 W Chọn bơm chân không Hiệu bơm KBH-4 Tốc độ hút ở 0oC và 760 mmHg: 0.4 m3/ph Aùp suất giới hạn: 110 mmHg Công suất động cơ 1.5 kW Khối lượng bơm 38 kg Bơm nhập liệu Công suất bơm Q : lưu lượng nhập liệu, m3/s m3/s H : côt áp của bơm, m Phương trình Bernoulli cho 2 mặt cắt 1-1 (mặt thoáng bể chứa nguyên liệu) và 2-2 (miệng ống nhập liệu) Z1+= Z2+h1-2 Trong đó Z1, Z2 : chiều cao hình học của mặt cắt so với đất. Chọn Z1 = 2 m, Z2 = 6.5 m p1,p2 : áp suất tại 2 mặt cắt. p1 = p2 = 1 at v1,v2 : vận tốc dung dịch tại 2 mặt cắt, m/s v1 = 0 v2 = v : vận tốc dung dịch đi trong ống, m/s h1-2 : tổng tổn thất trong ống, m Ta có : tổng hệ số tổn thất cục bộ l, d : chiều dài, đường kính ống nối bơm, m : hệ số ma sát Xác định Chọn đường kính d = dhút = dđẩy = dnl = 50 mm Vận tốc chảy trong ống m/s Chuẩn số Re = Với : khối luợng riêng dung dịch KOH 25%, kg/m3 : độ nhớt động lực của dung dịch KOH 25%, Pa.s Chọn độ nhám ống thép mm Vậy Regh < Re < Ren nên Chiều dài đường ống từ bể lên cửa nhập liệu l = 7 m Tổng tổn thất áp suất m Chọn Cột áp của bơm H = (Z2 – Z1) + m Công suất bơm kW Chọn bơm theo bảng 1.7 trang 35 Tài liệu [4] Hiệu bơm : X20/18 Lưu lượng Q = 5.5*10-3 m3/s Cột áp H = 10.5 m Số vòng n = 48.3 v/ph Động cơ điện : Loại A02-31-2 Công suất N = 3 kW Hiệu suất Bơm vào thiết bị ngưng tụ Công suất bơm : khối lượng riêng của nước ở 25oC, =996.9 kg/m3 : hiệu suất của bơm, = 0.8 Q : lưu lượng nhập liệu, m3/s m3/s t : thời gian cô đặc, s H : côt áp của bơm, m Phương trình Bernoulli cho 2 mặt cắt 1-1 (mặt thoáng bồn chứa nước vào thiết bị ngưng tụ) và 2-2 (mặt thoáng cửa vào ống dẫn nước) Z1+= Z2+h1-2 Trong đó Z1, Z2 : chiều cao hình học của mặt cắt so với đất. Chọn Z1 = 2 m, Z2 = 12 m p1 : áp suất tại mặt cắt 1-1, p1 = 1 at à mH2O p2 : áp suất tại mặt cắt 2-2, p2 = 0.35 at à mH2O v1,v2 : vận tốc nước tại 2 mặt cắt, m/s v1 = 0 v2 = v : vận tốc nước chảy trong ống, m/s h1-2 : tổng tổn thất trong ống, m Ta có : tổng hệ số tổn thất cục bộ l, d : chiều dài, đường kính ống nối từ bể chứa đến thiết bị ngưng tụ, m : hệ số ma sát Xác định Chọn đường kính d = dhút = dđẩy = dnl =100 mm Vận tốc chảy trong ống m/s Chuẩn số Re = Với : khối luợng riêng của nước ở 25oC, kg/m3 : độ nhớt động lực của nước ở 25oC, =0.892*10-3 Chọn độ nhám ống thép mm Vậy Regh < Re < Ren nên Chiều dài đường ống từ bể lên cửa nhập liệu l = 15 m Tổng tổn thất áp suất m Chọn Cột áp của bơm H = (Z2 – Z1) + m Công suất bơm kW Chọn bơm theo bảng 1.7 trang 35 Tài liệu [4] Hiệu bơm : X45/21 Lưu lượng Q = 12.5*10-3 m3/s Cột áp H = 13.5 m Số vòng n = 48.3 v/ph Động cơ điện : Loại A02-51-2 Công suất N = 10 kW Hiệu suất CHƯƠNG IV. TÍNH GIÁ THÀNH THIẾT BỊ Khối lượng thép làm thiết bị không kể ống truyền nhiệt : 2118 kg Giá thép X18H10T : 50000 đ/kg à $thiết bị = 50000*2118 = 105900000 đ Ống truyền nhiệt Ống có d < 50 mm giá 50000 đ/m Ống có d >50 mm giá 100000 đ/m à $ống = 175*1.5*50000 + 100000*1.5 = 13275000 đ Bulong Giá 1 bulong 3000 đ/cái à $bulong = (28*2 +40 + 8*6)*3000 = 432000 đ Đệm Giá 250000 đ à $đệm = 3*250000 = 750000 đ Tai đỡ Vật liệu CT3, giá 10000 đ/kg Khối lượng 1 tai 3.48 kg à $tai treo = 3.48*4*10000 = 139000 đ Cửa quan sát : 300000 đ/cái Vậy tổng giá thành thiết bị chính $thiết bị chính = (105.9 + 13.275 +0.432 + 0.75 + 0.139 +0. 3)*106 = 120796000 đ Nhiệt kế giá: 150000 đ/cái à $nhiệt kế = 150000*2 = 300000 đ Aùp kế giá: 600000 đ/cái à $áp kế = 60000*3 = 1800000 đ Bơm chân không 1500000 đ/cái Bơm nhập liệu Công suất N = 0.23 kW = 0.3 Hp Chọn bơm 0.5 Hp Giá bơm 700000 đ/Hp à $bơm nhập liệu = 700000*0.5 = 350000 đ Bơm vào thiết bị ngưng tụ (bơm nước) N = 0.39 kW = 0.52 Hp Chọn bơm 1 Hp à $bơm nước = 700000*1= 700000 đ Thiết bị ngưng tụ baromet và bình tách lỏng giá: 15000000 đ Vậy tổng giá thành thiết bị ( chưa kể tiền gia công lắp đặt) $ = (120796 + 0.3 + 1.8 +1.5 +0.35 +0.7 +15)*106 = 140446000 đ Nếu tình giá gia công bằng 100% giá vật tư thì tổng giá thành thiết bị là $tổng = 2*140446000 = 280892000 đ KẾT LUẬN Hệ thống cô đặc được thiết kế gồm nồi cô đặc và thiết bị ngưng tụ baromet khá đơn giản, không phức tạp, không cần thiết bị gia nhiệt ban đầu và bồn cao vị để ổn định lưu lượng. Thời gian cô đặc tương đối ngắn (1.25 giờ), hệ số truyền nhiệt đạt được trong quá trình cô đặc là khá cao. Thiết bị tương đối nhỏ gọn, giá thành không quá cao có thể chấp nhận được. Tuy nhiên ta khó có thể điều khiển được quá trình cô đặc và thời gian cô đặc có thể thay đổi không ổn định, nông độ đạt được là không cao. Quá trình cô đặc là quá trình cần thiết trong công nghệ hóa chất và thực phẩm nên cần được nghiên cứu phát triển để có được hiệu quả cô đặc cao, chi phí thấp. TÀI LIỆU THAM KHẢO [1] Các tác giả, Sổ tay Quá trình và thiết bị Công nghệ hoá chất, Tập 1, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 1992 [2] Các tác giả, Sổ tay Quá trình và thiết bị Công nghệ hoá chất, Tập 2, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 1992 [3] Phạm Văn Bôn (chủ biên) – Nguyễn Đình Thọ, Giáo trình QT & TB CNHH tập 5 : Quá trình và thiết bị truyền nhiệt, NXB ĐH Quốc gia TP HCM, 2002 [4] Phạm Văn Bôn – Vũ Bá Minh – Hoàng Minh Nam, QT & TB CNHH tập 10 : Ví dụ và Bài tập, Trường ĐH Bách Khoa TP HCM [5] Phạm Văn Bôn, QT & TB CNHH tập 11 : Hướng dẫn đồ án môn học, Trường ĐH Bách Khoa TP HCM, 1993 [6] Trần Hùng Dũng – Nguyễn Văn Lục – Hoàng Minh Nam – Vũ Bá Minh, QT & TB CNHH tập 1, quyển 2 : Phân riêng bằng khí động, lực ly tâm, Bơm, quạt, máy nén, Tính hệ thống đường ống, NXB ĐH Quốc gia TP HCM, 1997 [7] Hồ Lê Viên, Thiết kế tính toán các chi tiết thiết bị hóa chất, NXB Khoa học và Kỹ thuật, 1978 [8] Hoàng Đình Tín, Truyền nhiệt & Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt, Trường ĐH Bách Khoa TP HCM, 1996 [9] Nguyễn Văn Lụa, QT & TB CNHH tập 1, quyển 1: Khuấy – Lắng – Lọc, NXB ĐH Quốc gia TP HCM, 2002