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

Đầu tiên, em xin gửi lời cảm ơn sâu sắc đến Ban giám hiệu trường Đại học Công Nghiệp Tp. HCM , tập thể các thầy cô giảng dạy ở Khoa Công Nghệ Hóa Học đã tận tình truyền đạt cho em những kiến thức cũng như kinh nghiệm trong quá trình học tập tại trường cũng như tạo cho em một trường học tập năng động và hiện đại . Đặc biệt hơn nữa em xin cảm ơn đến thầy Nguyễn Tiến Đạt, người đã trực tiếp hướng dẫn, giúp đỡ, góp ý trong quá trình em hoàn thành cuốn đồ án học phần này. Em cũng xin cảm ơn đến Thư viện của trường đã tạo điều kiện cho em được tiếp xúc và cung cấp những tài liệu, cần thiết, hữu ích cho em hoàn thành tốt đề tài đồ án học phần.

docx82 trang | Chia sẻ: lvbuiluyen | Ngày: 07/10/2013 | Lượt xem: 4274 | Lượt tải: 24download
Bạn đang xem nội dung tài liệu Đề tài Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch nước mía bằng hệ thống cô đặc hai nồi liên tục ngược chiều, để tải tài liệu về máy bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HỒ CHÍ MINH KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ ĐỒ ÁN HỌC PHẦN Đề tài THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU GVHD: NGUYỄN TIẾN ĐẠT SVTH: PHẠM VĂN LỢI HUỲNH NGỌC LÂM TRẦN PHƯỚC LỘC LỚP : CDHD12A MÃ HP: 111703801 HỌC KỲ: 2 NĂM HỌC: 2012–2013 TP. Hồ Chí Minh, Tháng 04 năm 2013 TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HỒ CHÍ MINH KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ ĐỒ ÁN HỌC PHẦN Đề tài THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU GVHD: NGUYỄN TIẾN ĐẠT SVTH: PHẠM VĂN LỢI HUỲNH NGỌC LÂM TRẦN PHƯỚC LỘC LỚP: CDHD12A MÃ HP: 111703801 HỌC KỲ: 2 NĂM HỌC: 2012– 2013 TP. Hồ Chí Minh, Tháng 04 năm 2013 LỜI CÁM ƠN Đầu tiên, em xin gửi lời cảm ơn sâu sắc đến Ban giám hiệu trường Đại học Công Nghiệp Tp. HCM , tập thể các thầy cô giảng dạy ở Khoa Công Nghệ Hóa Học đã tận tình truyền đạt cho em những kiến thức cũng như kinh nghiệm trong quá trình học tập tại trường cũng như tạo cho em một trường học tập năng động và hiện đại . Đặc biệt hơn nữa em xin cảm ơn đến thầy Nguyễn Tiến Đạt, người đã trực tiếp hướng dẫn, giúp đỡ, góp ý trong quá trình em hoàn thành cuốn đồ án học phần này. Em cũng xin cảm ơn đến Thư viện của trường đã tạo điều kiện cho em được tiếp xúc và cung cấp những tài liệu, cần thiết, hữu ích cho em hoàn thành tốt đề tài đồ án học phần. Trong thời gian làm báo cáo đồ án, mặc dù đã cố gắng trong việc hoàn thiện bài báo cáo nhưng do kiến thức chuyên môn còn hạn hẹp nên không tránh khỏi những thiếu sót nhất định. Rất mong nhận được sự góp ý của quý thầy cô để bài báo cáo của em được hoàn chỉnh hơn. Em xin cám rất nhiều ơn. Tp. HCM, ngày 17 tháng 04 năm 2013 Họ tên sinh viên NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN .. Phần đánh giá: Ý thức thực hiện: Nội dung thực hiện: Hình thức trình bày: Tổng hợp kết quả: Điểm bằng số: Điểm bằng chữ: Tp. Hồ Chí Minh, ngày ..... tháng ..... năm 2013 Giáo viên hướng dẫn Nguyễn Tiến Đạt NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN PHẢN BIỆN Phần đánh giá: Ý thức thực hiện: Nội dung thực hiện: Hình thức trình bày: Tổng hợp kết quả: Điểm bằng số: Điểm bằng chữ: Tp. Hồ Chí Minh, ngày ..... tháng ..... năm 2013 Giáo viên phản biện MỤC LỤC DANH MỤC BẢNG BIỂU VÀ HÌNH Bảng 2.1. Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi 9 Bảng 2.2. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra 10 Bảng 2.3. Nhiệt hóa hơi phụ thuộc áp suất 10 Bảng 2.4. Khối lượng riêng của dung môi và dung dịch 11 Bảng 2.5. Thông số tính toán 15 Bảng 3.1. Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng 18 Bảng 3.2. Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng 22 Bảng 4.1. Đường kính ống dẫn 32 Bảng 5.1. Chọn bích nối nắp và buồng bốc 42 Bảng 5.2. Chọn bích nối buồng đốt với đáy 43 Bảng 5.3. Chọn thông số cho tai treo thiết bị thằng đứng 48 Bảng 5.4. Tổng kết thiết bị chính 48 CHƯƠNG 1. TỔNG QUAN VỀ QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC VÀ NGUYÊN LIỆU Đôi nét về ngành công nghiệp mía đường Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta. Do nhu cầu thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiều địa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các ngành công nghiệp có liên quan không gắn kết với nhau đã gây khó khăn cho việc phát triển công nghiệp đường mía. Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệp mía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn lẻ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp các ngành có quan hệ chặt chẽ với nhau. Mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các ngành công nghiệp như bánh, kẹo, sữa… đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất như rượu, acid lactic… Trong tương lai, khả năng này còn có thể phát triển hơn nữa nếu có sự quan tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với nâng cao khả năng chế biến và tiêu thụ sản phẩm. Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, độ đường sẽ giảm nhiều và nhanh chóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kịp thời. Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệu quả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện nay, nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre … nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó. Bên cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng với công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất. Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy, đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ. Trong đó, cải tiến thiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đây là một thành phần không thể xem thường. Nhiệm vụ: Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch nước mía bằng hệ thống cô đặc 2 nồi ngược chiều liên tục. Năng suất sản phẩm: 1000kg/h Nồng độ ban đầu: 10% Nồng độ cuối: 50% Áp suất hơi đốt: 3at Áp suất ngưng tụ: Pck = 0.5at Sơ lược về quá trình cô đặc Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi, ở nhiệt độ sôi với mục đích: Làm tăng nồng độ chất tan. Tách các chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể. Thu dung môi ở dạng nguyên chất. Quá trình cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất (áp suất chân không, áp suất thường hay áp suất dư), trong hệ thống một thiết bị cô đặc hay trong hệ thống nhiều thiết bị cô đặc. Trong đó: Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao, dễ bị phân hủy vì nhiệt. Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển dùng cho dung dịch không bị phân hủy ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứ cho cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác. Cô đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà được thải ra ngoài không khí. Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế. Trong công nghiệp hóa chất và thực phẩm thường làm đậm đặc dung dịch nhờ đun sôi gọi là quá trình cô đặc, đặc điểm của quá trình cô đặc là dung môi được tách khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn dùng chất hòa tan trong dung dịch không bay hơi, do đó nồng độ của dung dịch sẽ tăng dần lên, khác với quá trình chưng cất, trong quá trình chưng cất các cấu tử trong hỗn hợp cùng bay hơi chỉ khác nhau về nồng độ trong hỗn hợp. Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc gọi là hơi thứ, hơi thứ ở nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng một thiết bị khác, nếu dùng hơi thứ đung nóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đặc thì ta gọi hơi đó là hơi phụ. Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong thiết bị một nồi hoặc nhiều nồi làm việc gián đọan hoặc liên tục. Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau tùy theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường (áp suất khí quyển) thì có thể dùng thiết bị hở; còn làm việc ở các áp suất khác thì dùng thiết bị kín cô đặc trong chân không (áp suất thấp) vì có ưu điểm là: khi áp suất giảm thì nhiệt độ sôi của dung dịch cũng giảm, do đó hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng, nghĩa là có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt. Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay hơi đốt, do đó nó có ý nghĩa kinh tế cao về sử dụng nhiệt. Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ của nồi này đưa vào đun nồi thứ hai, hơi thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba...hơi thứ nồi cuối cùng đi vào thiết bị ngưng tụ. Còn dung dịch đi vào lần lượt từ nồi nọ sang nồi kia, qua mỗi nồi đều bốc hơi môt phần, nồng độ dần tăng lên. Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm việc trong các nồi phải giảm dần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau.Thông thường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển. Hệ thống cô đặc xuôi chiều thường được dùng phổ biến hơn cả, loại này có ưu điểm là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suất giữa các nồi, nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau do đó dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc hơi. Nhưng khi dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi do đó cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch, vì vậy khi cô đặc xuôi chiều dung dịch trước khi vào nồi đầu thường được đun nóng sơ bộ bằng hơi phụ hoặc nước ngưng tụ. Khuyết điểm của cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ của dung dịch ở các nồi sau thấp dần, nhưng nồng độ của dung dịch lại tăng dần, làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh, kết quả hệ số truyền nhiệt sẽ giảm đi từ nồi đầu đến nồi cuối. Cấu tạo thiết bị cô đặc: Trong công nghệ hóa chất và thực phẩm các loại thiết bị cô đặc đun nóng bằng hơi được dùng phổ biến, loại này gồm 2 phần chính: 1.2.1. Bộ phận đun sôi Dung dịch (phòng đốt) trong đó bố trí bề mặt truyền nhiệt để đun sôi dung dịch. 1.2.2. Bộ phận bốc hơi (phòng bốc hơi) Là một phòng trống, ở đây hơi thứ được tách khỏi hỗn hợp lỏng – hơi của dung dịch sôi (khác với các thiết bị chỉ có phòng đốt). Tùy theo mức độ cần thiết người ta có thể cấu tạo thêm bộ phận phân ly hơi – lỏng ở trong phòng bốc hơi hoặc trên ống dẫn hơi thứ, để thu hồi các hạt dung dịch bị hơi thứ mang theo. Về phân loại có thể phân loại thiết bị theo 2 cách: Theo sự phân bố bề mặt truyền nhiệt có loại nằm ngang, thẳng đứng, loại nghiêng. Theo cấu tạo bề mặt truyền nhiệt có loại vỏ bọc ngoài, ống xoắn, ống chùm. Theo chất tải nhiệt có loại đun nóng bằng dòng điện, bằng khói lò, bằng hơi nước, bằng chất tải nhiệt đặc biệt. Theo tính tuần hoàn dung dịch: tuần hoàn tự nhiên, tuần hoàn cưỡng bức,... Lựa chọn thiết bị: Theo tính chất nguyên liệu, ta chọn thiết bị cô đặc 2 nồi, làm việc liên tục, có ống tuần hoàn ngoài buồng đốt ngoài đối lưu tự nhiên. Thiết bị cô đặc dạng có cấu tạo đơn giản, dễ sửa chửa, làm sạch. Đồng thời, có thể tận dụng triệt để nguồn hơi. Quá trình cô đặc được tiến hành ở áp suất chân không nhằm làm giảm nhiệt độ sôi của dung dịch, giảm được chi phí năng lượng, hạn chế những biến đổi của chất tan. Tuy nhiên, tốc độ tuần hoàn nhỏ, hệ số truyền nhiệt còn thấp, vận tốc tuần hoàn bị giảm vì ống tuần hoàn cũng bị đun nóng. Sơ đồ thiết minh quy trình công nghệ: Quá trình cô đặc 2 nồi ngược chiều buồng đốt ngoài là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt. Dung dịch ban đầu trong thùng chứa được bơm ly tâm bơm lên thùng cao vị qua van tiết lưu điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế sau đó vào thiết bị gia nhiệt .Tại thiết bị gia nhiệt dung dịch được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi của nồi 2. Dung dịch sau đó được đưa vào buồng đốt ngoài của nồi. Tại nồi dung dịch đường bốc hơi một phần tại buồng bốc, hơi thứ thoát lên qua thiết bị ngưng tụ ,được ngưng tụ còn lượng khí không ngưng còn lại được bơm chân không hút ra ngoài sau khi qua thiết bị thu hồi bọt. Còn sản phẩm được bơm vào nồi 1 để tiếp tục quá trình cô đặc, khi đến nồng độ yêu cầu thì được đưa ra ngoài vào bể chứa sản phẩm. Ở nồi 1 hơi đốt được cung cấp từ ngoài vào, còn ở nồi 2 thì hơi đốt chính là hơi thứ của nồi 1. CHƯƠNG 2. CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG Dữ kiện ban đầu Dung dịch nước mía. Nhiệt độ đầu vào nguyên liệu chọn là 25oC Nồng độ đầu xđ = 10 % Nồng độ cuối xc = 50%. Năng suất Gc = 1000 (kg/h) Gia nhiệt bằng hơi nước bão hoà với áp suất là: Phđ = 3 at. Áp suất ở thiết bị ngưng tụ baromet: P = 0,5 at. Cân bằng vật chất Suất lượng nhập liệu Áp dụng phương trình cân bằng vật chất: Gd . xd = Gc . xc(CT.Tr 158-[5]) Suy ra: Gd== = 5000 (kg/h) Tổng lượng hơi thứ Áp dụng công thức: (CT 5.17 Tr 158 [5]). hay W = Gđ – Gc (kg/h). Trong đó: W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống (kg/h). Gd : Lượng dung dịch ban đầu (kg/h). xd, xc : Nồng độ đầu, cuối của dung dịch % khối lượng. Thay số vào ta có: W = Gđ – Gc = 5000 – 1000 = 4000 (kg/h). Giả thiết phân phối hơi thứ trong từng nồi Gọi W1, W2, là lượng hơi thứ của nồi 1, 2 kg/h. Để đảm bảo việc dùng toàn bộ hơi thứ của nồi trước cho nồi sau, thường người ta phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng hơi thứ ở từng nồi thích hợp. Ta chọn: = 1,1 Khi đó ta có hệ phương trình: = 1,1 Giải hệ trên có kết quả: W1 = 2095,238 kg/h. W2 = 1904,761 kg/h. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1: (CT 5.26 Tr 162 [5]). xc1= Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2: (CT 5.25 Tr 162 [5]). xc2= Cân bằng nhiệt lượng Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi Gọi: P1, P2, Pnt là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ. DP1: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2. DP2: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ. DPt: hiệu số áp suất của cả hệ thống. Ta có: Áp suất của hơi đốt vào nồi 1: P1 = 3 at. Áp suất của thiết bị ngưng tụ Baromet: Pnt = 0,5 at. Khi đó hệ số áp suất cho cả hệ thống cô đặc là: ∆Pt = P1 - Pnt = 3 - 0,5 = 2,5at. Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là: = 1,85. Kết hợp với phương trình: ∆P1 + ∆P2 = ∆Pt = 2,5at. Suy ra: ∆P1 = 1,388(at). ∆P2 =1,62 (at). P2 = P1 − ∆P1= 3 - 1,62 = 1,36 (at). Xác định nhiệt độ trong mỗi nồi Gọi: thd1, thd2, tnt là nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ. tht1, tht2 là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2. Giả sử tổn thất nhiệt độ trên đường ống từ nồi 1 sang nồi 2 là 1oC. Tra bảng : I. 250, STQTTB, Trang 312 [1]. I. 251, STQTTB, Trang 314 [1]. Bảng 2.1. Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi Loại Nồi 1 Nồi 2 Tháp ngưng tụ Áp suất (at) Nhiệt độ (oC) Áp suất (at) Nhiệt độ (oC) Áp suất (at) Nhiệt độ (oC) Hơi đốt 3 132,9 1,36 106,45 0,5 80,9 Hơi thứ 1,75 115,2 0,5 80,9 Xác định tổn thất nhiệt độ Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do đường ống, tổn thất do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (D’) Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất. Hiệu số nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra. Ta có: ∆'= tosdd - tosdmnc (ở cùng áp suất) Áp dụng công thức Tisenco: (CT VI.10 Tr 59 [2]). D'= D'o.f, oC Với f = 16,2 (CT VI.11 Tr 59 [2]). Trong đó: D'o: tổn thất nhiệt độ do tsdd > tsdm ở áp suất thường. f: hệ số hiệu chỉnh. Ts: là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (oK). r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg). Bảng 2.2. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra Tra đồ thị VI.2, STQTTB, Trang 60 [2]. Nồi 1 Nồi 2 Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 50 17,213 D'o (oC) 2 0,25 Bảng 2.3. Nhiệt hóa hơi phụ thuộc áp suất Tra bảng I.251, STQTTB Trang 314 [1]. Nồi 1 Nồi 2 Áp suất hơi thứ (at) 1,75 0,5 Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2219,5.103 2307.103 Nồi 1: ∆'1= ∆'016,2 = 216,2= 2,1 oC. Nồi 2: ∆'2= ∆'0 16,2 = 0,2516,2= 0,21 oC. Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống: ∆' = ∆'1 + ∆'2 = 2,1 + 0,21 = 2,31oC. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (D’’) Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là DP (N/m2), ta có: DP = rS.g.Hop (N/m2) (CT 4.19 ST VDBT T10-Tr 185). Trong đó: rs: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3) , rs = 0,5 rdd rdd: Khối lượng riêng của dung dịch (kg/m3). Hop: Chiều cao thích hợp tính theo kính quan sát mực chất lỏng (m). Hop = [0,26 + 0,0014(rdd - rdm)].Ho (CT 4.20 ST VDBT T10-Tr 185). Từ DP ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông qua công thức: Ptbi= P’i + DPi ( i ): nồi thứ i Bảng 2.4. Khối lượng riêng của dung môi và dung dịch Tra bảng I.5 – I.86 STQTTB T1 – [Tr 11 – 58] xC, % t, oC rdd , kg/m3 rdm, kg/m3 Nồi I 50 115,4 1231,74 947,32 Nồi II 17,21 80,9 1072,73 970,19 Coi rdd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ đang xét. Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là Ho = 1,5 m. Nồi 1: Hop1 = [0,26 + 0,0014(rdd - rdm)].Ho = [0,26 + 0,0014(1231,74 - 947,32)].1,5 = 0,98 (m). Áp suất trung bình: Ptb1 = P’1 + DP1 = 1,75 + 0,5*0,5*1231,74*10-4 *0,98 = 1,78 at. Tra sổ tay tại: Ptb1 = 1,78 (at) ta có t”1 = 115,4 oC. D”1 = t”1 - t’1 = 115,4 - 115,2 = 0,2 oC. Nồi 2: Hop2 = [0,26 + 0,0014(rdd - rdm)].Ho = [0,26 + 0,0014.(1072,73 - 970)].1,5 = 0,60 (m). Áp suất trung bình: Ptb2 = P’2 + DP2= 0,52 + 0,5*0,5*1072,73*10-4 *0,60 = 0,54 at. Tra sổ tay tại: Ptb2 = 0,54 (at) ta có t”2 = 82,62 oC. D”2 = t”2 - t’2 = 82,62 – 80,9 = 1,72 oC. Vật tổn thất nhiệt của hai nồi là: SD” = D”1 + D”2 = 0,2 + 1,72 = 1,92 oC. Tổn thất do trở lực thuỷ lực () Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang nồi kia và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1oC. Do đó: D”’1 = 1oC. D”’2 = 1oC. SD”’ = D”’1 + D”’2 = 2 oC. Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống ∑∆ = ∆' + ∆" + ∆"' = 2,31 + 1,92 + 2 = 6,23 oC. Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống Chênh lệch nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi: Nồi 1: ∆ti1 = thd1 - thd2 - ∑∆1 = 132,9 -106,4 - (2,1 + 0,2 + 1) = 23,2 oC Nồi 2: ∆ti2 = thd2 - tnt - ∑∆2 = 106,4 - 80,9 - (0,21 + 1,72 + 1) = 22,62 oC Nhiệt độ sôi thực tế: Nồi 1: ∆ti1 = thd1 - ts1 ts1 = thd1 - ∆ti1 = 132,9 - 23,2 = 109,7 oC Nồi 2: ∆ti2 = thd2 - ts2 ts2 = thd2 - ∆ti2 = 106,45 - 22,62 = 83,83 oC Cân bằng nhiệt lượng Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi C = 4190 - ( 2514 - 7,542.t ).x (J/Kg.độ) (CT I.50 ST T1 – Tr 153) Trong đó: t: nhiệt độ của dung dịch x: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng. Ban đầu: Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (td = 109,7 oC, x = 10 %) Cd = 4190 - ( 2514 - 7,542.109,7 ).0,10 = 4021,33 (J/Kg.độ) Nồi 1: Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (ts1 = 109,7 oC, x = 50 %) C1 = 4190 - ( 2514 - 7,542.109,7 ).0,50 = 3346,67 (J/Kg.độ) Nồi 2: Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2 (ts2 = 83,83, x = 17,213 %) C2 = 4190 - ( 2514 - 7,542.83,83 ).0,17213 = 3866,83 (J/Kg.độ) Nhiệt lượng riêng Gọi: D1, D2: lượng hơi đốt đi vào nồi 1 và nồi 2 (kg/h) Gđ, Gc lượng dung dịch đầu, cuối (kg/h) W, W1, W2: lượng hơi thứ bốc lên ở cả hệ thống và từng nồi (kg/h) I1, I2: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2 i1, i2: hàm nhiệt của hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg) Cđ, Cc: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối (J/kg.độ) tđ, tc: nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch oC θ1, θ2: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 oC Cng1,Cng2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 oC Qtt1, Qtt2: nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh từ nồi 1 và nồi 2(W) Nhiệt lượng vào gồm có: Nồi 1: Nhiệt do hơi đốt mang vào: D1I1 Nhiệt do dung dịch đầu mang vào: (Gđ-W2).C2ts2 Nồi 2: Nhiệt do lượng hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 1): W1i1 = D2I2 Nhiệt do dung dịch sau nồi 1 mang vào: GđCđtđ Nhiệt mang ra gồm: Nồi 1: Hơi thứ mang ra: W1i1 Do dung dịch mang ra: (Gd - W)C1.ts1 Do hơi nước ngưng tụ: D1Cng1θ1 Do tổn thất chung: Qtt1= 0,05D(I1-Cng1θ1) Nồi 2: Hơi thứ mang ra: W2i2 Do dung dịch mang ra: (Gd-W2)C2ts2 Do hơi nước ngưng tụ: D2Cng2θ2 Do tổn thất chung: Qtt2=0,05D2(I2-Cng2θ2) Phương trình cân bằng nhiệt lượng: Nồi 1: D1I1+(Gđ-W2)C2ts2 = W1i1+(Gđ-W)C1ts1+D1Cng1θ1+0,05D1(I1-Cng1θ1) (1) Nồi 2: D2I2+GđCđtđ = W2i2+(Gđ-W2)C2ts2+D2Cng2θ2+0,05D(I2-Cng2θ2) (2) Với: D2I2 = W1i1; W = W1+W2 Ta có: (2) W1(0,95i1-C2ts2+i2-0,95Cng2θ2) = Wi2+(Gđ-W)C2ts2-GđCđts2 W1 = Bảng 2.5. Thông số tính toán Tra bảng: I. 249 STQTTB Trang 310 [1] I. 250 STQTTB Trang 312 [1] Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch t (0C) I (J/kg) Cn(J/kg.độ) t (0C) i(J/kg) C(J/kg.độ) ts (0C) Nồi 1 132,9 2730,2 4284,9 115,2 2704,0 3346,67 109,7 Nồi 2 106,4 2694,8 4228,3 80,9 2647,6 3866,83 83,83 Với: θ1 =