Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều thiết bị cô đặc ống tuần hoàn ngoài dùng cho cô đặc dung dịch
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
BỘ CÔNG THƯƠNG
TRƯỜNG ĐH CÔNG NGHIỆP HÀ NỘI
KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC
CỘNG HOÀ XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
Độc lập -Tự do-Hạnh phúc
ĐỒ ÁN MÔN HỌC QUÁ TRÌNH THIẾT BỊ
Số…………..
Giáo viên hướng dẫn : NGUYỄN XUÂN HUY
Sinh viên thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp : ĐH Công Nghệ Hóa 1 – K3
Khoa : Công Nghệ Hóa Học
NỘI DUNG
Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều thiết bị cô đặc ống tuần hoàn
ngoài dùng cho cô đặc dung dịch KOH với năng suất 11000 kg/h , chiều cao
ống gia nhiệt h =2m .
Các số liệu ban đầu :
- Nồng độ đầu của dung dịch là 8%
- Nồng độ cuối là : 30 %
- Áp suất hơi đốt nồi 1 là : 4,1 at
- Áp suất hơi ngưng tụ là : 0,2 at
TT
1
2
Tên bản vẽ
Dây chuyền sản xuất
Nồi cô đặc
Khổ giấy
A4
A0
Số lượng
01
01
PHẦN THUYẾT MINH
1 . Mở đầu
2 . Vẽ và thuyết minh dây chuyền sản xuất
3 . Tính toán thiết bị chính
4 . Tính toán thiết bị phụ
5 . Tính toán cơ khí
6 . Tỏng kết
1
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
Ngày giao đề :……………………ngày hoàn thành:…………………..
TRƯỞNG KHOA
GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN
NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN
*********
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
.........................................................................................................................
Hà Nội , Ngày … Tháng … Năm 2011
Người nhận xét
2
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
Mục lục
1. Giới thiệu chung
Lời mở đầu và giới thiệu dung dịch KOH
- Lời mở đầu
Trong kỹ thuật sản xuất công nghiệp hóa chất và các ngành khác, thường
phải làm việc với các hệ dung dịch rắn tan trong lỏng , hoặc lỏng trong lỏng . Để
nâng cao nồng độ của dung dịch theo yêu cầu của sản xuất kỹ thuật người ta
cần dùng biện pháp tách bớt dung môi ra khỏi dung dịch . Phương pháp phổ
biến là dùng nhiệt để làm bay hơi còn chất rắn tan không bay hơi , khi đó nồng
độ dung dịch sẽ tăng lên theo yêu cầu mong muốn .
Thiết bị dùng chủ yếu là thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm , tuần hoàn
cưỡng bức , phòng đốt ngoài , …trong đó thiết bị cô đặc có tuần hoàn có ống
tuần hoàn ngoài được dùng phổ biến vì thiết bị này có nguyên lý đơn giản , dễ
vận hành và sửa chữa , hiệu suất sử dụng cao… dây truyền thiết bị có thể dùng 1
nồi , 2 nồi , 3 nồi…nối tiếp nhau để tạo ra sản phẩm theo yêu cầu. trong thực tế
người ta thường xử dụng thiết hệ thống 2 nồi hoặc 3 nồi để có hiệu suất sử dụng
hơi đốt cao nhất , giảm tổn thất trong quá trình sản xuất .
Để bước đầu làm quen với công việc của một kỹ sư hóa chất là thiết kế
một thiết bị hay hệ thống thực hiện một nhiệm vụ trong sản xuất , em được nhận
đồ án môn học : “Quá trình và thiết bị Công nghệ Hóa học”. Việc thực hiện đồ
án là điều rất có ích cho mỗi sinh viên trong việc từng bước tiếp cận với việc
thực tiễn sau khi đã hoàn thành khối lượng kiến thức của giáo trình “Cơ sở các
quá trình và thiết bị Công nghệ Hóa học “ trên cơ sở lượng kiến thức đó và kiến
thức của một số môn khoa học khác có liên quan , mỗi sinh viên sẽ tự thiết kế
một thiết bị , hệ thống thiết bị thực hiện một nhiệm vụ kĩ thuật có giới hạn trong
quá trình công nghệ . Qua việc làm đồ án môn học này , mỗi sinh viên phải biết
3
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
cách sử dụng tài liệu trong việc tra cứu , vận dụng đúng những kiến thức , quy
định trong tính toán và thiết kế , tự nâng cao kĩ năng trình bày bản thiết kế theo
văn bản khoa học và nhìn nhận vấn đề một cách có hệ thống .
Trong đồ án môn học này, em cần thực hiện là thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi
xuôi chiều , thiết bị cô đặc ống tuần hoàn ngoài dùng cho cô đặc dung dịch KOH
, năng suất 11000kg/h , nồng độ dung dịch ban đầu 8% , nồng độ sản phẩm 30%
- Giới thiệu về dung dịch KOH
KOH có dạng tinh thể không màu , tnc = 404oC , ts = 1324oC. Dễ tan trong nước
và phát nhiệt mạnh : ở 20oC, 100 g nước hoà tan được 112 g KOH . Thuộc loại
kiềm mạnh ; hấp thụ nước và khí cacbonic (CO2) trong không khí , tạo thành
kali cacbonat (K2CO3) . Dung dịch nước KOH ăn mòn thủy tinh ; KOH nóng
chảy ăn mòn sứ (trong môi trường có không khí) , platin . Điều chế bằng cách
điện phân dung dịch kali clorua (KCl) có màng ngăn . Dùng trong phòng thí
nghiệm , sản xuất xà phòng mềm, các muối kali ; KOH ăn da và rất nguy hiểm
khi bắn vào mắt .
Sơ đồ dây chuyền sản xuất và thuyết minh
Hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều làm việc liên tục :
Dung dịch đầu KOH 8% được bơm (2) đưa vào thùng cao vị (3) từ thùng chứa
(1) , sau đó chảy qua lưu lượng kế (4) vào thiết bị trao đổi nhiệt (5) . Ở thiết bị
trao đổi nhiệt dung dich được đun nóng sơ bộ đến nhiệt độ sôi rồi đi vào nồi (6).
Ở nồi này dung dich tiếp tục được dung nóng bằng thiết bị đun nóng kiểu ống
chùm , dung dịch chảy trong các ống truyền nhiệt hơi đốt được đưa vào buồng
đốt để đun nóng dung dịch . Một phần khí không ngưng được đưa qua của tháo
khí không ngưng . Nước ngưng được đưa ra khỏi phòng đốt bằng của tháo nước
ngưng . Dung dịch sôi , dung môi bốc lên trong phòng bốc gọi là hơi thứ . Hơi
thứ trước khi ra khỏi nồi cô đặc được qua bộ phận tách bọt nhằm hồi lưu phần
dung dịch bốc hơi theo hơi thứ qua ống dẫn bọt .
Dung dịch từ nồi (6) tự di chuyển qua nồi thứ 2 do đó sự chênh lệch áp suất
làm việc giữa các nồi , áp suất nồi sau < áp suất nồi trước . Nhiệt độ của nồi
trước lớn hơn của nồi sau do đó dung dịch đi vào nồi thứ (2) có nhiệt độ cao
hơn nhiệt độ sôi , kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh đi và lượng nhiệt này
sẽ làm bốc hơi một lượng nước gọi là quá trình tự bốc hơi .
Dung dịch sản phẩm của nồi (7) được đưa vào thùng chứa sản phẩm (10) .
Hơi thứ bốc ra khỏi nồi (7) được đưa vào thiết bị ngưng tụ Baromet (8) . Trong
thiết bị ngưng tụ , nước làm lạnh từ trên đi xuống , ở đây hời thứ được ngưng tụ
4
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
lại thành lỏng chảy qua ống Baromet ra ngoài còn khí không ngưng đi qua thiết
bị thu hồi bọt (9) rồi đi vào bơm hút chân không (11)
5
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
SƠ ĐỒ DÂY CHUYỀN SẢN XUẤT
11
10
Nu? c
l?nh
3
4
12
Ho i d? t
Ho i d? t
8
nu? c
ngu ng
nu? c ngu ng
1
2
5
Nu? c
ngu ng
13
6
7
s?n ph?m
2
9
Chú thích
1. Thùng chứa dung dịch đầu
2. Bơm
3. Thùng cao vị
4. Lưu lượng kế
5. Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu
6,7. Thiết bị cô đặc
8. Thùng chứa nước
9. Thùng chứa sản phẩm
10.Thiết bị ngưng tụ Baromet
11. Thiết bị tách bọt
12. Bơm chân không
13. Ống tuần hoàn
6
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
2. Tính toán thiết bị chính
Các số liệu ban đầu:
Năng suất tính theo dung dịch đầu : Gđ = 11000 kg/h
Nồng độ đầu : xđ = 8 %
xc = 30%
P hơi đốt nồi 1 = 4,1 at .
P hơi ngưng tụ = 0,2 at .
*Cân bằng vật liệu
tính toán lượng hơi thứ ra khỏi hệ thống
từ công thức: W = Gd . 1 −
xd
÷
xc
( VI.1 - Tr.55 - Stttt2 )
8
⇒ W = 11000. 1 − ÷ = 8066, 6667(kg / h)
30
Lượng hơi thứ ra khỏi mỗi nồi
W
1
1
Chọn tỷ lệ hơi thứ: W = 1
2
W1 =
8066, 6667.1
= 4033,3333(kg / h)
2
W2 = W −W1
⇒ W2 = 8066, 6667 − 4033,3333 = 4033,3334( kg / h)
Nồng độ cuối của dung dịch
Nồi 1:
xc1 =
=
Gd .xd
Gd − W1
(VI.2a - Tr57 - Stttt2)
11000.8
= 12,6316% (khối
11000 − 4033,3333
lượng )
Nồi 2:
xc 2 =
11000.8
= 30% ( khối lượng)
11000 − 8066, 6667
7
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
W: tổng lượng hơi thứ của hệ thống
W1: lượng hơi thứ ra khỏi nồi 1
W2: lượng hơi thứ ra khỏi nồi 2
x c1 :
nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1
xc 2 :
nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi
*Tính nhiệt độ, áp suất
Chênh lệch áp suất chung của cả hệ thống (∆Р)
∆Ρ = Ρhd 1 −Ρng
= 4,1 − 0, 2 = 3,9 (at )
(1)
Рhd1: áp suất hơi đốt nồi 1
Рng áp suất hơi nước ngưng
Nhiệt độ, áp suất hơi đốt
Ta có: chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi :
∆p1
2, 2
=
(at)
∆p2
1
(2)
từ (1) và(2) ta có hệ phương trình :
∆p1 + ∆p 2 = 3,9
∆p1 − 2,2∆p 2 = 0
Giải ra ta được :
∆p1 = 2,68125(at )
∆p2 =1,21875(at )
→ Áp suất hơi đốt nồi 2 :
phd 1 - ∆p1 = 4,1- 2,68125 = 1,41875 (at)
Trong đó:
∆p1 : chênh lệch áp suất của nồi 1 và nồi 2
∆p2 : chênh lệch áp suất của nồi 2 và thiết bị ngưng
Hơi đốt nồi 1 được được cấp từ nồi hơi , hơi thứ ra khỏi nồi 1 được đưa sang
nồi 2 làm hơi đốt để tận dụng nhiệt . Tra bảng (I.251 - Tr 314 – stttt1) ta có :
8
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
Phdi
Thdi
o
ihdi
rhdi
Nồi
1
2
at
4,1
1,4187
C
143
109
J/kg
2744010
2691285,5
J/kg
2140995,8
2235326,4
ngưng
5
0,2
59,7
2596000
2358000
Nhiệt độ và áp suất hơi thứ :
Theo sơ đồ nồi cô dặc , nhiệt độ hơi thứ nồi 1(Tht1) bằng nhiệt độ hơi đốt nồi
2 (Thd2) . Nhưng do quá trình truyền khối cố sự tổn thất nhiệt do trở lực đường
ống ( ∆ ''' )
chọn ∆1''' = 1°C
∆ 2 ''' = 1°C
Nhiệt độ hơi thứ của nồi 1(Tht1)
Tht1 = Thd 2 +1 = 109 + 1 = 110 oC
Nhiệt độ hơi thứ của nồi 2(Tht2)
Tht 2 = Tng +1 = 59, 7 + 1 = 60, 7 oC
(*)Tra bảng I.251-Tr314-Stttt1.
Phti
Nồi
1
2
at
1,461
0,21036
Thti
o
C
110
60,7
ihti
rhti
J/kg
2696000
2609588
J/kg
2234000
2356000
6
- Tổn thất nhiệt :
Tổn thất do nhiệt độ sôi của dung dịch cao hơn dung môi ( ∆′ )
Ta có :
∆′i = ∆′0 . f
(VI.10 - Tr.59 - Stttt2)
Ti 2
f = 16, 2.
r
(VI.11 - Tr59 - Stttt2)
9
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
⇒ ∆′i = 16, 2.∆′0 .
Ti 2
r
T1 = 273 +110 = 383K
T2 = 273 + 60, 7 = 333, 7 K
Ti: nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất hơi thứ
r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước
Giá trị ∆ '0 được tra từ bảng ( VI.2 – Tr.63 – Stttt2 )
Nồi 1:
x 1 =12,6316%
→
∆
'
01
=3,4 0 C
Nồi 2 :
→
x 2 =30%
∆
'
02
= 12,2 0 C
383 2
= 3,6166 0 C
2234000
333,7 2
⇒ ∆' 2 = 16,2.12,2.
= 9,339 0 C
2356000
⇒ ∆'1 = 16,2.3,4.
∆′ = ∆1′ + ∆′2 = 3, 6166 + 9,339 = 12,9556O C
- Tổn thất do tăng áp suất thủy tĩnh ( ∆ '' )
Ρtb = Ρ hti + (h1 +
= Ρ hti + (h1 +
h2
).ρ dds .g ( Ν / m 2 )
2
(VI.12 - Tr.60 -Stttt2)
h2
).ρ dds .10−4 (at )
2
Phti: áp suất hơi thứ nồi i
h1i: chiều cao dung dịch trong ống truyền nhiệt , h1 =0,5 (m)
h2: chiều cao ống truyền nhiệt , h2 = 2 (m)
khối lượng riêng của dung dịch khi sôi . Lấy gần đúng bằng ½ khối
lượng riêng của dung dịch ở 15 0 C
ρdds :
Tra bảng I.21 - Tr33 - Sttt1 ta có :
ρdd1 = 1116,844( kg/m³)
ρ dd 2 = 1291 (kg/m³)
10
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
2
⇒ Ρtb1 = 1, 461 + 0,5 + ÷.1116, 6844.10 −4 = 1, 6285( at )
2
2
⇒ Ρtb 2 = 0, 210366 + 0,5 + ÷.1291.10−4 = 0, 404( at )
2
Tra bảng I.251 - Tr314 - Sttt1 :
Ρtb1 = 1,6285(at ) ⇒ Τtb1 = 113,213 0 C
Ρtb 2 = 0,404(at ) ⇒ Τtb 2 = 75,4 0 C
''
∆1 = Τtb1 − Τhd 1 = 113,213 − 110 = 3,213 0 C
''
∆ 2 = Τtb 2 − Τhd 2 = 75,4 − 60,7 = 14,7 0 C
∆'' = ∆''1 + ∆''2 = 3,213 + 14,7 = 17,9130 C
Tổng tổn thất nhiệt của cả hệ thống là :
∑ ∆ = ∆′ + ∆′′ + ∆′′′ = 12,9556 + 17,913 + 2 = 32,8686o C
Hiệu số nhiệt độ hữu ích( ∆thi ) :
i
∆thi = Thd 1 − Tng − ∑ ∆
= 143 − 59, 7 − 32,8686 = 50, 4314o C
∆ hi1 = Thd 1 − Tht1 − ∆1′ − ∆1′′
= 143 − 110 − 3, 6166 − 3, 213 = 26,1704o C
∆tht 2 = Thd 2 − Tht 2 − ∆′2 − ∆′′2
= 109 − 60, 7 − 9,339 − 14, 7 = 24, 261o C
-Cân bằng nhiệt lượng
W1 ;i1
W1 ;i1′
W2 ;i2
Qm1
Gd ; Cd ; t d
Qm 2
(Gd −W1 ); C1 ; t1
( Qd
−W ); Cc ; tc
W1 ; C p 2 ;θ2
D; C p1 ;θ1
Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng của hệ thống
D: lượng hơi đốt vào nồi 1 (kg/h)
I: hàm nhiệt của hơi đốt (j/kg)
11
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
t: nhiệt độ của dung dịch ( 0 C)
θ: nhiệt độ nước ngưng ( 0 C)
i: hàm nhiệt của hơi thứ (j/kg)
Nhiệt dung riêng của nước ngưng tính theo áp suất của hơi đốt
( bảng I.249 - Tr.311- Stttt1)
Ρ hd 1 = 4,1at ⇒ C p1 = 4294,5 (J/kg.độ)
Ρ hd 2 = 1, 41875at ⇒ C p 2 = 4233 (J/kg.độ)
Nhiệt dung riêng của KOH tính theo công thức ( I.41- Tr.152 - Stttt1 )
M.C= n1 . c1 + n2 . c2 + n3 . c3
C KOH khan =
=
n C
n K .C K n H .C H
+
+ O. O
M KOH
M KOH
M KOH
26000 9630 16800
+ 56 +
56
56
= 936,25 (J/kg.độ)
Đối với dung dịch loãng có nồng độ nhỏ hơn 20% tính theo công thức
( I.43 - Tr.152 - Stttt1)
CKOH....8% = 4186. ( 1 − x )
= 4186. ( 1 − 0, 08 ) = 3851,12( J / kgđô
. )
CKOH 12,6316% = C KOH
khan
.x + 4186. ( 1 − x )
= 4186.0,126316 + 4186. ( 1 − 0,126316 ) = 3657, 24122( J / kgđô
. )
Đối với dung dịch có nồng độ lớn hơn 20% tính theo công thức ;
( I.44 - Tr.152 - Stttt1 )
CKOH
30%
= CKOH khan .x + 4186. ( 1 − x )
= 936, 25.0,3 + 4186. ( 1 − 0,3) = 3211, 075( J / kgđô
. )
Trong đó n : là số nguyên tử của nguyên tố K, H, O trong KOH
CKOH
: là nhiệt dung riêng của dung dịch KOH ở nồng độ x
x: là nồng độ % phần khối lượng của KOH
12
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
M KOH : khối lượng mol của KOH
cK ; cO ; cH :
nhiệt dung nguyên tử tra bảng (I.141-tr.152-Stttt1)
C K =26000 ; C O =16800 ; C H =9630
Phương trình cân bằng vật liệu nồi 1:
D1.I1 + Gđ .Cđ .tđ = W1.i1 + Qm1 + D.C p1.θ1 + ( Gđ − W1 ) .C1.t1
Qm1 = 0, 05.Q1 = 0, 05.D1. ( I − C p1.θ1 )
Phương trình cân bằng vật liệu nồi 2:
W1.i1′ + ( Gđ − W1 ) .C1.t1 = ( W − W1 ) .i2 + Qm 2 + W1.C p1.θ 2 + ( G đ −W ) .C2 .t 2
Qm 2 = 0, 05.Q2 = 0, 05. ( i1′ − C p 2 .θ 2 )
Ta có :
Hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1 và nồi 2 :
I =2744010 (J/kg)
i1' =2691285,5 (J/kg)
Hàm nhiệt hơi thứ :
i1 =2696000 (J/ kg)
i2 =2609588 (J/ kg)
Nhiệt độ nước ngưng nồi 1 và nồi 2 lấy bằng nhiệt độ hơi đốt :
θ1 =143 0 C
θ 2 =109 0 C
Nhiệt dung riêng của nước ngưng :
c p1 =4294,5 ( J/ kg)
c p 2 =4233 ( J/ kg)
Nhiệt độ đầu vào, ra khỏi nồi1, ra khỏi nồi 2 của dung dịch :
t1 =116,8296 0 C
t2 =84,739 0 C
13
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
t3 =116,8296
0
C
Nhiệt dung riêng của dung dịch :
cd = 3851,12
(J/kg. độ)
c1 =3657,24122 (J/kg. độ)
c2 =3211,075
(J/kg. độ)
Ta có :
W1 =
W . ( i2 − C2 .t2 ) + Gđ . ( C2 .t2 − C1.t1 )
0.95 ( i1′ − C p 2 .θ 2 ) + ( i2 − C1.t1 )
Thay số vào ta được :
W1 =3985,2537 (kg/h)
W2 =8066,6667 - W1 =4081,413 (kg/h)
Lượng hơi đốt tính được :
⇒D=
W1. ( i1 − C1.t1 ) + Gđ ( C1.t1 − Cđ .tđ )
0.95. ( I − C p1.θ 1 )
Thay số vào ta được : D = 4345,3013 (kg/h)
Kiểm tra giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi :
Chọn
W1=4033,3333 (kg/h)
W2=4033,3334 (kg/h)
Cân bằng vật liệu
W1=3985,2537 (kg/h)
W2=4081,413 (kg/h)
Sai số
≈ 1, 2064%
≈ 1,178%
Giả thiết phân bố áp suất hơi thứ ban đầu chấp nhận được
(*) lấy nhiệt độ của nước ngưng bằng nhiệt độ của hơi đốt θ1 = thd 1;θ2
= thd 2
hệ số truyền nhiệt
14
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
Τ
1i ; α
1i
∆t1i
TT2 i
∆t2 i
Τ2i ; α2 i
TT1i
Nhiệt độ sôi của dung dịch ở từng nồi tính theo công thức :
Nồi 1: t1 = Thd 1 - ∆thi1 =143 - 26,1704 = 116,8296 0 C
Nồi 2: t2 = Thd 2 - ∆thi 2 = 109 - 24,261 = 84,739 0 C
Chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch
∆ti ( hd −dd )
Hơi nước sau khi ngưng tụ sẽ bám lên thành ống truyền nhiệt tạo thành lớp
màng mỏng , với những thiết bị thường gặp như loại phòng đốt trong tuần hoàn
ngoài , phòng đốt trong tuần hoàn trung tâm , phòng đốt treo đều là trường hợp
hơi đốt đi bên ngoài ống truyền nhiệt ( hơi đốt là hơi bão hòa không chứa khí
trơ) , màng nước ngưng chảy thành dòng thì hệ số cấp nhiệt phía hơi đốt được
tính theo công thức : (V.101 - Tr.28 - Stttt2 )
0.25
r
α1i = 2, 04. A.
÷
h2 .∆t1i
( V.101 - Tr28 - Stttt2 )
Trong đó α1i : là hệ cấp nhiệt từ hơi đốt
∆t1i : chênh
lệch nhiệt độ nước ngưng và mặt ngoài ống
A: hệ số phụ thuộc màng nước ngưng
ri : ẩn nhiệt ngưng tụ ( lấy bằng ẩn nhiệt hóa hơi )
h2 =chiều cao ống truyền nhiệt , h = 2 m
Nồi 1 :
Giả thiết ∆t11 = 2,5o C
15
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
⇒ TT11 = T11 − ∆t11 = 143 − 2,5 = 140,5o C
Tm1 =
Thd 1 + TT 11 143 + 140,5
=
= 141, 75o C
2
2
Từ bảng ( Tr.29-Stttt2 ) suy ra A1= 194,2625
0 , 25
2140995,8
⇒α11 = 2,04.194,2625.
= 10138,677( w / m 2 đô )
2
.
2
,
5
q11 = α11 ∆t11 = 10138,677.2,5 = 25346,6925( w / m 2 )
Thiết bị sau một thời gian sử dụng sẽ có cặn bẩn bám ở phía trong và phía
ngoài ống truyền nhiệt gây tổn thất nhiệt .
Giá trị này được tra ở bảng (V.1- Tr.4 - Stttt2 ) (bề dày các chất này là 0.0005m)
2
/W )
Hơi nước có rhn = 2,32.10−4 (mđô
2
/W )
Cặn bẩn có rcặn = 3,87.10−4 (mđô
Chọn vật liệu chế tạo ống truyền nhiệt là thép X18H10T dày 0.002m, từ
bảng (XII.7- Tr.362 - Stttt2 ) có λC = 46 (W/m.độ) và khối lượng riêng
T3
ρC = 78500 (kg/m3)
T3
Khi đó có trở lực là : ∑ r = rhn + rc +
σ
0.002
= 2,32.10−4 + 3,87.10−4 +
= 6, 625.10−4
λ
46
(m2.độ/W)
Tổn thất nhiệt qua tường ống đó là :
∆tT11 = q11 .∑ r = 25346,6925.6,625.10 −4 = 16,79218 0 C
⇒ TT21 = TT1 − ∆t T1 = 140,5 − 16,79218 = 123,70782 0 C
⇒ ∆t 21 = TT21 − TS1 = 123,70782 − 116,8296 = 6,87822 0 C
Hệ số cấp nhiệt từ ống truyền nhiệt đến dung dịch trong nồi 1 là :
α 21 = 45,3.Pht0.5 .∆t212.33 .ψ
2
. )
( w / mđô
P : áp suất làm việc (áp suất hơi thứ) at
∆t : Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi
ψ : Hệ số hiệu chỉnh , tính theo công thức (VI.27 - Tr.71 - Stttt2 )
16
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
0.565
λ
ψ = dd 1 ÷
λnc1
ρ 2 C µ
. dd 1 ÷ . dd 1 ÷. nc1 ÷
ρ nc1 Cnc1 µdd1
0.565
0,56176
=
÷
0.6778
(λ; ρ; µ; C) nc
0.435
1116, 6844 2 3657, 24122 2,396.10 −4
.
÷ .
÷.
−4 ÷
945, 6046 4244, 61 3,36544.10
0.435
= 0, 72696 < 1
là các hằng số vật lý của nước theo nhiệt độ sôi dung dịch
(λ; ρ; µ; C ) dd1 là các hằng số vật lý của dung dịch
Tổng hợp ta có bảng sau :
ρ (kg/m3)
µ (N.s/m2)
C p (J/kg.độ)
T=116,8296oC λ (w/m.độ)
−4
2,396.10
Nước
0,6778
945,6046
4244,61
−4
3,36544.10
Dung dịch
0,56176
1116,6844
3657,24122
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch KOH tính theo công thức ( I.32 - Tr.123 - Stttt1)
λ = A.C p .ρ . 3
ρ
M
(1 )
⇔ λ = 3,58.10−8.3657, 24122.1116, 6844. 3
1116, 6844
= 0,56176 (w/m.độ)
19, 6872
A = 3,58.10−8 hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng liên kết
M : khối lượng phân tử mol của dung dịch KOH
(
)
M = nKOH .M KOH + 1 − nKOH .M H 2O
nKOH : phần trăm KOH theo mol
xKOH
nKOH =
xKOH
M KOH
12, 6316
M KOH
56
=
= 0, 0444 ( phần mol )
100 − xKOH
12, 6316 100 − 12, 6316
+
+
56
18
M H 2O
(1)
⇒ M = 0, 0444.56 + ( 1 − 0, 0444 ) .18 = 19, 6872 (g/mol)
2
⇒ α 21 = 45,3.1, 4610.5.6,878222.33.0, 72696 = 3558,38595( w / mđô
. )
q21 = α 21.∆t21 = 3558,38595.6,87822 = 24475,36141( w / m 2 )
q11 − q21
q11
.100% =
24475,36141 − 25346, 6925
24475,36141
.100% ≈ 3,56% < 5%
Vậy giá trị có thể chấp nhận .
17
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
Nồi 2.
Giả thiết ∆t12 = 2, 097o C
⇒ TT12 = T12 − ∆t12 = 109 − 2, 097 = 106,903o C
Tm1 =
Thd 2 + TT 12 106,903 + 109
=
= 107,9515o C
2
2
Từ bảng ( Tr.29 - Sttt2 ) suy ra A2 = 182,578175
0.25
2235326, 4
2
⇒ α12 = 2, 04.182,578175.
. )
÷ = 10063, 68789( w / mđô
2.2,
097
q12 = α12 .∆t12 = 10063, 68789.2, 097 = 21103,5535( w / m 2 )
∑ r = 6, 625.10−4 (m2.độ/W) theo trên
Tổn thất nhiệt qua tường ống đó là :
∆tT12 = q12 . ∑ r = 21103,5535.6, 625.10−4 = 13,9811o C
⇒ TT22 = TT12 − ∆tT12 = 106,903 − 13,9811 = 92,9219o C
⇒ ∆t22 = TT22 − Ts2 = 92,9219 − 84, 739 = 8,183o C
Hệ số cấp nhiệt từ ống truyền nhiệt đến dung dịch trong nồi 2 là
α 22 = 45,3.Pht0.52 .∆t222.33 .ψ
ψ : hệ số hiệu chỉnh, tính theo công thức ( VI.27 - Tr.71 - Stttt2 )
λdd
ψ = 2
λnc
2
0.565
÷
÷
ρ
dd
. 2
ρ nc2
0.565
0,57158
=
÷
0, 68536
2
÷
÷
Cdd
. 2
Cnc
2
µ nc2
.
÷
÷ µdd
2
÷
÷
0.435
1291 2 3211, 075 3,36544.10 −4
.
÷ .
÷.
−4 ÷
968, 767 4202,5824 3,8418.10
T=84,739oC
Nước
Dung dịch
λ (w/m.độ)
0,68536
0,57158
ρ (kg/m3)
968,767
1291
0.435
= 0,973 < 1
µ (N.s/m2)
3,36544.10
−4
3,8418.10−4
(J/kg.độ)
4202,5824
3211,075
C
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch KOH tính theo công thức ( I..32 –Tr.123 - Stttt1)
λ = A.C p .ρ . 3
ρ
M
18
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Đồ án môn Quá trình thiết bị
⇔ λ = 3,58.10−8.1291.3211, 075. 3
1291
= 0,57158 (w/m.độ)
22,598
A = 3,58.10−8 hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng liên kết
M: khối lượng phân tử mol của dung dịch KOH
Áp dụng công thức (1)
⇒ M = 0,121.56 + ( 1 − 0,121) .18 = 22,598 (g/mol)
2
⇒ α 22 = 45,3.0, 2103660.5.8,1832.33.0,973 = 2708,85065( w / mđô
. )
q22 = α 22 .∆t22 = 2708,85065.8,183 = 22166,52486( w / m 2 )
q12 − q22
.100% =
q12
22166,52486 − 21103,5535
22166,52486
.100% = 4, 795% < 5%
Vậy giá trị ∆t12 có thể chấp nhận
Hệ số truyền nhiệt giữa hai lưu thể :
Ki =
qtbi
∆t hii
(w/m2.độ)
∆thii : hiệu số nhiệt độ hữu ích nồi i
qtbi : nhiệt tải riêng trung bình nồi i
qtbi =
q1i + q2i
2
q11 + q21 25346, 6925 + 24475,36141
=
= 24911, 02696( w / m 2 )
2
2
24911, 02696
2
⇒ K1 =
= 951,87796( w / mđô
. )
26,1704
q +q
21103,5535 + 22166,52486
qtb2 = 12 22 =
= 21635, 03918( w / m 2 )
2
2
21635, 03918
2
⇒ K2 =
= 891, 762( w / mđô
. )
24, 261
qtb1 =
Cân bằng nhiệt trong từng nồi của hệ thống :
Q1 =
D.rhd1
3600
=
4345,3013.2140995,8
= 2584242,1176( w)
3600
19
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
Thuyết minh
Q2 =
W1.rhd2
3600
=
Đồ án môn Quá trình thiết bị
3985, 2537.235326, 4
= 2474539, 668( w)
3600
Phân bố nhệt độ hữu ích trong từng nồi :
Q
Nồi
1
2
Q
K
K
2584242,176
= 2714,881
951,87796
2584242,176
= 52,1046
951,87796
2474539, 668
= 2774,8879
891, 762
2474539, 668
= 52, 6772
891, 762
∑ Q K = 5489, 7689
∑ Q K = 104, 7818
Tổng bề mặt truyền nhiệt các nồi tương ứng :
Bề mặt truyền nhiệt bằng nhau
Nồi
nhất
∆t1 =
50, 4314.2714,881
= 24,94
5489, 7689
∆t1 =
50, 4314.52,1046
= 25, 0779
104, 7818
∆t2 =
50, 4314.2774,8879
= 25, 4913
5489, 7689
∆t2 =
50, 4314.52, 6772
= 25,3535
104, 7818
1
2
Kiểm tra:
Sai số nồi 1 :
Tổng bề mặt truyền nhiệt bé
∑ ∆t = 50, 4314
Kiểm tra:
∆ t1 − ∆ thi1 24,94 − 26,1704
=
∆ t1
24,94
∑ ∆t = 50, 4314
= 4,93%
20
Sv thực hiện : Phạm Thị Xuân
Lớp: ĐH HOÁ1-K3
- Xem thêm -