Tải bản đầy đủ

thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi xuôi chiều ống tuần hoàn trung tâm cô đặc dung dịch đường

TRƯỜNG ĐH NÔNG LÂM SÀI GÒN CỘNG HOÀ XÃ HÔI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
KHOA CƠ KHÍ CÔNG NGHỆ
Bộ môn: Công nghệ thực phẩm

Độc lập - Tự do - Hạnh phúc
--------o0o-------

-------------------

NHIỆM VỤ THIẾT KẾ ĐỒ ÁN THIẾT BI
Họ và tên sinh viên: Nguyễn Thị Thúy
MSSV: 15L3031022
Lớp:
CNTP49A
Ngành: Công Nghệ Thực Phẩm
1/ Tên đề tài:
Thiết kế hệ thống cô đặc ba nồi liên tục xuôi chiều.
Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm thẳng đứng.
Cô đặc dung dịch đường saccharoze.
2/ Các số liệu ban đầu:
- Năng suất tính theo dung dịch đầu (tấn/giờ): 21,17

- Nồng độ đầu của dung dịch (% khối lượng): 14,25
- Nồng độ cuối của dung dịch (% khối lượng): 63,17
- Áp suất hơi đốt nồi 1 (at):
3,97
- Ap suất hơi còn lại trong thiết bị ngưng (at): 0,42
3/ Nội dung các phần thuyết minh và tính toán:
- Đặt vấn đề
- Chương I: Tổng quan về sản phẩm, phương pháp điều chế, chọn phương án thiết kế.
- Chương II:Tính toán công nghệ thiết bị chính.
- Chương III:Tính và chọn thiết bị phụ: Thiết bị Baromet, bơm chân không, bơm dung
dịch, thiết bị gia nhiệt.
- Chương IV: Kết luận.
- Tài liệu tham khảo
4/ Các bản vễ và đồ thị (ghi rõ các loại bản và kích thước các loại bản vẽ):
- 1 bản vẽ hệ thống thiết bị chính, khổ A1 và A3 đính kèm trong bản thuyết minh.
- 1 bản vẽ thiết bị chính, khổ A1.
5/ Giáo viên hướng dẫn:
Họ và tên giáo viên: Nguyễn Văn Toản
6/ Ngày giao nhiệm vụ:
7/ Ngày hoàn thành nhiệm vụ:
Thông qua bộ môn
GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN
Ngày tháng năm 2017
(Ký, ghi rõ họ tên)
TỔ TRƯỞNG BỘ MÔN
(Ký, ghi rõ họ tên)

PGS. Nguyễn Văn Toản


DANH MỤC BẢNG
Bảng 2.1. Tóm tắt nhiệt độ, áp suất của các dòng hơi.........................................10
Bảng 2.2. Bảng tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra...........................................11
Bảng 2.3. Bảng nhiệt hóa hơi ứng với mỗi nồi....................................................11
Bảng 2.4. Nhiệt lượng riêng, nhiệt dung riêng ứng với hơi đốt, hơi thứ,
dung dịch.............................................................................................................16
Bảng 2.5. Các thông số của dung dịch................................................................22
Bảng 2.6. Các thông số của dung dịch và nước..................................................27
Bảng 2.7. Đường kính các loại ống dẫn..............................................................38
Bảng 2.8. Bảng các giá trị của ống dẫn hơi đốt..................................................40


Bảng 2.9. Bảng giá trị của các ống dẫn dung dịch..............................................41
Bảng 2.10. Thông số kích thước bích nối buồng đốt, buồng bốc........................45
Bảng 2.11. Thông số kích thước bích nối các ống dẫn........................................45
Bảng 2.12. Khối lượng bích................................................................................57
Bảng 2.13. Các thông số của tai treo...................................................................58


DANH MỤC HÌNH
Hình 2.1. Sơ đồ xác định cân bằng nhiệt lượng của 3 nồi cô đặc.......................16


DANH MỤC CÁC TỪ VIẾT TẮT


MỤC LỤC
LỜI MỞ ĐẦU.......................................................................................................1
CHƯƠNG 1. TỔNG QUAN SẢN PHẨM – PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ........................................................................2
1.1. Tổng quan sản phẩm.......................................................................................2
1.1.1. Khái niệm....................................................................................................2
1.1.2. Tính chất vật lý............................................................................................2
1.1.3. Tính chất hóa học của sacharoze.................................................................2
1.2. Lý thuyết cơ bản của quá trình.......................................................................3
1.2.1. Định nghĩa...................................................................................................3
1.2.2. Các phương pháp cô đặc.............................................................................4
1.2.3. Ứng dụng của sự cô đặc..............................................................................4
1.2.4. Các thiết bị cô đặc nhiệt..............................................................................4
1.2.5. Các thiết bị trong hệ thống cô đặc...............................................................6
1.3. Lựa chọn phương án thiết kế - thuyết minh quy trình công nghệ..................6
1.3.1. Lựa chọn phương án thiết kế.......................................................................6
1.3.2. Thuyết minh quy trình công nghệ...............................................................7
CHƯƠNG 2. TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH...........................8
2.1. Cân bằng vật chất...........................................................................................8
2.1.1. Xác định lượng hơi thứ thoát ra khỏi hệ thống...........................................8
2.1.2. Xác định nồng độ cuối mỗi nồi...................................................................9
2.2. Cân bằng nhiệt lượng.....................................................................................9
2.2.1. Xác định áp suất trong mỗi nồi...................................................................9
2.2.2. Xác định nhiệt độ trong các nồi.................................................................10
2.2.3. Xác định tổn thất nhiệt độ.........................................................................11
2.2.4. Cân bằng nhiệt lượng................................................................................15
2.3. Tính bề mặt truyền nhiệt..............................................................................20


2.3.1. Độ nhớt (  )...............................................................................................20
2.3.2. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch ( λ )...........................................................21
2.3.3. Hệ số cấp nhiệt (  )...................................................................................23
2.3.4. Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi (∆thi).............................28
2.4 Thiết kế chính................................................................................................30
2.4.1. Buồng đốt..................................................................................................30
2.4.2. Buồng bốc..................................................................................................32
2.4.3. Tính kích thước các ống dẫn.....................................................................33
2.4.4. Chiều dày vĩ ống........................................................................................39
2.4.5. Tính chiều dày lớp cách nhiệt...................................................................39
2.5. Chọn mặt bích..............................................................................................44
2.5.1. Buồng đốt..................................................................................................44
2.5.2. Buồng bốc..................................................................................................45
2.6. Chọn tai treo.................................................................................................45
2.6.1. Tai treo buồng đốt......................................................................................45
2.6.2. Buồng bốc.................................................................................................52
2.6.3. Khối lượng lớp cách nhiệt........................................................................55
2.6.4. Khối lượng cột chất lỏng...........................................................................56
2.6.5. Khối lượng cột hơi....................................................................................56
2.6.6. Khối lượng bích.........................................................................................57
2.6.7. Khối lượng ống truyền nhiệt.....................................................................57
2.6.8. Khối lượng vỉ ống:....................................................................................58
CHƯƠNG 3 : TÍNH VÀ CHỌN THIẾT BỊ PHỤ...............................................59
3.1. Thiết bị ngưng tụ baromet............................................................................59
3.1.1. Cân bằng vật liệu.......................................................................................59
3.1.2. Kích thước thiết bị ngưng tụ......................................................................60
3.2. Chọn bơm.....................................................................................................65
3.2.1. Bơm chân không........................................................................................65


3.2.2. Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ........................................................67
3.2.3. Bơm dung dịch lên thùng cao vị................................................................69
CHƯƠNG 4. KẾT LUẬN...................................................................................73
TÀI LIỆU THAM KHẢO...................................................................................74


LỜI MỞ ĐẦU
Ngành sản xuất đường là một ngành công nghiệp đã ra đời khá lâu và rất
phát triển trên thế giới. Trên thế giới sản xuất đường saccharoze từ 2 loại nguyên
liệu là củ cải đường ở vùng ôn đới, và mía ở vùng nhiệt đới và á nhiệt đới,
nhưng chủ yếu hơn cả là sản xuất từ mía ( 80%).
Ngành sản xuất đường mía đóng vai trò to lớn trong sự phát triển của các
ngành công nghiệp khác như: bánh, kẹo, sữa, dược, hóa học... đồng thời tạo ra
phụ phẩm làm nguyên liệu giá rẻ cho ngành sản xuất cồn, rượu…Ngoài ra, xét
về mặt giá trị năng lượng, cây mía có thành phần xơ cao hơn nhiều củ cải
đường, do đó xơ mía là nhiên liệu trực tiếp để đốt lò hơi cho sản xuất nhiệt điện
tự cung cấp cho nhà máy đường, không những thỏa mãn nhu cầu nhiệt, điện cho
sản xuất mà còn dư thừa đáng kể để cung cấp lên lưới quốc gia, đem lại hiệu quả
cao hơn cho sản xuất đường, góp phần làm cho ngành đường là một ngành sản
xuất xanh, bảo vệ tốt môi trường.
Trong những năm qua , ngành công nghiệp mía đường ở nước không
ngừng phát triển, tạo ra được nhiều sản phẩm cũng như các thương hiệu đường
nổi tiếng như đường Biên Hòa, đường Bourbon Tây Ninh phục vụ nhu cầu trong
nước cũng như quốc tế.
Với sự phát triển nền kinh tế như hiện nay đòi hỏi sản phẩm phải có chất
lượng cao, đáp ứng yêu cầu của người tiêu dùng. Vì vậy, việc cải tiến sản xuất,
nâng cao và 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. Trong đó, thiết bị cô đặc là
một trong những thiết bị chính ảnh hưởng đến quá trình sản xuất đường, việc
tính toán các thông số, kết cấu cũng như chọn loại thiết bị cô đặc cần phải chính
xác và phù hợp với yêu cầu sản xuất.
Trước tình hình đó, với những kiến thức mà em đã được học cùng với sự
giúp đỡ của thầy hướng dẫn em xim làm đề tài đồ án thiết bị “ Thiết kế hệ
thống cô đặc ba nồi xuôi chiều thiết bị cô đặc có ống tuàn hoàn trung tâm. Cô
đặc dung dịch đường saccharoze”. Và đây cũng chính là bước khởi đầu làm
quen với công việc của các kĩ sư công nghệ thực phẩm trong tương lai.

1


CHƯƠNG 1. TỔNG QUAN SẢN PHẨM – PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ
1.1. Tổng quan sản phẩm.
1.1.1. Khái niệm.
Đường saccharoze là thành phần quan trọng nhất của cây mía, là sản phẩm
của công nghiệp sản xuất đường.


Saccharoze là một loại đường đôi (table-sugar), thuộc nhóm Oligo
Saccharide, là disacchaarride của glucose và fructose. Saccharoze được tạo thành


từ một gốc - glucose và một gốc - fructose liên kết với nhau bằng liên kết 1,2
glucoside.


Công thức phân tử: C12H22O11.

Do không có nhóm –OH glucoside nên Saccharoze không thể hiện tính
khử và là đường không khử.


1.1.2. Tính chất vật lý.
 Saccharoze là chất bột kết tinh màu trắng, không mùi, vị ngọt dễ chịu.
 Độ ẩm thấp (cho phép 0,05%), khả năng ổn định trong quá trình bảo
quản rất tốt.
 Là loại đường dễ hòa tan. Khả năng hòa tan tăng theo sự tăng nhiệt độ,
khả năng hòa tan ở 20oC là 67g/100g dung dịch.
 Độ nhớt của dung dịch đường tăng khi nồng độ tăng và giảm khi nhiệt
độ tăng.
 Tỷ trọng: 1,587 g/cm3.
 Nhiệt độ nóng chảy: 186-188
1.1.3. Tính chất hóa học của saccharoze.
1.1.3.1. Tác dụng với axit
 Dưới tác dụng xúc tác của axit, đường Saccharoze bị thuỷ phân thành
glucoza và fructoza theo phản ứng:
C12H22O11 + H2O

C6H12O6 +

C6H12O6
2


Saccharoze

glucoza

fructoza

1.1.3.2. Tác dụng với kiềm
 Trong saccharoze, H của nhóm –OH được thay thế bởi kim loại, như
vậy saccharose như một axit yếu.
 Saccharoze tạo nên hợp chất không tan với Ca(OH)2, hợp chất calcium
saccharate ( C12H22O11.3Ca(OH)2)
 Trong môi trường kiềm ở nhiệt độ cao hoặc nếu kiềm đậm đặc không
cần nhiệt độ cao, Saccharoze bị phân huỷ thành aldehyt, axeton, axit hữu cơ và
các tạp chất có màu vàng nâu. Môi trường có pH càng lớn thì saccharoze bị phân
huỷ càng nhiều.
1.1.3.3 Tác dụng của nhiệt độ
 Khi đun nóng, saccharoze nóng chảy ở 160 oC và chuyển hóa thành
caramen ở nhiệt độ thấp hơn 190oC.
 Giai đoạn đầu của phản ứng caramen hóa là tạo nên các anhydric
(khan) của glucose, fructose như glucosan, fructosan là những hợp chất không
màu, sau đó bên cạnh sự dehydrat hóa còn xảy ra sự trùng hợp hóa các đường đã
dehydrat hóa để tạo thành sản phẩm màu vàng.
1.1.3.4. Tác dụng của enzym
 Dưới tác dụng của enzym invertase thì saccharoze sẽ chuyển thành
dung dịch đường nghịch đảo.
 Dung dịch đường nghịch đảo là hỗn hợp của hai sản phẩm thủy phân �glucoside và -fructoside khi thủy phân saccharoze bằng enzyme invertase.
1.2. Lý thuyết cơ bản của quá trình.
1.2.1. Định nghĩa.
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 trong dung dịch.
Tách các chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể (kết tinh).
Thu dung môi ở dạng nguyên chất ( cất nước ).
Thu hồi các chất quý có giá trị qua quá trình ngưng tụ.
3


Tăng giá trị cảm quan của thực phẩm.
Bảo quản sản phẩm.
Giảm thể tích chứa.
 Quá trình cô đặc thường được tiến hành ở trạng thái sôi, nghĩa là áp
suất hơi riêng phần của dung môi trên bề mặt dung dịch bằng áp suất làm việc
của thiết bị.
 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 cho một thiết bị khác, nếu dùng
hơi thứ để đun nóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đăc gọi là hơi phụ.
1.2.2. 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.
1.2.3. Ứng dụng của sự cô đặc.
 Dùng trong sản xuất thực phẩm: đường, mì chính, nước trái cây…
 Dùng trong sản xuất hóa chất: NaOH, NaCl, CaCl2, các muối vô cơ…
1.2.4. Các thiết bị cô đặc nhiệt.
1.2.4.1. Phân loại và ứng dụng.
Theo cấu tạo:
Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên, dùng cô đặc dung dịch khá loãng, độ
nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn 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 từ 1,5 –
3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt. Do đó, sẽ giảm được sự bám cặn hay kết tinh
trên bề mặt truyền nhiệt. Gồm có hai loại:

4


 Có buồng đốt trong, có ống tuần hoàn ngoài.
 Có buồng đốt ngoài, ống tuần hoàn ngoài.
Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng, loại này chỉ cho phép dung
dịch chảy thành màng mỏng qua bề mặt truyền nhiệt một lần để tránh sự tác
dụng nhiệt lâu làm biến chất một số thành phẩm của dung dịch. Gồm:
 Màng dung dịch chảy ngược từ dưới lên có buồng đốt trong hay ngoài:
dung dịch sôi tạo bọt khó vỡ.
 Màng dung dịch chảy xuôi từ trên xuống có buồng đốt trong hay ngoài:
dung dịch sôi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ.
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 100 oC, 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.
Theo nguyên lý làm việc: làm việc gián đoạn và làm việc liên tục.
Theo áp suất làm việc bên trong thiết bị: áp suất dư và áp suất khí
quyển chân không.
Theo phương pháp cấp nhiệt: thiết bị dùng hơi, thiết bị dùng nước
nóng, dầu nóng, thiết bị dùng điện, thiết bị dùng khói của phản ứng cháy.
1.2.4.2. Hệ thống cô đặc nhiều nồi.
 Trong thực tế sản xuất khi cần cô đặc một dung dịch từ nồng độ khá
loãng lên nồng độ khá đặc thì người ta hay dùng các hệ cô đặc nhiều nồi xuôi
chiều hay ngược chiều.
5


 Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay hơi đốt, do đó có ý
nghĩa về mặt sử dụng nhiệt.
 Hệ xuôi chiều thích hợp cô đặc các dung dịch mà chất tan dễ biến tính
ở nhiệt độ cao. Hệ ngược chiều thích hợp cô đặc các dung dịch vô cơ không bị
biến tính vì nhiệt độ cao.
 Cô đặc nhiều nồi hiệu quả kinh tế cao về sử dụng hơi đốt so với một
nồi, vì tận dụng được hơi thứ.
1.2.5. Các thiết bị trong hệ thống cô đặc
1.2.5.1. Thiết bị chính.
 Buồng đốt, buồng bốc, đáy, nắp.
 Các đường ống: Ống nạp liệu, ống tháo liệu, ống truyền nhiệt, ống dẫn
hơi đốt, hơi thứ, tháo nước ngưng và khí không ngưng.
1.2.5.2. Thiết bị phụ.
 Các loại bơm
 Bể chứa nguyên liệu, sản phẩm
 Bồn cao vị
 Thiết bị ngưng tụ Baromet
 Các van và các thiết bị đo nhiệt độ, áp suất.
1.3. Lựa chọn phương án thiết kế - thuyết minh quy trình công nghệ.
1.3.1. Lựa chọn phương án thiết kế.
Tập đồ án này thiết kế hệ thống cô đặc ba nồi xuôi chiều, cô đặc dung
dịch đường saccharose có nồng độ đầu là 14,25 % đến nồng độ cuối 63,17 %.
Năng suất tính theo dung dịch đầu là 21,17 tấn/giờ.
Ưu điểm:
 Dung dịch tự dịch 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 đều 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 thêm một lượng nước gọi là quá trình tự
bốc hơi.
6


 Tận dụng được nguồn hơi thứ của nồi trước làm hơi đốt cho nồi sau.
 Giảm bớt được khoảng cách theo chiều cao giữa buồng đốt và không
gian bốc hơi, có thể điều chỉnh sự tuần hoàn.
 Hoàn toàn tách hết bọt vì buồng đốt cách xa không gian hơi.
 Có khả năng sử dụng không gian hơi như là một bộ phận phân ly loại ly tâm.
 Có thể luân phiên sữa chữa buồng đốt mà không cần phải ngừng sản xuất.
 Dễ dàng hơn trong việc vệ sinh thiết bị.
Nhược điểm:
 Phải tiêu tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch, do đó khi
cô đặc xuôi chiều, dung dịch trước khi đưa vào nồi đầu cần được đun nóng sơ bộ
bằng hơi phụ hoặc nước ngưng tụ.
 Nhiệt độ dung dịch của các nồi sau thấp dần nhưng nồng độ của dung
dịch tăng nhanh, kết quả là hệ số truyền nhiệt sẽ giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.
 Thiết bị cồng kềnh, phức tạp.
 Việc xử lý điều khiển khó khăn.
1.3.2. Thuyết minh quy trình công nghệ
Dung dịch ban đầu có nồng độ đầu 14,25% được chứa trong thùng chứa
nguyên liệu (1) được bơm (2) bơm lên thùng cao vị (3) qua lưu lượng kế (4) vào
thiết bị gia nhiệt (5).Thiết bị gia nhiệt là thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm có
thân hình trụ, đặt đứng, bên trong gồm nhiều ống nhỏ; các đầu ống được giữ
chặt trên vĩ ống và vĩ ống được hàn dính vào thân.Dung dịch đi bên trong ống,
hơi đi bên ngoài .Tiến hành quá trình trao đổi nhiệt gián tiếp qua ống truyền
nhiệt.Sau khi dung dịch đạt tới nhiệt độ sôi. Dung dịch được bơm vào hiệu cô
đặc 1 và đi bên trong ống từ dưới lên, hơi đốt đi bên ngoài ống.Tại buồng đốt
diễn ra quá trình trao đổi nhiệt. Hơi đốt cấp nhiệt làm nóng ống truyền nhiệt,
nhiệt truyền cho dung dịch, sự cô đặc diễn ra mãnh liệt.
Sản phẩm của hiệu 1 là nguyên liệu của hiệu 2. Sản phẩm hiệu 2 là
nguyên liệu của hiệu 3. Sản phẩm hiệu 3 là sản phẩm của hệ thống.

7


CHƯƠNG 2. TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BI CHÍNH
2.1. Cân bằng vật chất.
Số liệu ban đầu :
 Năng suất tính theo dung dịch đầu (kg/giờ)

: 21170

 Nồng độ đầu của dung dịch (% khối lượng) :

14,25

 Nồng độ cuối của dung dịch (% khối lượng):

63,17

 Áp suất hơi đốt nồi 1 (at) :

3,97

 Áp suất hơi còn lại trong thiết bị ngưng (at) :

0,42

2.1.1. Xác định lượng hơi thứ thoát ra khỏi hệ thống.
 Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn bộ hệ thống:
Gđ = Gc + W
Trong đó:
+ Gđ , Gc là lượng dung dịch đầu và lượng dung dịch cuối (kg/h)
+ W lượng hơi thứ thoát ra của toàn bộ hệ thống (kg/h)
 Viết cho cấu tử phân bố:
Gđ.xđ = Gc.xc + W.xw
Trong đó :
 xđ, xc là nồng độ của dung dịch vào ở nồi đầu và ra khỏi nồi cuối (% khối
lượng)
Xem lượng hơi thứ không mất mát ta có: Gđ.xđ = Gc.x
Vậy lượng hơi thứ thoát ra của toàn bộ hệ thống:
W G đ 



Xc

 Theo giả thiết ta có:
 Gđ = 21170 ( Kg/h)
8


 Xđ = 14,25 %
 Xc = 63,17 %
 Thay vào biểu thức trên ta có:
W = 21170(1-

) = 16394,434 (kg/h)

2.1.2. Xác định nồng độ cuối mỗi nồi.
W1

Chọn: W =1,0045 ;
2

W2
W3 = 1,007 (1)

Ta có: W = W1 + W2 + W3 = 16394,434 (kg/h) (2)
Với : W1, W2 , W3 là lượng hơi thứ thoát ra ở nồi 1, 2, 3
Từ (1) và (2) suy ra :
 W1 = 5493,892 (kg/h)
 W2 = 5469,280 (kg/h)
 W3 = 5431.262 (kg/h)
Nồng độ cuối mỗi nồi:
 Nồi 1:
xd

x1 = Gđ G  W = 21170 (
d
1

= 19,244 (%)

 Nồi 2 :
x2 =
 Nồi3 :
x3

63,17

%).
2.2. Cân bằng nhiệt lượng.

9


2.2.1. Xác định áp suất trong mỗi nồi.
Gọi P1, P2, P3, Pnt : là áp suất của nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ.
 P1

: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2.

 P2

: hiệu số áp suất của nồi 2 so với nồi 3.

 P3

: hiệu số áp suất của nồi 3 so với thiết bị ngưng tụ.

P

: hiệu số áp suất của toàn hệ thống.

Giả sử rằng hơi đốt dùng để bốc hơi và đun nóng là hơi nước bão hoà.
Ta có:  P = P1 - Pnt = 3,97-0,42=0,355 (at).
P1

Chọn: P = 1,605 ;
2

P2
= 1,682 (3)
P3

Ta có:  P =  P1+  P2 +  P3 = 3,55(at) (4)
Từ (3) và (4) suy ra:
  P1 = 1,781 (at)
  P2 = 1,110 (at)
  P3 = 0,660 (at)
Ta có:
  P1 = P1 – P2  P2 = P1 -  P1 = 3,97 1,781 = 2,189 (at).
  P2 = P2 – P3  P3 = P2 -  P2 = 2,189 1,110 = 1,080 (at).
2.2.2. Xác định nhiệt độ trong các nồi.
Gọi thđ1, thđ2, thđ3, tnt

: là nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ.

tht1, tht2, tht3: là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2,3.
Giả sử tổn thất nhiệt do trở lực trên đường ống gây ra khi chuyển từ nồi
này sang nồi khác là 10C.
tht1 = thđ2 + 1
tht2 = thđ3 + 1
tht3 = tnt+ 1
Dựa vào các số liệu ở trên và bảng (I.251 – STQTTB T1/Trang 314 và
I.250/Trang 312), ta lập bảng sau:
10


Bảng 2.1. Tóm tắt nhiệt độ, áp suất của các dòng hơi
Nồi 1
Hơi đốt

Nồi 2

P(at)

t(°C)

P(at)

3,97

142,6

Hơi thứ 2,238 123,116

t (°C)

Nồi 3
P(at)

t (°C)

TB ngưng tụ
P(at)

t(°C)

2,189

122,116 1,080 101,131 0,42

76,5

1,215

102,131 0,438

77,5

11


2.2.3. Xác định tổn thất nhiệt độ.
2.2.3.1. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra ( ' )
Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của
dung môi nguyên chất. Hiệu số của nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi
nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra.
Ta có:  ' = tosdd - tosdmnc

(ở cùng áp suất)
T
' ' o .16,2. s
r

Áp dụng công thức Tisenco:

2

Trong đó:
Ts: là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ,oK.
'o :

tổn thất nhiệt độ do áp suất thường (áp suất khí quyển) gây ra.

r : nhiệt hoá hơi của nước ở áp suất làm việc, J/kg
Bảng 2.2. Bảng tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra
Tra đồ thị, Hình VI.2 - STQTTB T2/Trang 60
Nồi 1

Nồi 2

Nồi 3

Nồng độ dung dịch (% khối lượng)

19,244

29,556

63,17

∆' (°C)

0,078

0,281

3,464

Bảng 2.3. Bảng nhiệt hóa hơi ứng với mỗi nồi
Tra bảng I.251 – STQTTB T1/Trang 314
Áp suất hơi thứ (at)
Nhiệt hóa hơi r (J/kg)

Nồi 1

Nồi 2

Nồi 3

2,238

1,215

0,438

2199188,394 2248074,289

2315060

 Nồi 1:
 '1  'o1

16,2. t ht1  273
r1

2

= 0,090 (oC)

12


 Nồi 2:
16,2. t ht 2  273
 ' 2  ' o 2
r2

2

= 0,285 (oC)
 Nồi 3:
' 3 ' o 3

16,2. t ht 3  273
r3

2

= 2,978 (oC)

 ∑∆’ = ∆’1 + ∆’2 + ∆’3 = 0,090 + 0,285 + 2,978 = 3,353 (oC)
2.2.3.2. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thuỷ tĩnh ( ' ' )
Áp suất dung dịch thay đổi theo chiều sâu của lớp dung dịch: Ở trên bề
mặt thì bằng áp suất hơi trong phòng bốc hơi,còn ở đáy ống thì bằng áp suất trên
mặt cộng với áp suất thuỷ tĩnh của cột dung dịch kể từ đáy ống. Trong tính toán,
ta thường tính theo áp suất trung bình của dung dịch:
Ptb= Po+ (h 1 +
Hay

h2
)dds.g
2

Ptb= Po+ (h 1 +

, N/m2
g
h2
)dds.
, at
9,81.10 4
2

- Trong đó:
Po: áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch, N/m2.
h 1 : chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên của ống truyền nhiệt
đến mặt thoáng của dung dịch, m (chọn h 1 =0,5m cho cả 3 nồi).
h 2 : chiều cao ống truyền nhiệt, m. Chọn h 2 = 4m cho cả 3 nồi.
dds: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3.
Với:

 ddsoi =

 dd
2

g: gia tốc trọng trường, m/s2, g = 10 m/s2
13


 Nồi 1: Ứng với x1=19,244 (%)
Tra bảng I.86 STQTTB T1/Trang 59
(kg/m3)

(kg/m3)

Ta có: P1 = 2,238 (at)
Suy ra:
Ptb1 =2,238 + (0,5 + ).

.10-4 = 2,373 (at)

 ttb1 = 124,562(0C) ( Tra bảng I.251 STQTTB,T1/Trang 314)
Mà ' '1 = ttb1 – tmt1
Với tmt1 : nhiệt độ mặt thoáng của dung dịch.
o
tmt1 = '1 + tht1 = 0,090 + 123,116 = 123,206 ( C)

 ' '1 = 124,562 – 123,206 = 1,356
 Nồi 2: Ứng với x2 = 29,556 (%)
Tra bảng I.86 STQTTB,T1/Trang 59
(kg/m3)

(kg/m3)

Ta có: P2 = 1,215 (at)
Suy ra:
Ptb2 = 1,215 + (0,5 +

4
).
2

.10-4 = 1,356 (at)

 ttb2 = 107,716(0C) ( Tra bảng I.251 STQTTB,T1/Trang 314)
Mà ' ' 2 = ttb2 – tmt2
0
tmt2 = ' 2 + tht2 = 0,285 + 102,131 = 102,416 ( C)

 ' ' 2 =107,716 – 102,416 = 5,3 (oC)
Nồi 3: Ứng với x3 =63,17 %
Tra bảng I.86 STQTTB,T1/Trang 59
14


1307,6
653,8( Kg / m 3 )
2

  dd 2 1307,6( Kg / m 3 )   ddsoi2 
Ta có: P3 = 0,438 (at)
Suy ra:
Ptb3 = 0,438 + (0,5 +

4
).653,8.10-4= 0,601 (at)
2

 ttb3 =85,555 (0C) ( Tra bảng I.251 STQTTB,T1/Trang 314)
Mà ' ' 3 = ttb3 – tmt3
o
tmt3 =  '3 + tht3 = 2,978 + 77,5 = 80,478 ( C)



' '3 =

o

85,555 - 80,478 = 5,077 ( C)

Vậy tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh trên toàn hệ thống:
' ' = ' '1 + ' ' 2 + ' ' 3 = 1,356 + 5,3 + 5,077 = 11,733 ( 0C)

2.2.3.3. Tổn thất nhiệt độ do trở lực trên đường ống (' ' ' )
 Nồi 1:
 Nồi 2:
 Nồi 3:

’’’= 1,5 oC

1

’’’= 1 oC

2

’’’= 1,5 oC

3

2.2.3.4. Tổn thất nhiệt độ chung cho toàn hệ thống:
’’’ = 3,353 + 11,733 + 4 = 19,086
2.2.3.5. Hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi và cho hệ thống
*Cho từng nồi:
 Nồi

1:
=

17,538 (oC)
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch:
t hi1 Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch:

15


t hi1 thd1

o
– ts1  ts1 = thd1 - t thi1 142,6 – 17,538 = 125,062 ( C)

 Nồi 2:
14,4 (oC)

16


Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch:
o
– ts2  ts2 = thd2 - t hi 2 122,116 – 14,4 = 107,716 ( C)

t hi 2 thd2

 Nồi 3:
15,076 (oC)
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch:
t hi 3 thd3

o
– ts3  ts3 = thd3 - t hi 3 101,131 – 15,076 = 86,055 ( C)

∑ thi tchung 

  t

hd 1

 tnt 

  = 142,6 – 76,5 – 19,086 = 47,014 (°C)

2.2.4. Cân bằng nhiệt lượng
2.2.4.1. Tính nhiệt dung riêng C (J/kg.độ)
Ta có:
C = 4190 –( 2514 – 7,542.t).x ( J/kg.độ) (CT I.50 STQTTB,T1/Trang153)
Trong đó:
t : nhiệt độ sôi của dung dịch,
x : nồng độ dung dịch, % khối lượng
 Nhiệt dung riêng của dung dịch ban đầu: x = 14,25 %
Cđ = 4190 – (2514 – 7,542.125,062).0,1425 = 3966,164(J/kg.độ)
 Nồi 1 : x = 19,244 (%)
C1 = 4190 – (2514 – 7,542.125,062).0,19244=3887,717 (J/kg.độ)
 Nồi 2 : x = 29,556 (%)
C2 = 4190 – (2514 – 7,542.107,716).0,29556=3687,075 (J/kg.độ)
 Nồi 3 : x = 63,17 (%)
C3 = 4190 – (2514 – 7,542. 86,055).0,6317=3011,897 (J/kg.độ)
2.2.4.2.Tính nhiệt lượng riêng
I: nhiệt lượng riêng của hơi đốt (J/kg)
i: nhiệt lượng riêng của hơi thứ (J/kg)

17


Bảng 2.4. Nhiệt lượng riêng, nhiệt dung riêng ứng với hơi đốt, hơi thứ,
dung dịch.
Tra bảng I.249 STQTTB,T1/Trang 310, bảng I.250 STQTTB,T1/Trang 312
Hơi đốt
Nồi
1

i.10-3

Cn

(J/kg)

(J/kg.độ)

o

t ( C)
142,6

Hơi thứ
0

t ( C)

Dung dịch

i.10-3

Cp

(J/kg)

(J/kg.độ)

ts (0C)

2742,640 4293,500 123,116 2713,181 3887,717 125,062

2

122,116 2712,481 4253,386 102,131 2682,410 3687,075 107,716

3

101,131 2680,810 4221,471

75,500

2640,000 3011,897

2.2.4.3. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng
W1i1
W3i3
D1i1
Qtt1
GđCđtđ
(Gđ - W1)C1t1

D1Cn1θ1

Gđ – W)C3t3
D2C2θ2

86,055

W2i2
Qtt2

Qtt3

(Gđ -W1-W2)C2t2
(
D3i3θ3

Hình 2.1. Sơ đồ xác định cân bằng nhiệt lượng của 3 nồi cô đặc.
CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG TRONG DÂY CHUYỀN
Gọi: D1

: là lượng hơi đốt dùng cho hệ thống (kg/h)

I1, I2, I3

: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1, nồi 2 và nồi 3 (J/kg)

Gđ, Gc

: lượng dung dịch đầu, cuối (kg/h)

W1,W2,W3

:lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 1, nồi 2, nồi 3 (kg/h)

Cđ, C1, C2, C3: nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi 1, nồi 2 và nồi
3 của dung dịch (J/kg độ)
tđ, ts1, ts2, ts3

: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1, nồi 2 và nồi 3
của dung dịch (0C)

i1, i2, i3

: hàm nhiệt của hơi thứ ở nồi 1, nồi 2 và nồi 3 (J/kg)
18


Tài liệu bạn tìm kiếm đã sẵn sàng tải về

Tải bản đầy đủ ngay

×