Tải bản đầy đủ - 0 (trang)
2 Tính cân bằng năng lượng

2 Tính cân bằng năng lượng

Tải bản đầy đủ - 0trang

Pt: hiệu số áp suất của cả hệ thống.

Giả sử chọn:

Ta có: Áp suất của hơi đốt vào nồi 1 là P1 = 3.5 (at), của thiết bị ngưng tụ là Pnt = 0,5 (at).

Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là: Pt =P1 – Pnt = 3.5 – 0,5 = 3,0 (at)

Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là: 2.4

Kết hợp với phương trình: P1 + P2 = Pt = 3,0 (at) P1 = 2,12 (at);

Vậy:



P2 = 0,88 (at)



P2 = P1 – P1 = 3.5 – 2,12 = 1,38 (at)



1.2.1.2 Nhiệt độ trong các nồi:

Gọi thđ1, thđ2, tnt là nhiệt độ đi vào của nồi 1, nồi 2 và của thiết bị ngưng tụ

tht1, tht2 là nhiệt độ của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2

Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi 1 (1 chính là tổn thất

nhiệt độ do trở lực thuỷ học trên ống dẫn), còn nhiệt độ hơi thứ của nồi cuối cùng thì

bằng nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1oC. (trang 106 [2])

- Áp suất tuyệt đối tại thiết bị ngưng tụ : 0,5 at  to ngưng tụ = 80,9 oC (I.251/314 [4])

tht2 = 80 + 1 = 81,9 oC  Pht2 = 0,52 at (tra bảng I.250/312 [4]

Bảng 1: Áp suất, nhiệt độ của hơi đốt và hơi thứ ở mỗi nồi và TBNT (tra bảng I.250, I.251

[4])



Nồi 1



Nồi 2



TBNT



P (at)



T(oC)



P (at)



T (oC)



Hơi đốt



3, 5



142,9



1,38



117,13



Hơi thứ



1,43



118,13



0,52



81,9



P (at)



T(oC)



0,5



80,9



1.2.2 Xác định tổn thất nhiệt độ:

1.2.2.1 Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (’):

Áp dụng công thức của Tiaxenko:



Ts2

(273  t ') 2

 ’0 .

r

’  ’0 . f  ’0 . 16,14 . r

Trong đó: ’o : tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi dung dịch cao hơn dung môi ở áp suất

thường gây ra; f: hệ số hiệu chỉnh ;Ts : là nhiệt độ sơi của dung mơi ngun chất (K).

r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg) ; t’: nhiệt độ của hơi thứ ( oC)



Tra bảng VI.2, Trang 67, [5]

5



o

Nồi 1: ’0 ( C ) = 16.58oC

o

Nồi 2: ’0 ( C ) = 3,29 oC



Bảng 3: Nhiệt hóa hơi của nước dưới nhiệt độ và áp suất của hơi thứ các nồi (Tra bảng

I.251, STQTTB, T1/Trang 314)



Nồi 1:



Nồi 1



Nồi 2



Áp suất hơi thứ (at)



1,43



0,524



Nhiệt hóa hơi r (J/kg)



2236,1.103



2305,6.103



(Ts  273)2

(111, 7  273) 2

3

r1

∆'1= ∆'0 �16,2 �

= 16,58 �16,2 � 2236,1.10 = 15,0290C



(73,72  273)2

(81,9  273) 2

3

r2

Nồi 2: ∆'2= ∆'0 �16,2 �

= 3,29 �16,2 � 2305, 6.10 = 12,560C



Vậy ổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:

Σ’ = ’1 + ’2 = 15,029 + 12,56 = 27,59 (oC)

1.2.2.2 Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (’’ ):

Nhiệt độ sôi của dung dịch cơ đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh "(tổn thất nhiệt độ do áp

suất thủy tĩnh tăng cao):

Áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối chất lỏng cần cô đặc

(N/m2)



CT VI.12, STQTTB, T2/trang 60



h

g

Ptb  P0  ( h  )  dds.

2

9,81.104 (at) Trong đó:

Hay



P0 : áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch (N/m2)

h : chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến mặt thoáng

của dung dịch (m)

h : chiều cao ống truyền nhiệt (m)

: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3)

g :gia tốc trọng trường (m/s2), g=9,81 m/s2

Vậy ta có:



"



= ttb – t0 , độ;



Ở đây: ttb - nhiệt độ sôi dung dịch ứng với áp suất ptb, 0C;

t0 - nhiệt độ sôi của dung môi ứng với áp suất p0, 0C.

6



” = tsdd(Ptb) - tsdd(Po) = tsdm( Ptb) - tsdm(Po)

dd







Chon t sdm 1 ( Ptb ) 126o C,  

t sdm2  Ptb   880 C



Xcuối nối 1 = 35%, Xcuối nối 2 = 16,58%, 

Bảng 4: Khối lượng riêng của dung dịch.(Tra II.249, Trang 310 và II.59, trang 46,[4])

XC %



t’oC



 dd kg/m3



 dm kg/m3



Nồi 1



35



126



1289,3



938,12



Nồi 2



45



87



1105



967,28



Nồi 1: Hop1 = [0,26 + 0,0014(dd - dm)].Ho = [0,26 + 0,0014.(1289,3 – 938,12)].2 =

1,503(m)

Áp suất trung bình:

1289, 3.9,81

4

P  0,5. dds .g . H op   

Ptb1 = 0

= 1,43+ 0,5. 2.9,81.10 .1,503 = 1,454(at)

Với P = Po1 = 1,43 at

Nồi 2: Tính tương tự Hop2 = 0,91 (m). Áp suất trung bình:Ptb2 = 0,54 (at)

Vậy ổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh trên toàn bộ hệ thống :

” = ”1 + ”2 = 0,62 + 0,76 = 1,38 (oC)

1.2.2.3 Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (”’) :

Giả sử tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang nồi nọ và từ nồi

cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1oC.

Do đó: ”’1=1 (oC); ”’2 =1 (oC) � = 1 + 1 = 2 (oC)

 Tổn thất chung trong tồn hệ thống cơ đặc:

 =  ’+”+”’ = 27,59 + 1,38 + 2 = 30,97 (oC)

 Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sơi của từng nồi:

Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của tồn hệ thống: ∑thi = thiI + thiII

o

+Tổng chênh lệch nhiệt độ biểu kiến: T  TD  tnt  137,9  80,9  58,8 C  58 K



Chênh lệch nhiệt độ hữu ích:



thi  TD  �i  58,8  30,97  27,83o C



+ Kiểm tra lại: Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:

Nồi 1: thi1 = thd1 – tht1 – 1 = 137,9 - 1 - (3,48 + 1,844) = 19,44 (oC)

Nồi 2: thi2 = thd2 – tht2 +2 = 117,13 - (81,9+ 7,39 + 8,012) = 19,828 oC)

7



Toàn hệ thống:tthi = tchung –  = thi1 + thi2 = 22,195 + 23,96 = 46,155 (0C)

- Nhiệt độ sôi của dung dịch các nồi:

o

+Nồi 1: t sdd 1  109, 25  15,029  1  0,62  125 C

o

+Nồi 2: tsdd 2  81,9  12,56  1  0,67  96,13 C



1.2.3 Cân bằng năng lượng

1.2.3.1 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi:

 Nhiệt dung của dung dịch ban đầu: Vì x đ = 10 % < 20 %, áp dụng công thức CT

I.42, trang 152,[4]:

Cđ = 4186.(1- xđ) = 4186(1 – 0,1) = 3771 (J/kg.độ)

 Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2:

Cc2 = 4186.(1 – xc2) = 4186.(1 – 0,1658) = 3495,3 (J/kg.độ)

 Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (sản phẩm) : Cc1 = Cht.xc1+ 4186.(1- xc1)

Vì xc1 = 35 % > 20 % nên ta tính theo cơng thức CT I.44, trang 152,[4]

Trong đó: Cht: là nhiệt dung riêng của chất hồ tan khan, (J/kg.độ).

Tính Cht theo công thức CT I.41, trang 152,[4]:



M.Cht = nCa.cCa + nCl.cCl



Tra bảng I.141, trang 152,[4] ta có:

CCa = 26000 (J/kg.độ); cCl = 26000 (J/kg.độ)

1

40  35,5.2



Cht =



.(1.26000 + 2.26000) = 702,7 (J/kg.độ)



 Cc1 = Cht.xc1 + 4186.(1 – xc1) = 702,7. 0,35 + 4186.(1 – 0,35) = 2969,4 (J/kg.độ)

1.2.3.2 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL)

Phương trình cân bằng nhiệt lượng :nhiệt vào = nhiệt ra

Nồi 1:



D.I1 + (Gđ –W2)C1.t1 = W1.i1 + (Gđ – W)C1.t1 + D1c.Cng1. 1 + Qcđ1 + Qxq1



Nồi 2:



(1-).W1.i1 + Gđ.Cđ.tđ = W2.i2 + (Gđ – W2)C2.t2 + W1.Cng2.2 + Qcđ2 + Qxq2



Trong đó:

 D: lượng hơi đốt cho tồn hệ thống (kg/h), Gđ : lượng dung dịch ban đầu, (kg/h).

 I, i1, i2: hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi 1 và nồi 2, (J/kg).

 tđ, t1, t2: nhiệt độ sôi ban đầu, nhiệt độ sôi dung dịch ra khỏi nồi 1, nhiệt độ sôi

dung dịch ra khỏi nồi 2 của dung dịch, (oC).

 Cđ, C1, C2: nhiệt dung riêng ban đầu, nhiệt dung riêng ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của

dung dịch, (J/kg.độ).

 1, 2: nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi 1 và nồi 2, (oC).

8



 Cng1, Cng2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2, (J/kg.độ).

 Qxq1,Qxq2 :nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh của nồi 1 và nồi 2, (J).

 Qcđ1 , Qcđ2 : nhiệt cô đặc khi cô đặc dung dịch. Với dung dịch CaCl2 q trình cơ đặc

là q trình thu nhiệt nên Qcđ > 0

Chọn hơi đốt, hơi thứ là hơi bão hồ, nước ngưng là lỏng sơi ở cùng nhiệt độ, khi đó ta

có:

i- Cng1. 1 = r (1) và i1- Cng2. 2 = r(2)

Với W1 = D2; W= W1+W2; Cho: Qxp1 = 0,05.D.(i – Cng1. 1); Qxp2 = 0,05.W.(i1 – Cng2. 2)

Qcđ1 = 0,1.D.(i – Cng1. 1) ; Qcđ2 = 0,1.D.(i1 – Cng2. 2)

Bảng 6: Hàm nhiệt của hơi đốt và hơi thứ.( Tra bảng I.249, Trang 310, [4] ; I.250,

Trang 312, [4])

Hơi đốt

Nồi



Hơi thứ



t( C)



I.10-3

Cn

(J/kg.độ) (J/kg.độ)



1



137,9



2737,06



4282,59



2



108,25



2692,85



4230,725



0



i.10-3



Dung dịch



(J/kg.độ)



C

(J/kg.độ)



ts (0C)



109,25



2694,65



2969,4



125



81,9



2647,42



3495,3



96,13



0



t( C)



Với: D2I2=W1i1; W=W1+W2

Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là :

W1 





W .i2  (Gđ  W ).C2 .t2  Gđ .Cđ .tđ

I1  0,85Cng 2 . 2  0,85i2  C2 .t2



1071, 43.2647420  (1500  1071, 43).3495,3.96,13  1500.3771.96,13

2694650  0,85.2647420  3495,3.96,13  4230,725.108, 25.0,85



= 577,27 (kg/h)

Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 là: W2 = W - W1= 1071,43 – 577,27 =

497,16 (kg/h)

Lượng hơi đốt tiêu đốt chung là:

D=





W1.i1  (Gđ  W ).C1.t1  (Gđ  W2 )C2t 2



0,85( I1  Cng1.1 )



577, 27.2694650  (1500  1071, 43).2969, 4.125,9  (1500  497,16).3495,3.96,13

0,85(2737060  4282,59.137,9)



= 755,85 (kg/h)

9



W1  Wn

.100%, III  15 / 114, [2]

W1

Kiểm tra lại giả thiết phân phối hơi thứ ở các nồi:



595, 24  577, 27

.100%  3,08%  5%

595,

24

C%(1) =



Thỏa



497,16  476,19  

.100%  4, 22%  5%

497,

16

C%(2) =



Lý thuyết ban đầu tính theo CBVC: WI = 595,24 kg/h; WII = 476,19 kg/h

Vậy : Lượng hơi thứ nồi 1 là : W1 = 577,27 (kg/h).

Lượng hơi thứ nồi 2 là: W2 = 497,16 (kg/h).

Lượng hơi đốt nồi I là : D = 755,85 (kg/h).



+ Chi phí hơi đốt riêng:



m1 



D1 755,85



 1,31(kg / kg )

W1 577, 27



m2 



D2 577, 27



 1,16(kg / kg )

W2 497,16



PHẦN III: TÍNH THIẾT BỊ CHÍNH

1. Tính bề mặt truyền nhiệt

1.1



Các thông số cơ bản của dung dịch:



1.1.1



Độ nhớt



Sử dụng cơng thức Paplov I.17, trang 85,[4]



Trong đó: t1, t2: nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt là µ1, µ2

θ1, θ2 : nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt là µ1, µ2

Nồi 1: Nồng độ dung dịch x1 = 16,58 %. Chọn chất chuẩn là anilin.

Tra bảng I.101, Trang 91,[4] ,I.102, Trang 94,[4]

� t1  20( o C ) � 1 CaCl2  6,6.10 3 ( N .s / m 2 ) � 1  9,73( o C )



� t2  20(o C ) �  2CaCl2  5,1.103 ( N .s / m 2 ) �  2  16,67( o C )

�K 



10  20

 1, 44

9, 73  16, 67



Từ đó ta có:



s 



t s1  t 2

125  20

 2 

 16, 67  90, 21 0 C 

k

1, 44



µs1 = 0,95.10-3 (N.s/m2)



Nồi 2: Nồng độ dung dịch x2 = 35%. Chọn chất chuẩn là anilin.

Tra bảng : I.101, Trang 91,[4] & I.102, Trang 94,[4]

10



� t1  10(o C ) � 1  2,1.103 ( N .s / m 2 ) � 1  45,8(o C )

� t2  20(o C ) �  2CaCl2  1, 64.10 3 ( N .s / m 2 ) �  2  55,33( o C )

�K 



10  20

 1, 05

45,8  55,33



Từ đó ta có:

1.1.2



s 



t s 2  t2

96,13  10

 2 

 45,8  127,83o C

k

1, 05

µs2 = 1,258.10-3 (N.s/m2)



Hệ số truyền nhiệt của dung dịch:



Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi được tính dựa trên nhiệt tải q và ∆t 1

+ Nhiệt tải riêng trung bình: (trang 116 [2])

q



Nhiệt tải riêng của thành thiết bị:



1



�r



q1 = α1(t1 – tw1) = α1∆t1



(tw1  t w 2 )  (



1  1

  ).(tw1  tw 2 )

rc1  rc 2



, trang 3 [5]



Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là thép khơng rỉ, có thể làm việc trong mơi trường có

chứa ion Clo: X18H12M2T có:  = 16,3 (W /m.độ) Bảng XII.7/ 313 [5]

Chọn bề dày thành ống là:



v



= 2,0 mm.



Tổng nhiệt trở của tường:

v

2.103

3

r



r





r



0,

232.10



 0,387.103  7, 417.10 4  m 2 .đo / W 

� c1  c2

16, 3 

1.1.2.1 Về phía hơi ngưng tụ 1

Cơng thức V.101, trang 28,[5]



1  2, 04.A. 4



r

,  W / m 2 .đo 

H.t1



Với r: ẩn nhiệt ngưng (J/kg)

H: chiều cao ống truyền nhiệt ( chọn H= 1,5m)

A



4



 2 3

 : hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng t

m



tm= 0,5(tT1+thd)

∆t1=thd- tT1

Tra bảng A và tm theo Trang 29, [5]

Nồi 1: Chọn ∆t1 = 0,54 (oC).

137,9  137,36

2

tw1 = thđ1– ∆t1 = 137,9 – 0,54 = 137,36 (oC); tm1 = 0,5.(tw1 + thd) =

= 142,22 (0C)



11



Tài liệu bạn tìm kiếm đã sẵn sàng tải về

2 Tính cân bằng năng lượng

Tải bản đầy đủ ngay(0 tr)

×