Tải bản đầy đủ - 0 (trang)
CHƯƠNG 3: CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

CHƯƠNG 3: CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

Tải bản đầy đủ - 0trang

CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



Khi đó ta có hệ phương trình

{ W W W1  2 531,25

W11,1

W2



Vậy W1  278,27 kg/h, W2  252,98 kg/h

3.2.4 Xác định nồng độ cuối dung dịch từng nồi

Theo công thức 5.25 v 5.26 trang 331 [3]

G xdd



781,25.0,08



Nồng độ cuối dung dịch ra khỏi nồi 1 x1 





Gd W1



Nồng độ cuối dung dịch ra khỏi nồi 2 x2 



G xd d







0,1243



(3.3)





781,25  278,27



781,25.0,08



 0,25



(3.4) Gd  W1 W2 781,25



 278,27  252,98



3.3 Cân bằng năng lượng

3.3.1 Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi

Áp suất tuyệt đối hơi đốt vào nồi 1: P1  3at , Tra bảng 41 trang 40 [5], ta được nhiệt độ

hơi đốt nồi 1 T1 132,9oC

Áp suất ở thiết bị ngưng tụ Png  0, 4at

Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc     P



P1



0, 4  2,6at Chọn phân phối áp suất giữa các nồi là



Png

P1



3



 2,6



P2



Lại có    PP1



P2 3at



Vậy ta được  P1 1,73at ,  P2 0,867at

Vậy ta được bảng

Bảng 3.1 Nhiệt độ và áp suất hơi đốt và hơi thứ



16



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



Loại



Nồi 1



Nồi 2



Tháp ngưng tụ



Áp suất



Nhiệt độ



p suất



Nhiệt độ



Áp suất



Nhiệt độ



(at)



(°C)



(at)



(°C)



(at)



(°C)



Hơi đốt



3



132,9



1,267



105,7



0,4



75,4



Hơi thứ



1,31



106,7



0,418



76,4



3.3.2. Xác định nhiệt độ tổn thất

3.3.2.1 Tổn thất do nồng độ tăng cao (Δ’)

Dùng phương pháp Babơ để tính nhiệt độ sơi dung dịch đường trong nồi 1 và nồi 2. Độ

tăng điểm sôi của dung dịch hệ lỏng-rắn:

 ' E Cs.m (5.9a trang 318 [3])



(3.5)



Trong đó: Es là hằng số nghiệm sơi, với nước Es  0,529

Cm là nồng độ molan của chất tan trong dung dịch (mol/kg dung môi)

Bảng 3.2 Nồng độ molan và độ tăng điểm sôi

Nồi



Nồng độ C% Nồng độ Cm



Độ tăng điểm

sôi Δ’



Nhiệt độ sôi, tsdd , °C



Nồi 1



12,42



0,415



0,219



100,219



Nồi 2



25,0



0,975



0,516



100,516



Vậy tổng tổn thất do nồng độ tăng cao:    ''1



'2 0,219  0,516  0,735oC



3.3.2.2 Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (Δ”)

Tra bảng I.86 trang 58 [1] ta được:

Nồng độ(%)

Khối lượng riêng ρ (kg/m3)

12,42



1051,92



25,0



1105,51



Chọn chiều cao ống đốt Htt 1,5m

Chiều cao thích hợp để tính theo kính quan sát mực chất lỏng H op

Hop  [0,26  0,0014( dd 



dm



)].Htt (2.20 trang 118 [4])



(3.6)



Áp suất ở lớp chất lỏng trung bình: ptb

ptb  p0



0,5hhgHop (2.19 trang 118 [4])



(3.7)

17



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



Trong đódd là khối lượng riêng của dung dịch không kể bọt hơi, kg/m3

po là áp suất ở mặt thóang của dung dịch, at

1

 hh  dd là khối lượng riêng của dung dịch sôi, kg/m



3



2



dm là khối lượng riêng của dung môi (nước) tại nhiệt độ sôi (tra bảng 43 trang



42 [5]), kg/m3



g  9,81m s/ 2 là gia



tốc trọng trường

Tính toán, ta được bảng sau



Bảng 3.3 Tổn thất do cột chất lỏng của các nồi

Nồi



H op ,m



po ,at



Nhiệt độ nồi

ở p0 , °C



ptb ,at



Nhiệt độ nồi Δ”,°C

ở ptb , °C



Nồi 1



0,503



1,31



106,7



1,32



107,23



0,53



Nồi 2



0,616



0,418



76,4



0,435



78,02



1,62



Vậy tổng tổn thất do áp suất thủy tĩnh l    " "1



"2 0,531,62  2,15oC



3.3.2.3 Tổn thất trên đường ống dẫn hơi thứ Δ’’’

Chọn  '''i 1o C , suy ra  '''i 2o C

Vậy tổng tổn thất của cả hệ thống là   ' "



'''



0,735  2,15  2



4,89 C

o



3.3.2.4 Hiệu số nhiệt hữu ích và nhiệt độ sôi từng nồi

Hiệu số nhiệt hữu ích nồi 1:

    thi1

25,45oC



T1



(T2



)



1



132,9  (105,7  0,219  0,53 1)



Hiệu số nhiệt hữu ích nồi 2:

  thi2



T2



(Tng  2 )105,7(75,40,516 1,62 1)



 27,16oC

18



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



Nhiệt độ sôi thực tế nồi 1: ts1   T1

thi1 132,9  24, 45  107, 45oC



Nhiệt độ sôi thực tế nồi 2:

ts2   T2 thi2 105,7  27,16  78,54oC



3.3.3 Cân bằng năng lượng

3.3.3.1 Nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi

Cdd = 4190 – (2514 –7,52t )x, J/kg.K ( 1.50 trang 153 [1])



(3.8)



Trong đó t là nhiệt độ của dung dịch, °C

x là nồng độ khối lượng của dung dịch

Ta được bảng sau:



Bảng 3.4 Nhiệt dung riêng của dung dịch nhập liệu và đầu ra nồi 1 và nồi 2

Dung dịch



Nhiệt độ t,°C



Nồng độ x



Nhiệt dung riêng Cdd , J/Kg.K



Nhập liệu



106,95



0,08



4053,71



Đầu ra nồi 1



107,45



0,1242



3978,31



Đầu ra nồi 2



78,54



0,25



3709,58



3.3.3.2 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng

Nồi 1:

DiG C td d d Wi11 (Gd W C t1) 1 1  DCng1 1Qxq1 Qcd1



Nồi 2

Wi1 1  (Gd W1)C1 t1 W i2 2  (Gd W C t)

2

ng 22 Qxq2 Qcd 2



2



WC1



Trong đó:

Gd là lưu lượng nhập liệu ban đầu, kg/h

19



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



W, W1 lần lượt là hơi thứ của cả hệ thống, của nồi 1, kg/h

hơi đốt dùng cho hệ thống, kg/h



D là lượng



i, i1, i2 lần lượt là hàm nhiệt của hơi đốt, hơi



thứ nồi 1, nồi 2, J/kg (tra bảng 40 trang 38 [5])

t d, t1, t2 lần lượt là nhiệt độ sôi của dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, nồi 2, °C

Cd, C1, C2 làn lượt là nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi 1, nồi 2 của dung dịch,

j/kg.độ

ϴ1, ϴ2 lần lượt là nhiệt độ nước ngưng của nồi 1, nồi 2, °C

Cn1, Cn2 lần lượt là nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, nồi 2, J/kg.độ, (tra

bảng 27 trang 29 [5] )

Qxq1, Qxq2 lần lượt là nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh, J

Qcd1, Qcd2 lần lượt là nhiệt cơ đặc nồi 1, nồi 2, J, với q trình cơ đặc mía đường

Qcd1=Qcd2=0

Chọn nước ngưng ở trạng thái lỏng sơi, ta có ϴ1=T1=132,9°C, ϴ2=T2=105,7°C. Ta có

bảng số liệu sau

Bảng 3.5 Các thơng số tính tốn cân bằng nhiệt lượng



Đầu vào

Dung dịch đường



Nồi 1



Nồi 2



Dung dịch đường



Dung dịch đường



(đầu ra)



(đầu ra)



Nhiệt độ sôi



106,95



107,45



78,54



Nhiệt dung riêng



4053,71



3978,31



3709,58



Lưu lượng dung

dịch ra



781,25



502,98



250



4254,21



4255,33



Nhiệt dung riêng

nước ngưng



Nhiệt độ



Hơi đốt



Hơi thứ



132,9



106,7



Hơi thứ

76,4

20



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



Hàm nhiệt i



2730000



2689877



2633800



278,27



252,98



Lượng hơi thứ



Chọn Qxq1  0,05D i( Cng11)  0,05Dr(1) , Qxq2  0,05D i( Cng2 2 )  0,05Dr(2) , r là ẩn

nhiệt hóa hơi nước, tra bảng 40 trang 38 [5], r(1)  2174030(J) , r(2)  2243240(J)

Lượng hơi thứ bốc lên nồi 1

W1  Wi2  (Gd W C t)2 2 G Ctd



11



0,95 (r 1)  i2 Ct1 1





 273,38kg h/



W2   W



W1531,25273,38  257,87kg h/



Lượng hơi đốt tiêu tốn chung:

D  Wi1 1 (Gd W C t1) 1 1 G C td d d

0,95(i1 Cng11)







 304,10kg h/



3.3.3.3 Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ giữa các nồi

C(%)1 



100% 1,76%  5% , thỏa mãn



C(%)2 



100% 1,90%  5% , thỏa mãn



Vậy lượng hơi thứ nồi 1 là W1=273,38 kg/h, nồi 2 l W2=257,87 kg/h

Lượng hơi đốt tiêu tốn chung là D=304,10 kg/h



21



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



CHƯƠNG 4: TRUYỀN NHIỆT

4.1 Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp

Nồi 1

Q1  Dr(1)  304,10.2170,88  660166,97kJ h/ 183,38kW



(4.1)



Nồi 2

Q2 Wr1 (2)  273,38.2243,24  613262,93kJ h/ 170,35kW



(4.2)



4.2 Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi

4.2.1 Tính tổng nhiệt trở r





 r rcau1   rcau2 (công thức 1.6 trang 13 [5])



(4.3)





rcau1  0,000232m2.K/ W là nhiệt trở màng nước, bảng 32 trang 325 [5] rcau2 

0,000372m2.K/ W là nhiệt trở lớp cặn, bảng 32 trang 32 [5] δ=2mm=0,002m



là độ dày ống λ=16,3 là hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống, thép

X18H10T, trang 13 [2]





Vậy  rrcau1   rcau2  0,000232 





0,002



 0,000372  0,00073m K W2 /



16,3



4.2.2 Tính nhiệt tải riêng phía hơi ngưng (q1)

Theo công thức V.101 trang 28 [2], hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng 1:







1  2,04* A* 







r 0,25

 H *t1 



 q1 1 *t1



(4.4)



22



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



Trong đó: r là ẩn nhiệt ngưng tụ của nước ở áp suất hơi đốt, kJ/kg, tra bảng 41

trang 39 [5] H là chiều cao ống truyền nhiệt, H = 1,5 m.

A là phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng, 0C, tra ở bảng 1.5 trang 43 [4] Ta

có bảng sau

Bảng 4.1 Các thơng số tính tốn nhiệ tải phía hơi đốt

Nồi 1



Nồi 2



130,62



103,22



2,28



2,48



131,76



104,46



Chiều cao ống truyền nhiệt H



1,5



1,5



Ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt r



2174072



2249512



A



191,74



180,45



α1



11044,79



10265,28



Nhiệt tải phía hơi đốt q1



25182,13



25457,91



chọn Tw1

Δt1

Nhiệt độ trung bình



4.2.3 Tính nhiệt tải riêng phía dung dịch (q2)

Theo cơng thức VI.27, sổ tay tập 2, trang 71:

0,565



dd 



2



0,435



dd  C 



2 n  n  n   Cddn ddn W /m2 K

(4.5)



q2 2t2



Trong đó:

n -hệ số cấp nhiệt của nước khi cơ đặc theo nồng độ dung dịch

n = 0.145. p0,5. t22,33



trang 26 [2]



Cdd, Cn lần lượt là nhiệt dung riêng của dung dịch và của nước J/kg.độ

23



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



dd, n lần lượt là độ nhớt của dung dịch và nước, Ns/m2

 dd, n lần lượt là khối lượng riêng dung dịch và nước, kg/m3 dd,

n lần lượt là hệ số dẫn nhiệt dung dịch và của nước, W/m.độ

Các thông số của dung dịch:

Cdd = 4190 – (2514 –7,52t)x, J/kg.K, Cn tra bảng 27 trang 29 [5]

dd: Tra bảng 1.112 trang 114 [1], n tra bảng 9 trang 18 [5]

 dd: tra bảng I.86 trang 58 [1], n tra bảng 43 trang 42 [5]

dd: theo công thức ( I.32 ) trang 123 [1]



dd  3,58.108.dd .3



dd



,W /mK



(4.6)



M dd



Bảng 4.2 Các thơng số tính tốn hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Nồi 1



Nồi 2



Nồng độ trung bình



0,1021



0,1871



Nhiệt dung riêng Cp



4016,01



3830,39



Khối lượng riêng pdd



1040,92



1077,2



Mdd



51,09



78,63



Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch λdd



0,4087



0,3534



Nồi 1



Nồi 2



18,30



18,50



Khối lương phân tử trung bình



n tra bảng 43 trang 42 [5]

Tính Δt2

Ta có   twq r1 , tw2  tw1



tw ,   t2



t2



Ta tính được

Δtw



24



CƠ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC

tw2



112,32



84,72



Δt2



4,87



6,18



Tính hệ số dẫn nhiệt phía dung dịch sơi 2 , nhiệt tải phía dung dịch sơi q2



Bảng 4.3 Các thơng số tính tóan nhiệt tải phía dung dịch sơi

Nồi 1



Nồi 2



Độ dẫn nhiệt của nước n



0,6845



0,6741



Khối lượng riêng nước pn



952,55



972,72



Nhiệt dung riêng của dung dịch Cdd



4016,01



3830,39



Nhiệt dung riêng của nước Cân



4247,53



4190



Độ nhớt nước n



0,264



0,362



Độ nhớt dung dịch dd



0,264



0,552



Tính αn



6764,3



6869,15



Tính α2



5328,94



4172,23



Tính q2



25955,62



25801,74



4.2.4 Kiểm tra lại giả thuyết chọn t1

C(%)1 



100%  2,98%  5% , thỏa mãn



25801,7425457,91

C(%)2 

100% 1,33%  5%

25801,74

, thỏa mãn



25



CÔ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG HAI NỒI LIÊN TỤC



4.2.5 Tính hệ số truyền nhiệt mỗi nồi K

-



Nồi 1:

q1 q2

2



qtb1







25568,87



2

1004,65W m K/ .



(4.7)



K1   thi1 thi1 25,45



-



Nồi 2

q1 q2 qtb2



2 



25629,82 



943,51W m K/ 2.

K2 





thi2



thi2



27,16



4.3 Hệ số nhiệt hữu ích thực của mỗi nồi t 'hii

4.3.1 Lượng nhiệt cung cấp cho mỗi nồi

Lượng nhiệt cung cấp cho nồi 1

Q1  Dr1 



183647,67W



Lượng nhiệt cung cấp cho nồi 2

Q2 Wr1 2 



170825,55W



4.3.2 Tính nhiệt hữu ích thực của mỗi nồi t 'hii

Theo cơng thức VI.20 trang 68 [2],

Qi



(4.8)



Ki

t 'hii thi



Qi





Ki



Ta tính được t 'hi1  26,43oC, t 'hi2  26,18oC

4.3.3 Kiểm tra lại nhiệt hữu ích giữa các nồi

C(%)1 



100%  3,71%  5% , thỏa mãn

26



Tài liệu bạn tìm kiếm đã sẵn sàng tải về

CHƯƠNG 3: CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

Tải bản đầy đủ ngay(0 tr)

×