ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP CÔ ĐẶC NAOH

56 8 0
  • Loading ...
1/56 trang

Thông tin tài liệu

Ngày đăng: 05/11/2018, 10:05

Chương 1: TỔNG QUAN VỀ NGUYÊN LIỆU VÀ QUÁ TRÌNH ĐẶC I Giới thiệu chung natri hydroxit (NaOH): Tính chất vật lí hóa học NaOH: Natri hydroxyt khối tinh thể khơng suốt màu trắng, không mùi Dễ tan nước, tan nhiều rượu khơng tan ete NaOH trọng lượng riêng 2,02 Độ pH 13,5 Nhiệt độ nóng chảy 327,6 ± 0,9 oC Nhiệt độ sôi 1388oC Hấp thụ nhanh CO2 nước khơng khí, chảy rữa biến thành Na2CO3 NaOH bazơ mạnh; tính ăn da, khả ăn mòn thiết bị cao; trình sản xuất cần lưu ý đến việc ăn mòn thiết bị, đảm bảo an tồn lao động Ngồi ra, NaOH tính hút ẩm mạnh, sinh nhiệt hòa tan vào nước nên hòa tan NaOH cần phải dùng nước lạnh Người ta biết số hiđrat NaOH.H2O, NaOH.3H2O NaOH.2H2O Nước hiđrat hồn tồn chúng nóng chảy Điều chế ứng dụng: Trong phòng thí nghiệm: + Natri tác dụng với nước 2Na + 2H2O > 2NaOH + H2 + Natri oxit với nước 2NaO + H2O > 2NaOH Trong công nghiệp: Trước kia, người ta điều chế NaOH cách cho canxi hiđroxit tác dụng với dung dịch natri cacbonat lỗng nóng: Ca(OH)2 + Na2CO3 = 2NaOH + CaCO3 Ngày người ta dùng phương pháp đại điện phân dung dịch NaCl bão hòa: 2NaCl + 2H2O dòng điện Cl2 + H2 + 2NaOH NaOH dùng để sản xuất xenlulozơ từ gỗ, sản xuất xà phòng, giấy tơ nhân tạo, tinh chế dầu thực vật sản phẩm chưng cất dầu mỏ, chế phẩm nhuộm dược phẩm, làm khơ khí thuốc thử thơng dụng phòng thí nghiệm hóa học II.Sơ lược q trình đặc: đặc q trình làm bay phần dung môi dung dịch chứa chất tan không bay hơi, nhiệt độ sôi với mục đích: - Làm tăng nồng độ chất tan - Tách chất rắn hòa tan dạng tinh thể - Thu dung môi dạng nguyên chất Q trình đặc tiến hành nhiệt độ sôi, áp suất (áp suất chân không, áp suất thường hay áp suất dư), hệ thống thiết bị đặc hay hệ thống nhiều thiết bị đặc Trong đó: đặc chân khơng dùng cho dung dịch nhiệt độ sơi cao, dễ bị phân hủy nhiệt đặc áp suất cao áp suất khí dùng cho dung dịch không bị phân hủy nhiệt độ cao dung dịch muối vô cơ, để sử dụng thứ cho đặc cho q trình đun nóng khác đặc áp suất khí thứ khơng sử dụng mà thải ngồi khơng khí Đây phương pháp đơn giản khơng kinh tế Trong cơng nghiệp hóa chất thực phẩm thường làm đậm đặc dung dịch nhờ đun sôi gọi q trình đặc, đặc điểm q trình đặc dung mơi tách khỏi dung dịch dạng hơi, dùng chất hòa tan dung dịch khơng bay hơi, nồng độ dung dịch tăng dần lên, khác với trình chưng cất, trình chưng cất cấu tử hỗn hợp bay khác nồng độ hỗn hợp Hơi dung môi tách q trình đặc gọi thứ, thứ nhiệt độ cao dùng để đun nóng thiết bị khác, dùng thứ đung nóng thiết bị ngồi hệ thống đặc ta gọi phụ Q trình đặc tiến hành thiết bị nồi nhiều nồi làm việc gián đọan liên tục Q trình đặc thực áp suất khác tùy theo yêu cầu kỹ thuật, làm việc áp suất thường (áp suất khí quyển) dùng thiết bị hở; làm việc áp suất khác dùng thiết bị kín đặc chân khơng (áp suất thấp) ưu điểm là: áp suất giảm nhiệt độ sơi dung dịch giảm, hiệu số nhiệt độ đốt dung dịch tăng, nghĩa giảm bề mặt truyền nhiệt đặc nhiều nồi q trình sử dụng thứ thay đốt, ý nghĩa kinh tế caovề sử dụng nhiệt Nguyên tắc q trình đặc nhiều nồi tóm tắt sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch đun nóng đốt, thứ nồi đưa vào đun nồi thứ hai, thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba thứ nồi cuối vào thiết bị ngưng tụ Còn dung dịch vào từ nồi sang nồi kia, qua nồi bốc môt phần, nồng độ dần tăng lên.Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt nồi phải chênh lệch nhiệt độ đốt dung dịch sơi, hay nói cách khác chênh lệch áp suất đốt thứ nồi, nghĩa áp suất làm việc nồi phải giảm dần thứ nồi trước đốt nồi sau.Thông thường nồi đầu làm việc áp suất dư, nồi cuối làm việc áp suất thấp áp suất khí Hệ thống đặc xuôi chiều thường dùng phổ biến cả, loại ưu điểm dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suất nồi, nhiệt độ sơi nồi trước lớn nồi sau dung dịch vào nồi (trừ nồi đầu) nhiệt độ cao nhiệt độ sơi, kết dung dịch làm lạnh đi, lượng nhiệt làm bốc thêm lượng nước gọi trình tự bốc Nhưng dung dịch vào nồi đầu nhiệt độ thấp nhiệt độ sơi cần phải tốn thêm lượng đốt để đun nóng dung dịch, đặc xuôi chiều dung dịch trước vào nồi đầu thường đun nóng sơ phụ nước ngưng tụ Khuyết điểm đặc xuôi chiều nhiệt độ dung dịch nồi sau thấp dần, nồng độ dung dịch lại tăng dần, làm cho độ nhớt dung dịch tăng nhanh, kết hệ số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối Cấu tạo thiết bị đặc: Trong cơng nghệ hóa chất thực phẩm loại thiết bị đặc đun nóng dùng phổ biến, loại gồm phần chính: a) Bộ phận đun sơi dung dịch (phòng đốt) bố trí bề mặt truyền nhiệt để đun sơi dung dịch b) Bộ phận bốc (phòng bốc hơi) phòng trống, thứ tách khỏi hỗn hợp lỏng – dung dịch sôi (khác với thiết bị phòng đốt) Tùy theo mức độ cần thiết người ta cấu tạo thêm phận phân ly – lỏng phòng bốc ống dẫn thứ, để thu hồi hạt dung dịch bị thứ mang theo Về phân loại phân loại thiết bị theo cách: - Theo phân bố bề mặt truyền nhiệt loại nằm ngang, thẳng đứng, loại nghiêng - Theo cấu tạo bề mặt truyền nhiệt loại vỏ bọc ngoài, ống xoắn, ống chùm - Theo chất tải nhiệt loại đun nóng dòng điện, khói lò, nước, chất tải nhiệt đặc biệt - Theo tính tuần hồn dung dịch: tuần hoàn tự nhiên, tuần hoàn cưỡng bức, Lựa chọn thiết bị: Theo tính chất nguyên liệu, ta chọn thiết bị đặc nồi, làm việc liên tục, ống tuần hoàn trung tâm buồng đốt đối lưu tự nhiên Thiết bị đặc dạng cấu tạo đơn giản, dễ sửa chửa, làm Đồng thời, tận dụng triệt để nguồn Q trình đặc tiến hành áp suất chân không nhằm làm giảm nhiệt độ sôi dung dịch, giảm chi phí lượng, hạn chế biến đổi chất tan Tuy nhiên, tốc độ tuần hoàn nhỏ, hệ số truyền nhiệt thấp, vận tốc tuần hồn bị giảm ống tuần hồn bị đun nóng Sơ đồ thiết minh quy trình cơng nghệ: Q trình đặc nồi ngược chiều buồng đốt ngồi trình sử dụng thứ thay cho đốt Dung dịch ban đầu thùng chứa(12) bơm ly tâm (15) bơm lên thùng cao vị (1) qua van tiết lưu điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế sau vào thiết bị gia nhiệt (2) Tại thiết bị gia nhiệt (2) dung dịch gia nhiệt đến nhiệt độ sơi nồi Dung dịch sau đưa vào buồng đốt (4) nồi Tại nồi dung dịch NaOH bốc phần buồng bốc (5), thứ thoát lên qua thiết bị ngưng tụ (7), ngưng tụ lượng khí khơng ngưng lại bơm chân khơng hút ngồi sau qua thiết bị thu hồi bọt Còn sản phẩm bơm vào nồi để tiếp tục q trình đặc, đến nồng độ u cầu đưa ngồi vào bể chứa sản phẩm(12) Ở nồi đốt cung cấp từ vào, nồi đốt thứ nồi Chương 2: TÍNH TỐN CƠNG NGHỆ I Tính cân vật liệu: Thơng số số liệu ban đầu: Dung dịch đặc: NaOH Nồng độ dung dịch đầu: 4,5% Nồng độ dung dịch cuối: 13% Năng suất ban đầu dung dịch: 32000 kg/h 1.1 Lượng dung môi nguyên chất bốc (lượng thứ) nồng độ dung dịch thay đổi từ xd đến xc: Phương trình cân vật liệu cho tồn hệ thống: Gđ= Gc+ W (1) Trong đó: Gđ, Gc lượng dung dịch đầu cuối (kg/h) W: lượng thứ tồn hệ thống (kg/h) Viết cho cấu tử phân bố: Gđ.xđ= Gc.xc+ W.xw Trong đó: xđ, xc nồng độ dung dịch vào nồi đầu nồi cuối (% khối lượng) xem lượng thứ không mát ta có: Gđ.xđ= Gcxc (2) Vậy lượng thứ toàn hệ thống: W=Gd(1- xd 4,5 ) = 32000.(1) = 20923,08 (kg/h) xc 13 Trong đó: Gd : lượng dung dịch ban đầu Xd, Xc: nồng độ đầu, cuối dung dịch (% khối lượng) 1.2 Xác định nồng độ cuối dung dịch nồi : Ta có: W= W1+ W2 Để đảm bảo việc dùng toàn thứ nồi trước cho nồi sau, thường người ta phải dùng cách lựa chọn áp suất lưu lượng thứ nồi thích hợp Giả sử chọn tỉ số thứ bốc lên từ nồi : Khi ta hệ phương trình: W1 =1,1 W2  W1 = 1,1  W2 W + W = 20923,08  Giải hệ ta kết quả: W1 = 10959,711 kg/h W2 = 9963,369 kg/h Nồng độ cuối dung dịch khỏi nồi 1: X1 = Gd X d 32000 × 4,5 = = 13% Gd − (W1 + W2 ) 32000 − (10959,711 + 9963,3) Nồng độ cuối dung dịch khỏi nồi 2: X2 = Gd X d 32000 × 4,5 = =6,844% Gd − W1 32000 − 10959,711 Trong đó: X1, X2: nồng độ cuối dung dịch nồi (% khối lượng) W1, W2 : lượng thứ bốc lên từ nồi (kg/h) Gd : lượng dung dịch đầu (kg/h) Xd: nồng độ đầu dung dịch (% khối lượng) II Cân nhiệt lượng: 2.1 Xác định áp suất nhiệt độ nồi: Gọi P1, P2, Pnt áp suất nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ ∆P1: hiệu số áp suất nồi so với nồi ∆P2: hiệu số áp suất nồi so với thiết bị ngưng tụ ∆Pt: hiệu số áp suất hệ thống Giả sử chọn: Áp suất đốt vào nồi 1: P1=3,34 at Áp suất thiết bị ngưng tụ Baromet: Pnt= 0,36 at Khi hệ số áp suất cho hệ thống đặc là: ∆Pt = P1-Pnt= 3,34- 0,36 = 2,98at ∆P1 Chọn tỉ số phân phối áp suất nồi là: ∆P2 = 1,6 Kết hợp với phương trình ∆P1+∆P2= ∆Pt= 2,98at Suy ra: ∆P1= 1,834(at) ∆P2= 1,146 (at) P2= P1- ∆P1= 3,34- 1,834= 1,506 (at) 2.2 Xác định nhiệt độ nồi: Gọi: thd1, thd2, tnt nhiệt độ vào nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ tht1, tht2 nhiệt độ thứ khỏi nồi 1, Giả sử tổn thất nhiệt độ đường ống từ nồi sang nồi 10C tht1= thd2+ tht2= tnt+ Tra bảng : I 250, STQTTB, T1/ Trang 312 I 251, STQTTB, T1/ Trang 314 Bảng 2.1: Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) dòng Loại Hơi đốt Hơi thứ Nồi Áp suất Nhiệt độ Nồi Áp suất Nhiệt độ Tháp ngưng tụ Áp suất Nhiệt độ (at) (oC) (at) (oC) (at) (oC) 3,34 137,422 1,506 111,088 0,36 72,72 1,556 112,088 0,345 73,72 2.3 Xác định tổn thất nhiệt độ: Tổn thất nhiệt độ hệ thống đặc bao gồm: tổn thất đường ống, tổn thất áp suất thủy tĩnh tổn thất trở lực đường ống 2.3.1 Tổn thất nhiệt nồng độ gây (∆ ’): Ở áp suất, nhiệt độ sôi dung dịch lớn nhiệt độ sôi dung môi nguyên chất Hiệu số nhiệt độ sôi dung dịch dung môi nguyên chất gọi tổn thất nhiệt nồng độ gây Ta có: ∆'= t0sdd- t0sdmnc (ở áp suất) Áp dụng công thức Tisenco: ∆'= ∆'o f Với f =16,2 × Trong ∆'o : tổn thất nhiệt độ tsdd > tsdm áp suất thường f: hệ số hiệu chỉnh Ts : nhiệt độ sôi dung môi nguyên chất (oK) r: ẩn nhiệt hóa nước áp suất làm việc (J/kg) Bảng 2.2: Tra bảng VI.2, STQTTB, T2/Trang 67 Nồi Nồi Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 13 6,844 ∆'o (oC) 4,12 1,664 Bảng 2.3: Tra bảng I.251, STQTTB, T1/Trang 314 Nồi Nồi Áp suất thứ (at) 1,556 0,345 Nhiệt hóa r (J/kg) 2229,167.103 2325,776.103 Nồi 1: ∆'1= ∆'0 × 16,2 × (Ts + 273) (112,088 + 273) = 4,12 × 16,2 × = 4,440C r1 2229,167.103 Nồi 2: ∆'2= ∆'0 × 16,2 × (73,72 + 273) (73,72 + 273) = 1,664 × 16,2 × = 1,3930C r2 2325,987.103 Vậy tổng tổn thất nhiệt độ nồng độ toàn hệ thống: ∆'= ∆'1+∆'2= 4,44+ 1,393= 5,8330C 2.3.2 Tổn thất nhiệt áp suất thủy tĩnh (∆ ’’ ): Nhiệt độ sôi dung dịch đặc tăng cao hiệu ứng thủy tĩnh ∆"(tổn thất nhiệt độ áp suất thủy tĩnh tăng cao): Áp suất thủy tĩnh lớp khối chất lỏng cần đặc: Ptb = P0 + ( ∆h + h ) ρ dds ⋅ g h Hay Ptb = P0 + ( ∆h + ) ρ dds (N/m2) g (at) 9,81.104 Trong đó: P0 : áp suất thứ mặt thoáng dung dịch (N/m2) ∆h : chiều cao lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng dung dịch (m) h : chiều cao ống truyền nhiệt (m) ρdds : khối lượng riêng dung dịch 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 dung môi ứng với áp suất p0, 0C Bảng 2.4: Tra bảng I.22 STQTTB T1/34 x% p0(at) to(0C) ρdd ρdds Nồi 13 1,556 112,088 1095,8 547,9 Nồi 6,844 0,345 73,72 1030,546 515,273 Hơi đốt 3,34 137,422 Chọn h= m (cho nồi) ∆h= 0,5 m (cho nồi) Áp suất thủy tĩnh nồi: h Nồi 1: Ptb1 = P0 + ( ∆h + ) ρ dds g (N/m2) h      ( ∆h + ) ρ dds1 g   (0,5 + ) × 547,9 × 9,81  Ptb1 = P0 +  = 1,556 +   = 1,694at 9,81.104  9,81.104         h Nồi 2: Ptb = P0 + ( ∆h + ) ρ dds g (N/m2) h      ( ∆h + ) ρ dds g   (0,5 + ) × 515, 273 × 9,81  Ptb = P0 +  = 0,345 +   = 0, 474at 9,81.104  9,81.104         Để tính t0s dung dịch NaOH ứng với Ptb ta dùng cơng thức BaBo ( P )t = K Ps Trong đó: P: áp suất bão hồ dung mơi ngun chất Ps: áp suất dung môi nguyên chất áp suất thường Tra STQTTB1 /236 & 311 Nồng độ dung dịch nồi 1: 13%; nhiệt độ sơi t0s=104,3010C nhiệt độ áp suất bão hòa nước 1,204 at Nồi 1: P = ⇒ Ps = 1, 204 P Ps 1, 21 P= Ptb1 ⇒ Ps1= 1,204 × 1,649= 2,039at ⇒ t0tb1= 120,61 0C P=P0 ⇒ Pos1= 1,204 × 1,556= 1,874 at ⇒ t0s1= 118,19 at ⇒ ∆"1= t0tb1- t0s= 120,61- 118,19= 2,42 0C Tra STQTTB1 /236 & 311 Nồng độ dung dịch nồi 2: 6,844%, nhiệt độ t0s=101,830C nhiệt độ áp suất bão hòa nước 1,105 at Nồi 2: P = ⇒ Ps = 1,105P Ps 1,1 P=Ptb2 ⇒ Ps2= 1,105 × 0,474= 0,524 at ⇒ t0tb2=83,744 0C P=P0 ⇒ P0s2= 1,105 × 0,345= 0,382 at ⇒ t0s2= 76,087 0C ⇒ ∆"2= t0tb2- t0s2= 83,744- 76,087= 7,6570C Vậy tổng tổn thất áp suất thủy tĩnh: ∆"= ∆"1+∆"2= 2,42+ 7,657= 10,0770C 2.3.3 Tổn thất nhiệt độ đường ống gây ra: Chọn tổn thất nhiệt độ nồi 10C Tổn thất nhiệt độ đường ống gây cho hệ thống: ∆"' = 20C 2.3.4 Tổn thất nhiệt độ hệ thống: ∑∆= ∆'+∆"+∆"' = 5,833+ 10,077+ = 17,910C 2.3.5 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích nồi hệ thống: Chênh lệch nhiệt độ hữu ích nồi: x% p0(at) to(0C) ρdd ρdds Nồi 13 1,556 112,088 1095,8 547,9 Nồi 6,844 0,345 73,72 1030,546 515,273 3,34 137,422 Hơi đốt Nồi 1: ∆ti1= thd1- thd2 - ∑∆1 = 137,422- 111,088-(4,44+ 2,42+ 1)= 18,4730C Nồi 2: ∆ti2= thd2- tnt- ∑∆2 = 111,088- 72,72- (1,393+ 7,657+ 1)= 28,3190C Nhiệt độ sôi thực tế: Nồi 1: ∆ti1= thd1- ts1 ⇒ ts1= thd1 - ∆ti1= 137,422- 18,473= 118,9490C Nồi 2: ∆ti2=thd2- ts2 ⇒ ts2= thd2- ∆ti2= 111,088- 28,319= 82,769 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích cho hệ thống: ∆hi= thd1- tnt- ∑∆= 137,422- 72,72- 17,91= 46,792 0C 2.4 Nhiệt dung riêng C(J/kg.độ) Nhiệt dung riêng dung dịch nồng độ nhỏ 20% tính theo công thức I.43; STQTTB T1/ trang152 C= 4186.(1-x) ( J/kg.độ) X nồng độ chất tan (% khối lượng) H: chiều cao buồng bốc (m) Chiều cao buồng bốc H= 4,5m Khối lượng riêng vật liệu CT3: (tra bảng XII.7 STQTTB T2/trang 313) ρ= 7850 (kg/m3) Dn= Dt+ 2S= 2,4+ × 0,005= 2,41 (m) Vậy M bc = 7850 3,14 × 4,5 2, 412 − 2,4 ) = 1333,82 (kg) ( 3.8.2 Khối lượng nắp thiết bị: Ta bề dày nắp buồng bốc S= 8mm; đường kính Dt= 2400mm Vậy khối lượng nắp thiết bị (tra bảng XIII.11 STQTTB T2/trang 384) Gnắp= 414 (kg) 3.8.3 Khối lượng đáy thiết bị : Ta bề dày đáy buồng bốc S=6mm; đường kính Dt= 2400mm Vậy khối lượng đáy ( tra bảng XIII.21 STQTTB T2/trang 394) Gđáy= 433 (kg) 3.8.4 Khối lượng lớp cách nhiệt: M cachnhiet = ρ π H ( Dn2 − Dt2 ) Chiều cao H= 4,5m Đường kính D’t= 2,41 (m) Đường kính ngồi D’n= D’t+ 2S= 2,41+2 × 0,014= 2,438 (m) Khối lượng bơng thủy tinh: ρ= 200(kg/m3) ⇒ M cachnhiet = 200 4,5 × 3,14 ( 2,4382 − 2,412 ) = 95,903 (kg) 3.8.5 Khối lượng cột hơi: M hoi = ρ max H π Dt2 Chiều cao cột hơi: H= 4,5(m) Khối lượng riêng lớn cột hơi: ρ= 1,788(kg/m3) (ứng với P= 3,34at) Đường kính Dt= 2,4(m) ⇒ M hoi 4,5 × 3,14 × 2, 42 = 1,788 = 36,381 (kg) 3.8.6 Khối lượng bích: M bich = π D − Dn2 ) h.ρ ( Khối lượng riêng vật liệu làm bích CT3: ρ= 7850 (kg/m3) Số lượng Bích Cặp 2 Buồng bốc Hơi thứ Dẫn dung dịch Tháo nước ngưng Ống tuần hồn ngồi Tổng khối lượng bích Khối lượng Dn D h 2,41 0,325 0,089 0,057 0,35 2,4 0,435 0,185 0,14 0,377 0,04 0,022 0,014 0,012 0,022 M 533,027 22,667 9,077 2,418 5,322 572,511 Vậy tải trọng cho chân đỡ là: G = Gthân + Gnắp+ Gđáy + Gcách nhiệt + Gbích + Ghơi = (1333,82+433+414+95,903+36,381+572,511) × 9,81 = 28307,883 (N) Vậy tải trọng cho chân đỡ là: G2 = G 28307,883 = = 14153,941 (N) 2 Để đảm bảo an toàn cho thiết bị, chọn theo bảng XIII.35 STQTTB T2/ trang 437 Tải trọng cho phép chân đỡ (G.104 , N) 6,0 B Bề mặt đỡ (F.10 ,m2) Tải L trọng cho phép lên bề mặt đỡ (q.10-6, N/m2) 711 0,84 240 300 B1 B2 H h s l d 226 18 110 34 (mm) 260 370 450 Chương THIẾT BỊ PHỤ 4.1 Cân vật liệu: 4.1.1 Lượng nước lạnh cần thiết để tưới vào thiết bị ngưng tụ: Dựa vào phương trình cân nhiệt lượng (cơng thức VI.51 STQTTB T2/ trang 84) Gn = Dt A W ( i − Cn t2 c ) Cn ( t2 c − t d ) Trong đó: Gn: lượng nước làm nguội tưới vào thiết bị (kg/s) 2400/ 900 W2: lượng nước ngưng tụ vào thiết bị (kg/s) i: nhiệt lượng riêng ngưng tụ (J/kg) t2c; t2d: nhiệt độ đầu cuối nước làm nguội (0C) Cn: nhiệt dung riêng trung bình nước (J/kg.độ) Chọn t2d= 250C; t2d= 550C i= 2627,2.103 (J/kg) (tra bảng I.251 STQTTB T2/ trang 314) với Pnt= 0,36at Cn: nhiệt dung riêng trung bình nước, tra theo nhiệt độ trung bình Tra bảng I 147 STQTTB T1/Trang 165 tnt= t2 c + t2 D 25 + 55 = = 40 oC 2 Cn= 0,99869 (cal/kg.độ) ⇒ Cn= 0,99869 × 4,1868.103= 4181,315 (J/kg.độ) W=W2= 11821,056(kg/h)= 3,284(kg/s) ⇒ Gn = 3, 284 ( 2627, 2.103 − 4181,315 × 55 ) 4181,315 ( 55 − 25) = 62,759 (kg/s) 4.1.2 Thể tích khí khơng ngưng khơng khí hút khỏi thiết bị: Lượng khí khơng ngưng khơng khí hút khỏi thiết bị cụ thể : + sẵn thứ + Chui qua lỗ hở thiết bị + Bốc từ nước làm lạnh Chính lượng khí khơng ngưng khơng khí vào thiết bị ngưng tụ làm giảm độ chân không, áp suất riêng phần hàm lượng tương đối hỗn hợp giảm; đồng thời làm giảm hệ số truyền nhiệt thiết bị Vì vậy, cần phải liên tục hút khí khơng ngưng khơng khí khỏi thiết bị Lượng khí cần rút khỏi thiết bị tính cơng thức VI.47 STQTTB T2/ Trang 84 Gkk= 0,25.10-4 W + 0,25.10-4.Gn+0,01.W Với : Gkk lượng khí khơng ngưng, khơng khí hút khỏi thiết bị (kg/s) W lượng vào thiết bị ngưng tụ (kg/s) ⇒ Gkk = 0, 25.10−4 × 3, 284 + 0, 25.10−4 × 62,759 + 0,01 × 3, 284 = 0,034 (kg/s) Thể tích khí khơng ngưng khơng khí hút khỏi thiết bị ngưng tụ theo công thức VI.49 STQTTB T2/ trang 48 Vkk = Trong đó: 288.Gkk (273 + tkk ) (m / s ) P − Ph Vkk: thể tích khí khơng ngưng, khơng khí hút khỏi thiết bị (m3/s) P: áp suất chung hỗn hợp khí thiết bị ngưng tụ (N/m2) Ph: áp suất riêng phần nước hỗn hợp (N/m2) (lấy áp suất bão hòa nhiệt độ khơng khí tkk) Sử dụng thiết bị ngưng tụ trực tiếp loại khô, nhiệt độ không khí xác định theo cơng thức VI.50 STQTTB T2/trang 84: tkk= t2d+ 4+ 0,1(t2c- t2d) = 25+ 4+ 0,1.(45-25)= 310C ⇒ Ph= 0,0461 (at) (tra bảng I.250 STQTTB T1/ trang 312) Vậy Vkk = 288 × 0,034 ( 273 + 31) = 0,096 (m3/s) ( 0,36 − 0,0461) × 98100 4.2 Kích thước thiết bị ngưng tụ: 4.2.1 Đường kính thiết bị ngưng tụ: Đường kính thiết bị ngưng tụ xác định theo ngưng tụ tốc độ qua thiết bị thiết bị làm việc áp suất 0,36 (at) nên tốc độ lựa chọn khoảng 30 (m/s) (STQTTB T2/trang 85) Thực tế người ta lấy suất thiết bị gấp 1,5 lần so với suất thực Khi đường kính thiết bị tính theo cơng thức VI.52 STQTTB T2/trang 84: Dtr = 1,383 W (m) ρ h ωh Trong đó: Dtr: đường kính thiết bị ngưng tụ (m) W: lượng ngưng tụ (kg/s) ρh: khối lượng riêng (kg/m3) Pnt= 0,36(at) ⇒ ρh= 0,2224 (kg/m3) ωh : tốc độ thiết bị ngưng tụ (m/s); chọn ω= 30 (m/s) ⇒ Dtr = 1,383 3,284 = 0,97 (m) 0, 2224 × 30 Theo bảng VI.8 STQTTB T2/ trang 88 chọn đường kính thiết bị ngưng tụ Dtr= 1000(mm) 4.2.2 Kích thước ngăn: Để đảm bảo làm việc tốt, ngăn phải dạng hình viên phân Do đó, chiều rộng ngăn xác định theo công thức sau: b= Dtr + 50 (mm) (công thức VI.53 STQTTB T2/Trang 85) Với: Dtr đường kính thiết bị ngưng tụ (mm) Vì ngăn nhiều lỗ nhỏ, chọn nước làm nguội nước ⇒ Chọn đường kính lỗ d= (mm) Ta có: b = 1000 + 50 = 550 (mm) Chiều cao gờ cạnh ngăn 40 mm Tổng diện tích bề mặt lỗ tồn mặt cắt ngang thiết bị ngưng tụ nghĩa cặp ngăn: f = Gn = (m ) ωc Với: Gn lưu lượng nước m3/s; Gn phụ thuộc vào nước ngưng tụ thường thay đổi theo giới hạn 15-60 (W) ωc tốc độ tia nước (m/s); chọn ωc =0,62 (m/s) ρn : khối lượng riêng nước kg/m3 Theo bảng I.5 STQTTB T1/ Trang 11 chọn ρ n = 994,06 (kg/m3) ⇒ f = 62,759 = 0,102 (m ) 0,62 × 994,06 Các lỗ ngăn xếp theo hình lục giác nên ta xác định bước lỗ công thức: t = 0,866.d fc (công thức VI.55 STQTTB T2/Trang 85) f tb Với: d: đường kính lỗ mm fc : tỷ số tổng số diện tích tiết diện lỗ với diện tích tiết diện thiết bị ngưng tụ, f tb thường lấy 0,025 – 0,1 fc Vậy chọn f =0,1 tb ⇒ t =0,866.2 0,1 =0,55(mm) 4.2.3 Chiều cao thiết bị ngưng tụ: Để chọn khoảng cách trung bình ngăn tổng chiều cao hữu ích thiết bị ngưng tụ, ta dựa vào mức độ đun nóng nước thời gian lưu nước thiết bị ngưng tụ Mức độ đun nóng nước xác định công thức: P= t2 c − t d (Công thức VI.56 STQTTB T2/Trang 85) t bh −t2 d Với t2c, t2d nhiệt độ cuối, đầu nước tưới vào thiết bị (oC) tbh nhiệt độ nước bão hoà ngưng tụ (oC) ⇒P= 45 − 25 = 0, 419 72,72 − 25 Tra bảng VI.7 STQTTB T2/ Trang 86 ta có: Số ngăn n= 6; số bậc = 3; khoảng cách trung bình ngăn htb= 300 mm Tra bảng VI.8,STQTTB,T2/Trang 88, ta có: + Khoảng cách từ ngăn đến nắp thiết bị a= 1300 mm + Khoảng cách từ ngăn đến đáy thiết bị b= 1200 mm + Chiều cao tổng thiết bị ngưng tụ tính theo cơng thức: H= H’+ a+b= 300 × (6-1)+ 1300+ 1200= 4000(mm) + Khoảng cách tâm thiết bị ngưng tụ thiết bị thu hồi: K 1= 1100 mm; K2= 935 mm + Chiều cao hệ thống thiết bị: H= 5680 mm + Chiều rộng hệ thống thiết bị: T= 2600 mm + Đường kính thiết bị thu hồi: D1= 500 mm; D2= 400 mm + Chiều cao thiết bị thu hồi: h1=1900 mm; h2= 1350 mm 4.2.4 Kích thước ống Baromet: Áp suất thiết bị ngưng tụ 0,36 at; để tháo nước ngưng ngưng tụ cách tự nhiên thiết bị phải ống Baromet Đường kính ống Baromet xác định theo cơng thức: dB = 0,004.(Gn + W2 ) m (công thức VI.57 STQTTB T2/Trang 86) π ω Với: Gn : lượng nước làm nguội (kg/s) W: lượng ngưng tụ vào thiết bị (kg/s) ω: tốc độ hỗn hợp nước, chất lỏng ngưng chảy ống baromet thường lấy (0,50,6) m/s; chọn ω= 0,5 m/s ⇒ dB = 0,004 ( 62,759 + 3, 284 ) = 0, 41 (m) 3,14 × 0,5 Chiều cao ống baromet xác định theo công thức H= h1+ h2+ 0,5 (m) (công thức VI.58 STQTTB T2/Trang 86) Với: h1 chiều cao cột nước ống cân với hiệu số áp suất khí áp suất thiết bị ngưng tụ (m) h2 chiều cao cột nước ống baromet cần để khắc phục toàn trở lực nước chảy ống (m) Ta có: h1= 10,33 b ( m) (cơng thức VI.59 STQTTB T2/Trang 86) 760 Ở b độ chân không thiết bị ngưng tụ (mmHg) b= (1-0,36).760= 486,4 (mmHg) ⇒ h1 = 10,33 486, = 6,61 (m) 760 ω2  H  Và h2 =  + λ + ∑ ξ ÷ (m) (cơng thức VI.60 STQTTB T2/Trang 87) 2g  d  Hệ số trở lực vào đường ống lấy ξ=0,5; khỏi ống lấy ξ=1 cơng thức h2 = dạng sau: ω2  H  2,5 + λ (m) 2g  d  Với: H: toàn chiều cao ống Baromet (m) d: đường kính ống Baromet (m) λ : hệ số ma sát nước chảy ống Để tính λ ta tính hệ số chuẩn Re chất lỏng chảy ống Baromet: Re = d B ρn ω µ ( cơng thức II.4 STQTTB T1/Trang 359) Với: dB đường kính ống dẫn ρn khối lượng riêng nước tra theo t1v= 35 oC, ρn =994,06 kg/m3 (Bảng I.5 STQTTB T1/Trang 11) µ độ nhớt nước tra 35 oC ; µ =0,7225.10-3 N.s/m2 (Bảng I.102 STQTTB T1/Trang 94) ⇒ Re = 0,41 × 994,06 × 0,5 = 2,821.105 > 104 −3 0,7225.10 Vậy ống baromet chế độ chảy xốy, chế độ chảy xốy ta xác định hệ số ma sát theo công thức sau:  6,81 0,9 ∆ = −2 lg   +  3,7  λ   Re   (Công thức II.65,STQTTB,T1/Trang 380) Với: ∆: độ nhám tương đối xác định theo công thức sau: ∆= ε d td (Công thức II.65 STQTTB T1/Trang 380) Trong đó: ε độ nhám tuyệt đối Tra bảng II.15 STQTTB T1/Trang 381; chọn ε =0,1 mm dtd: đường kính tương đương ống (m) π d B2 d td = 4.Rtl = 4 = d B = 0,41(m ) π d ⇒∆= 0,1.10−3 = 0, 224.10−3 0, 41    ÷  ÷ ⇒ ÷ = 0,014 0,9 −   6,81 0, 244.10    −2 lg  ÷  2,82.105 ÷ +  ÷ 3,7       Nên: h2 = 0,52  H  2,5 + 0,014  × 9,81  0, 41 ÷  Và H= h1+ h2+ 0,5= 6,61+ h2+ 0,5 Giải hệ phương trình ta được: H=7,145 (m) h2= 0,034 (m) Ngồi lấy thêm chiều cao dự trữ để tránh tượng nước dâng lên ngập thiết bị 0,5(m) Suy chiều cao Baromet 7,645 (m) thực tế người ta chọn chiều cao Baromet H= 12(m) 4.3 Chọn bơm: 4.3.1 Bơm chân khơng: Ngồi tác dụng hút khí khơng ngưng khơng khí, bơm chân khơng tác dụng tạo độ chân không cho thiết bị ngưng tụ thiết bị đặc Trong thực tế q trình hút khí trình đa biến nên:   P2 k N = P1 v kk   µck ( k −1) P   k −1 k      −1    (Công thức 3.3; q trình thiết bị cơng nghệ hố chất thực phẩm T1/Trang 119) Với P1: áp suất khí lúc hút (N/m2) ; P1= Pkk P2: áp suất khí lúc đẩy (N/m2) k: số đa biến không khí; lấy k= 1,25 µck : hiệu số khí bơm chân khơng kiểu pittơng; µck = 0,9 N: cơng suất tiêu hao (W) Vkk: thể tích khí khơng ngưng khơng khí hút khỏi hệ thống (m3/s) P1=Pkk= (0,36- 0,0461).98100= 30793,59 (N/m2) Chọn P2= Pkq= 1,033 (at)= 101337,3 (N/m2) 1,25−1   1,25 1,25 101337,3    ⇒N = 30793,59 × 0,096  − 1 = 4417,862 (W)  30793,59 ÷  0,9 ( 1, 25 − 1)    Vậy công suất tiêu hao bơm chân không N= 4417,862 (W) N Công suất động cơ: N dc = η η β (công thức II.250 STQTTB T1/Trang 466) tr dc Với: β:là hệ số dự trữ công suất,thường lấy β=1,1-1,15, chọn β=1,12 ηtr :hiệu suất truyền động, lấy ηtr =0,96 (thường lấy ηtr =0,96 ÷ 0,99) ηdc :hiệu suất động cơ,lấy ηdc =0,95 4417,862 ⇒ N dc = 1,12 = 5425, 445 (W) 0,96 × 0,95 Vậy cơng suất động bơm chân không Ndc= 5425,445(W) 4.3.2 Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ: Chọn bơm ly tâm guồng để bơm nước lạnh lên thiết bị ngưng tụ, ta chọn chiều cao ống hút ống đẩy bơm là: Ho= 18 m Chiều dài toàn đường ống là: 22 m Đường kính ống dẫn nước: d= Gn 62,759 = = 0, (m) 0,785.ω.ρ 0,785 × × 997,08 Công suất động tính theo cơng thức sau: N = Q.H ρ.g ( KW) 1000η (CT II.189,STQTTB,T1/Trang 439) Với: ρ : khối lượng riêng nước 25 oC N: công suất cần thiết bơm (KW) Q: suất bơm (m3/s) H: áp suất toàn phần (áp suất cần thiết để chất lỏng chảy ống) η : hiệu suất bơm, chọn η =0,85 (Bảng II.32 STQTTB T1/ Trang 439, chọn η = 0,8 − 0,94) Tính Q: Q= Gn ρ (m / s ) Với: Gn lượng nước lạnh tưới vào thiết bị ngưng tụ (kg/s) ⇒Q = 62,759 = 0,063 (m3/s) 997,08 Tính H: H = Hm + Ho+ Hc (m) (công thức II.185 STQTTB T1/Trang 438) Với : Hm trở lực thủy lực mạng ống Hc chênh lệch áp suất cuối ống đẩy đầu ống hút Ho tổng chiều dài hình học mà chất lỏng đưa lên (gồm chiều cao hút chiều cao đẩy) Tính Hm:  l ω H m =  λ + ∑ξ  ( m)  d  g Với: l: chiều dài tồn ống, l=22 m d: đường kính ống, d= 0,2 m ω : tốc độ nước ống (m/s) λ : hệ số ma sát ∑ξ : trở lực chung Hệ số ma sát xác định qua chế độ chảy Re: Re = ω.d.ρn µ Với: µ độ nhớt nước 25 oC, =0,8937.10-3 N.s/m2 Re = ì 0, × 997,08 = 4, 463.105 > 104 0,8937.10−3 Nên ống chế độ chảy xốy Tính hệ số ma sát:  6,81 0,9 ∆ = −2 lg   +  3,7  λ  Re    (CT II.65 STQTTB T1/Trang 380) Với: ∆ độ nhám tương đối xác định theo công thức sau : ε 0,1.10−3 ∆= = = 0,5.10−3 d td 0, Trong đó: ε độ nhám tuyệt đối; ε= 0,1(mm) dtd đường kính tương đương ống (m)    ÷  ÷ ⇒λ = ÷ = 0,018 (W/m.độ) 0,9 −  −2 lg   6,81  + 0,5.10  ÷  ÷  3,7  ÷   4, 463.10    Tổng trở lực: (theo bảng II.26 STQTTB T1/ trang 382) Ta có: ∑ξ cửa vào= 0,5 (Bảng No10) ∑ξ cửa ra= (Bảng No10) ξkhuỷu ống= 0,38 (6 khuỷu) (Bảng No29) ξvan tiêu chuẩn= 4,1 (Bảng No37) ξvan chắn= 0,5 (Bảng No43) ⇒ ∑ ξ = 0,5 + + × 0,38 + 4,1 + 0,5 = 8,38 22   22 H = 0,018 + 8,38 Vy m ữ ì 9,81 = 2,112 (m) 0,   P −P Chênh lệch áp suất cuối ống đẩy đầu ống hút: H c = ρ.g (m) Với: P1, P2: áp suất tương ứng đầu ống hút, cuối ống đẩy Hc = ( 0,36 − 1) × 98100 = −6, 419 (m) 997,08 × 9,81 Áp suất tồn phần bơm: H= 2,112+18+ (-6,419)= 13,693 (m) Công suất bơm: N= 0,063 × 13,693 × 997,08 × 9,81 = 9,927 (kW) 1000 × 0,85 Cơng suất động điện: N dc = N 9,927 = = 10,885 (kW) ηtr ηdc 0,96 × 0,95 Người ta thường lấy động cơng suất lớn cơng suất tính tốn để tránh tượng tải Vì Ndc nằm khoảng 5-50 KW nên tra bảng II.33 STQTTB T1/Trang 440 chọn hệ số dự trữ β= 1,18 Suy ra: N= β.Ndc= 1,18 × 10,885= 12,844 (KW) 4.3.3 Bơm dung dịch lên thùng cao vị: Chọn bơm ly tâm với chiều cao hút chiều cao đẩy 18 m Công suất bơm tính theo cơng thức: N= H Q.ρ g (CT II.189 STQTTB T1/Trang 439) 1000.η Với: η : hiệu suất bơm, chọn η = 0,85 (Bảng II.32 STQTTB T1/ Trang 439) ρ: khối lượng riêng NaOH C d= 4,5% ; t= 250C ρ= 1046,6 (kg/m2) (tra bảng I.2 STQTTB T1/ trang 9) Q: suất bơm (m3/s) H: áp suất cần thiết để dung dịch chuyển động ống H = H m + Hc + Ho Với: Hm: trở lực mạng ống Hc : chênh lệch áp suất cuối ống đẩy, đầu ống hút Ho: chiều cao ống hút đẩy, chọn: Ho = 18 (m) Tính Q: Q= Gđ ρ (m3/s) Với: Gđ lượng dung dịch đầu (kg/s) Q= 32000 = 8, 493.10−3 (m3/s) 1046,6 × 3600 Tính H: *Tính Hm:  ω H m =  λ + ∑ξ   d  2.g d= (m) Q 8, 493.10−3 = = 0,073 ( m ) .0,785 ì 0,785 Chn d= 0,08(m) àdd= 1,175 (N.s/m2) (tra bảng I.107 STQTTB T1/ trang 100) hệ số ma sát tính qua chế độ chảy Re : ω.d ρ dd × 0,08 × 1046,6 = = 1, 425.105 > 104 −3 µdd 1,175.10 Nên ống chế độ chảy xốy Re = Tính hệ số ma sát:  6,81 0,9 ∆ = −2 lg   +  3,7  λ  Re    (công thức II.65 STQTTB T1/Trang 380) ∆ độ nhám tương đối xác định theo công thức sau : ε ∆= d td Trong : dtd đường kính tương đương ống (m) ε độ nhám tuyệt đối ; ε= 0,1 (mm) ⇒∆= 0,1.10−3 = 1, 25.10−3 0,08 Suy ra:    ÷  ÷ λ = ÷ = 0,023 (W/m.độ) 0,9 −   6,81 1, 25.10    −2 lg  ÷  1, 425.105 ÷ + 3,7  ÷        Tổng trở lực: (theo bảng II.16 STQTTB T1/ trang 382) ∑ξ cửa vào=0,5 (Bảng No10) ∑ξ cửa ra= (Bảng No10) ξkhuỷu ống= 0,38 (3 khuỷu) (Bảng No29) ξvan tiêu chuẩn= (Bảng No37) ξvan chắn= 8,61 (Bảng No47) ⇒ ∑ ξ = 0,5 + + × 0,38 + + 8,61 = 15, 25 22   22 H = 0,023 + 15, 25 m  ÷ × 9,81 = 4,398 (m) 0,08   P −P Chênh lệch áp suất cuối ống đẩy đầu ống hút: H c = ρ.g (m) Với: P1, P2: áp suất tương ứng đầu ống hút, cuối ống đẩy Hc = ( 2,5 − 1) 98100 = 14,332 1046,6 × 9,81 (m) Áp suất tồn phần bơm: H= 4,398+18+14,332= 36,73 (m) Công suất bơm: N= 8, 493.10−3 × 1046,6 × 9,81 × 36,73 = 3,768 (KW) 1000 × 0,85 Cơng suất động điện: N dc = N 3,768 = = 3, 436 (KW) ηdc ηtr 0,96 × 0,95 Người ta thường lấy động cơng suất lớn cơng suất tính tốn để tránh tượng tải Vì Ndc nằm khoảng 1-5 KW nên tra bảng II.33 STQTTB T1/Trang 440 chọn hệ số dự trữ β= 1,36 Suy ra: N = β N dc = 1,36 × 3, 436 = 4,673 (KW) 4.3.4 Bơm dung dịch từ nồi vào nồi 1: Chọn bơm ly tâm với chiều cao hút chiều cao đẩy (m) Công suất bơm tính theo cơng thức II.189 STQTTB T2/trang 439 N= H Q.ρ g (KW) 1000.η Với: η : hiệu suất bơm, chọn η = 0,85 (Bảng II.32 STQTTB T1/ Trang 439) Dung dịch khỏi nồi nồng độ x2= 6,844% nhiệt độ 82,7690C Ta : ρ= 1030,546 (kg/m2) (tra bảng I.2 STQTTB T1/ trang 9) Q: suất bơm (m3/s) H: áp suất cần thiết để dung dịch chuyển động ống H = H m + Hc + Ho Với: Hm: trở lực mạng ống Hc : chênh lệch áp suất cuối ống đẩy, đầu ống hút Ho: chiều cao ống hút đẩy, chọn: Ho = (m) Tính Q : Q= Gd − W2 (m3/s) ρ Với Gd lượng dung dịch đầu (kg/s) ⇒Q = 32000 − 11821,056 = 5, 439.10−3 (m3/s) 1030,546 × 3600 Tính H : Tính Hm :  ω H m =  λ + ∑ξ   d  2.g Ta có: d = (m) Q 5, 439.10−3 = = 0,058 (m) (chọn ω= 2m/s) ω.0,785 × 0,785 Và µ= 0,475.10-3 (N.s/m2) Hệ số ma sát tính qua chế độ chảy Re: Re = ω.d ρ dd × 0,058 × 1030,546 = = 251670,18 > 104 −3 µ 0, 475.10 Nên ống chế độ chảy xốy Tính hệ số ma sát:  6,81  = −2 lg   λ   Re  0,9 + ∆  3,7   (công thức II.65 STQTTB T1/Trang 380) ∆ độ nhám tương đối xác định theo công thức sau : ε ∆= d td Trong : dtd đường kính tương đương ống.(m) ε độ nhám tuyệt đối ; ε= 0,1 (mm) 0,1.10−3 ⇒∆= = 1,724.10−3 0,058    ÷  ÷ ⇒λ = = 0,023 (W/m.độ) 0,9 −3  ÷  6,81 1,724.10    −2 lg  ÷  251670,18 ÷ +  ÷ 3,7       Tổng trở lực: (theo bảng II.16 STQTTB T1/ trang 382) ∑ξ cửa vào=0,5 (Bảng No10) ∑ξ cửa ra= (Bảng No10) ξkhuỷu ống= 0,38 (3 khuỷu) (Bảng No29) ξvan tiêu chuẩn= 4,45 (2 cái) (Bảng No37) ξvan chắn= 0,5 (Bảng No45) ∑ξ = 0,5+1+0,38 × 3+4,45 × 2+0,5= 12,04   22 22 + 12,04 ÷ = 4,233 (m) Vậy: H m =  0,023 0,058 × 9,81   Chênh lệch áp suất cuối ống đẩy đầu ống hút: Hc = P2 − P1 (m) ρ g Với P1, P2 áp suất tương ứng đầu ống hút cuối ống đẩy Hc = ( 2,5 − 1,556 ) 98100 = 9,16 1030,546 × 9,81 (m) Áp suất toàn phần bơm : H= 4,233+8+9,16= 21,393 (m) Cơng suất bơm: N= 21,393 × 5, 439.10−3 × 1030,546 × 9,81 = 1,384 (KW) 1000 × 0,85 Cơng suất động điện: N dc = N 1,384 = = 1,518 (KW) ηdc ηtr 0,96 × 0,95 Người ta thường lấy động cơng suất lớn cơng suất tính tốn để tránh tượng q tải Vì Ndc nằm khoảng 1-5 KW nên tra bảng II.33 STQTTB T1/Trang 440 chọn hệ số dự trữ β= 1,42 Suy ra: N = β N dc = 1, 42 × 1,518 = 2,155 (KW) CHƯƠNG 5: KẾT LUẬN Trong thời gian giao nhiệm vụ thiết kế đồ án môn học, em thực nghiêm túc cố gắng hết khả thân Đến em hoàn thành nhiệm vụ Bản đồ án thiết kế hệ thống đặc nồi ngược chiều, thiết bị đặc buồng đốt kiểu đứng, tuần hoàn tự nhiên bao gồm: Chương 1: tổng quan nguyên liệu trình đặc Chương 2: tính tốn cơng nghệ Chương 3: thiết kế Chương 4: thiết bị phụ Chương 5: kết luận Sau thực đồ án này, em hình dung cơng việc người thiết kế.Ngồi giúp em nắm vững phần lý thuyết học, cách tính tốn thiết bị phân tích lựa chọn thiết bị, vật liệu làm thiết bị để phù hợp với yêu cầu thực tế Nhưng qua em nhận thấy thân phải học hỏi nhiều, để thiết kế vào thực tế cần phải thực nhiều vấn đề Tuy em cố gắng nhiều kiến thức thân hạn chế nên khơng tránh khỏi thiếu sót Mong thời gian đến em hoàn thiện kiến thức để làm tốt thiết kế sau ... phương pháp đơn giản khơng kinh tế Trong cơng nghiệp hóa chất thực phẩm thường làm đậm đặc dung dịch nhờ đun sôi gọi q trình đặc, đặc điểm q trình cô đặc dung môi tách khỏi dung dịch dạng hơi, dùng... nguyên chất Quá trình đặc tiến hành nhiệt độ sơi, áp suất (áp suất chân không, áp suất thường hay áp suất dư), hệ thống thiết bị cô đặc hay hệ thống nhiều thiết bị đặc Trong đó: Cơ đặc chân khơng dùng... q trình đặc gọi thứ, thứ nhiệt độ cao dùng để đun nóng thiết bị khác, dùng thứ đung nóng thiết bị ngồi hệ thống đặc ta gọi phụ Q trình đặc tiến hành thiết bị nồi nhiều nồi làm việc gián đọan
- Xem thêm -

Xem thêm: ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP CÔ ĐẶC NAOH, ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP CÔ ĐẶC NAOH

Gợi ý tài liệu liên quan cho bạn

Nhận lời giải ngay chưa đến 10 phút Đăng bài tập ngay