Trường Đại Học Nha Trang_Khoa công Nghệ Thực Phẩm Chủ đề : thiết kế hệ thống cô đặc NaOH 2 nồi xuôi chiều Lê Đình Minh Thành Lớp 53CNTP1 Lưu Công Thắng Nguyễn Văn Ngoan Nhóm :1 Nguyễn Thị Kiều Oanh Nguyễn Thị Tú Trinh Phạm Thị Việt Kiều Nha trang, tháng 12, năm 2013 Trang 1 Mục lục Trang I. Mở đầu 3 II. Chọn quy trình 3 1. quy trình công nghệ 4 2. Nguyên tắc hoạt động A.Tính thiết bị chính III. Tính cân bằng vật chất 1. Chuyển đơn vị năng suất từ (m 3 /h) sang (kg/h): 4 2. lượng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống 5 3. Giả thiết phân phối hơi thứ trong các nồi 5 4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi: 5 IV. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG: 1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi: 5 2. Xác định nhiệt độ tổn thất : 5 a. Tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao (∆’) 5 b.Tổn thất nhiệt do áp suất thuỷ tĩnh (∆’’ ): 6 c.Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (∆”’) 7 d.Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc: 7 3. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi: 7 4. Cân bằng nhiệt lượng: 8 a. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi: 8 b. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL): 8 c. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi: 9 V. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT 1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp: 9 2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi 10 3. Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi: 12 4. Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích : 12 5. Diện tích bề mặt truyền nhiệt: 13 VI. TÍNH KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC VÀ BUỒNG ĐỐT : 1. Kích thước buồng bốc 13 2. kích thước buồng đốt 14 VII.TÍNH KÍCH THƯỚC CÁC ỐNG DẪN LIỆU, THÁO LIỆU: 15 B.TÍNH THIẾT BỊ PHỤ 17 1. Tính thiết bị ngưng tụ baromet: 17 2, Tính thiết bị gia nhiệt nhập liệu: 19 3. Tính bơm chân không 22 4. Tính bơm nước của thiết bị ngưng tụ 23 5. Tính bơm nhập liệu 24 6. Tính bơm tháo liệu 25 7. Bề dày lớp cách nhiệt 26 Trang 2 I.MỞ ĐẦU : Ngành công nghiệp sản xuất NaOH là một trong những ngành công nghiệp sản xuất hoá chất cơ bản. Nó đóng vai trò rất lớn trong sự phát triển của các ngành công nghiệp khác như dệt , tổng hợp tơ nhân tạo, lọc hoá dầu, sản xuất phèn NaOH là một baz mạnh, có tính ăn da, khả năng ăn mòn thiết bị cao. Vì vậy cần lưu ý đến việc ăn mòn thiết bị, đảm bảo an toàn lao động trong quá trình sản xuất. Trước đây trong công nghiệp NaOH thường được sản xuất bằng cách cho Ca(OH) 2 tác dụng với dung dịch Na 2 CO 3 loãng và nóng . Ngày nay người ta dùng phương pháp hiện đại là điện phân dung dịch NaCl bão hòa. Tuy nhiên dung dịch sản phẩm thu được thường có nồng độ rất loãng , khó khăn trong việc vận chuyển đi xa. Để thuận tiện cho chuyên chở và sử dụng người ta phải cô đặc dung dịch đến một nồng độ nhất định theo yêu cầu. Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất hoà tan trong dung dịch bằng cách tách bớt một phần dung môi qua dạng hơi hoặc dạng kết tinh. Trong khuôn khổ đồ án này ta sẽ tiến hành cô đặc theo cách tách dung môi dưới dạng hơi. Quá trình cô đặc thường tiến hành ở trạng thái sôi, nghĩa là áp suất hơi riêng phần của dung môi trên mặt thoáng dung dịch bừng với áp suất làm việc của thiết bị. Quá trình cô đặc thường được dùng phổ biến trong công nghiệp với mục đích làm tăng nồng độ các dung dịch loãng, hoặc để tách các chất rắn hoà tan. Quá trình cô đặc thường tiến hành ở các áp suất khác nhau. Khi làm việc ở áp suất thường ( áp suất khí quyển) ta dùng thiết bị hở , còn khi làm việc ở áp suất khác ( vd áp suất chân không ) người ta dùng thiết bị kín. Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong hệ thống cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, có thể làm việc liên tục hoặc gián đoạn. Chủ đề này thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi làm việc liên tục xuôi chiều cô đặc dung dịch xút NaOH có nồng độ đầu 15% đến nồng độ cuối 30%. Năng suất đầu vào là 1m 3 /hour. II.CHỌN QUI TRÌNH CÔNG NGHỆ : 1. Qui trình công nghệ : Năng suất của qui trình cô đặc là 1m 3 /h. Đây là năng suất nhỏ do đó ta chọn qui trình công nghệ như sau. Trang 3 2. Nguyên tắc hoạt động của hệ thống cô đặc: Dung dịch từ bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn cao vị dung dịch chảy xuống qua thiết bị gia nhiệt và được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi ứng với áp suất làm việc của nồi I. Dung dịch sau đó được đưa vào nồi I. Do có sự chênh lệch áp suất giữa nồi I và nồi II nên dung dịch tiếp tục chảy qua nồi II rồi được bơm hút ra rồi chuyển vào bể chứa sản phẩm. Hơi thứ trong nồi I dùng làm hơi đốt nồi II để tận dụng nhiệt. Hơi thứ nồi II sẽ được đưa qua thiết bị ngưng tụ baromet và được chân không hút ra ngoài. Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc : phần dưới của thiết bị là buồng đốt gồm có các ống truyền nhiệt và một ống tuần hoàn trung tâm. Dung dịch đi trong ống, hơi đốt sẽ đi trong khoảng không gian phía ngoài ống. Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm là : do ống tuần hoàn có đường kính lớn hơn rất nhiều so với các ống truyền nhiệt do đó hệ số truyền nhiệt nhỏ, dung dịch sẽ sôi ít hơn so với dung dịch trong ống truyền nhiệt. Khi sôi dung dịch sẽ có ρ ds = 0.5 ρ dd do đó sẽ tạo áp lực đẩy dung dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt. Kết quả là tạo một dòng chuyển động tuần hoàn trong thiết bị. Để ống tuần hoàn trung tâm hoạt động có hiệu quả dung dịch chỉ nên cho vào khoảng 0,4 – 0,7 chiều cao ống truyền nhiệt. Phần phía trên thiết bị là buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng bốc còn có bộ phận tách bọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ. A.TÍNH THIẾT BỊ CHÍNH III.TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT: 1. Chuyển đơn vị năng suất từ (m 3 /h) sang (kg/h) : Năng suất nhập liệu : G’ D =1 m 3 /h. Khối lượng riêng : ρ NaOH = 1159 kg/m 3 G D = G’ D ∗ ρ NaOH = 1159 kg/h Nồng độ nhập liệu : x D = 15 % Nồng độ cuối của sản phẩm : x C = 30% Trang 4 Áp dụng phương trình cân bằng vật chất : G D ∗ x D = G C ∗ x C Suy ra: G C = C DD x xG ∗ = 30 151159 ∗ = 579.5 kg/h . 2. lượng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống : Áp dụng công thức : )1( C D D x x GW −= kg/h Trong đó: W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống kg/h G D : Lượng dung dịch ban đầu kg/h x D ,x C : Nồng độ đầu,cuối của dung dịch % khối lượng Thay số vào ta có: 5.579) 30 15 1.(1159)1( =−=−= C D D x x GW kg/h. 3. Giả thiết phân phối hơi thứ trong các nồi : Chọn tỉ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi I và II là : 1.1= II I W W Khi đó ta có hệ phương trình: 1.1= II I W W W I + W II = W Giải hệ trên có kết quả : W I = 303.5 kg/h W II = 276 kg/h 4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi : - Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi I : x’ C = 32.20 5.3031159 15.1159 . = − = − ID DD WG xG % - Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi II : x’’ C = 30 2765.3031159 15.1159 . = −− = −− IIID DD WWG xG % IV.CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG: 1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi: Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc: Theo đầu bài áp suất ngưng tụ là: P ng = 0.5 at Chọn áp suất của hơi đốt vào nồi I là : P 1 = 3.5 at Khi đó hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là : ∆P t =P 1 – P ng = 3.5 – 0.5 = 3 at Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là : 5.1 2 1 = ∆ ∆ P P Trang 5 Kết hợp với phương trình : ∆P 1 + ∆P 2 = ∆P t = 3 at Suy ra : ∆P 1 = 1.8 at ∆P 2 = 1.2 at Dựa vào các dữ kiện trên và tra sổ tay qúa trình thiết bị tập I ta có bảng sau đây : Loại Nồi I Nồi II Tháp ngưng tụ Áp suất (at) Nhiệt độ ( 0 C) Áp suất (at) Nhiệt độ ( 0 C) Áp suất (at) Nhiệt độ ( 0 C) Hơi đốt P 1 = 3.50 T 1 =137.9 P 1 =1.70 T 2 =114.5 Hơi thứ P’ 1 =1.76 t’ 1 =115.5 P’ 2 =0.52 t’ 2 =81.9 2. Xác định nhiệt độ tổn thất : a. Tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao (∆’): Áp dụng công thức của Tiaxenko: ∆’ = ∆’ o . f Ở đây : ∆’ o : Tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường. f : hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp suất thường. `f i i r t 2 )'273( 2.16 + = t’ i : nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ I r i : ẩn nhiệt hoá hơi của hơi ở nhiệt độ t’ i . Từ các dữ kiện trên ta lập được bảng sau: Đại lượng Nồi I x C (%k.l) ∆’ o ( 0 C ) t’ ( 0 C ) r.10 -3 (j/kg ) ∆’ i ( 0 C ) Nồi I 20.32 8.457 115.5 2218.7 9.33 Nồi II 30.00 17.0 81.9 2304.6 15.05 Từ đây ta có tổng tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao : Ĩ∆’ = ∆’ I +∆’ II = 9.33 +15.05 = 24.38 0 C b. Tổn thất nhiệt do áp suất thuỷ tĩnh (∆’’ ): Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P (N/m 2 ), ta có: ∆P = 2 1 ρ S .g.H op N/m 2 Trong đó: ρ s : khối lượng riêng của dung dịch khi sôi , kg/m 3 ρ s =0.5 ρ dd Trang 6 ρ dd : Khối lượng riêng của dung dịch ,kg/m 3 H op : Chiều cao thích hợp tính theo kính quann sát mực chất lỏng ,m H op = [0.26+0.0014(ρ dd -ρ dm )].H o Từ ∆P ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông qua công thức: P tbi = P’ i +∆P i ( i ): nồi thứ i Tra sổ tay ta có được bảng sau: x C ,% t’ , 0 C ρ dd , kg/m 3 ρ dm ,kg/m 3 Nồi I 20.32 115.5 1173.4 958 Nồi II 30.00 81.9 1276 958 Coi ρ dd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ bề mặt đến độ sâu trung bình của chất lỏng. Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H o =1.5 m. Nồi I: H op1 = [0.26+0.0014(ρ dd -ρ dm )].H o =[0.26+0.0014(1173.4-958)]*1.5=0.84234 ,m Áp suất trung bình: P tb1 = P’ 1 +∆P 1 =1.6+0,5.0,5.1173.4.10 -4 .0.84234=1.785 at Tra sổ tay tại P tb1 =1.785 (at) ta có t” 1 =116.03 0 C. Suy ra : ∆” 1 =(t” 1 +∆’ 1 ) – (t’ 1 +∆’ 1 )= 116.03– 115.5 =0.53 0 C Nồi II: H op2 = [0.26+0.0014(ρ dd -ρ dm )].H o =[0.26+0.0014(1276-958)]*1.5=1.0578 ,m Áp suất trung bình: P tb2 = P’ 2 +∆P 2 =0,52+0,5.0,5.1276.10 -4 .1,0578=0,554 at Tra sổ tay tại P tb2 = 0.554 (at) ta có t” 2 = 83.37 0 C. Suy ra : ∆” 2 =(t” 2 +∆’ 2 ) – (t’ 2 +∆’ 2 )= 83.37 – 81.9 =1.47 0 C Vật tổn thất nhiệt của hai nồi là: Σ∆” =∆” 1 +∆” 2 =0.53+1.47 = 2.00 0 C c. Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (∆”’) Chấp nhận 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 1 0 C. Do đó: ∆”’ 1 =1.5 0 C ∆”’ 2 =1.0 0 C d. Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc: Σ∆=Σ∆’+Σ∆”+Σ∆”’=24.38+2.00+2.5=28.88 0 C 3. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi: Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở ở mỗi nồi: Nồi I: ∆t i1 =T I – (T 2 +Σ∆ 1 ) =137.9 – (114.5+9.33+0.53+1.5)=12.04 0 C Nồi II: ∆t i2 =T 2 – (t ng +Σ∆ 2 ) =114.5– (80.9+15.05+1.47+1)=16.08 0 C Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi: Nồi I : ∆t i1 =T I –t S1 suy ra t S1 =T 1 - ∆t i1 =137.9 – 12.04 = 125.86 0 C Trang 7 Nồi II : ∆t i2 =T 2 –t S2 suy ra t S2 =T 2 - ∆t i2 =114.5 – 16.08 = 98.42 0 C 4. Cân bằng nhiệt lượng: a.Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi: Nồi I: Nồng độ đầu dung dịch x D =15%<20% nên ta áp dụng công thức: C D =4186 (1-x D ) =4186 (1- 0.15) =3558.1 ,j/kg.độ Nồi II: Coi C 1 ≈ C 2 . Do x C =30%>20% nên áp dụng công thức: C 1 =C 2 =4186 – ( 4186 – C ht )x C1 C ht : Nhiệt dung riêng của chất hoà tan ,j/kg.độ M.C ht =n 1 .c 1 + n 2 .c 2 + n 3 .c 3 +. . . n n .c n (*) Tra sổ tay tập I ta có: M NaOH =40 n 1 =n 2 =n 3 =1 c 1 =c Na = 26 j/kg n.tử.độ c 2 =c O = 16.8 j/kg n.tử.độ c 3 =c H = 9.6 j/kg n.tử.độ Thay vào (*) ta có: C ht = 131010. 40 6.98.1626 3 = ++ j/kg.độ Nhiệt dung riêng dung dịch ra khỏi nồi II là: C 2 =C 1 =4186 – ( 4186 – C ht )x C2 =4186 – (4186 – 1310)0.3 =3323.2 j/kg.độ b.Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL): Nồi I: D.i+G D .C D .t D =W 1 .i 1 +(G D – W 1 )C 1 .t 1 +D.C ng1 . θ 1 +Q xq1 Nồi II: W 1 .i 1 +(G D –W 1 )C 1 .t 1 =W 2 .i 2 +(G D – W)C 2 .t 2 +W 1 .C ng2 .θ 2 +Q xq2 Trong đó: D: lượng hơi đốt dùng co hệ thống ,kg/h i,i 1 ,i 2 : hàm nhiệt của hơi đốt , hơi thứ nồi I và nồi II ,j/kg t D , t 1 , t 2 : nhiệt độ sôi ban đầu, rakhỏi nồi I và nồi II của dung dịch , 0 C C D , C 1 , C 2 :nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi I và nồi II của dung dịch , j/kg.độ θ 1, θ 2 :nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi I và nồi II , 0 C C ng1 , C ng2 : nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi I và nồi II ,j/kg.độ. Q xq1 ,Q xq2 :nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh , J G D : lượng dung dịch lúc ban đầu ,kg/h Chọn hơi đốt , hơi thứ là hơi bão hoà, nước ngưng là lỏng sôi ở cùng nhiệt độ, khi đó ta có: i- C ng1 . θ 1 =r (θ 1 ) và i 1 - C ng2 . θ 2 =r(θ 2 ) tra sổ tay ta có bảng các thông số sau đây: đầu vào Đầu ra nồi I Đầu ra nồi II Dung dịch NaOH : + t D =125.33 0 C + C D = 3558.1 j/kg.độ Dung dịch NaOH : + t 1 =125.86 0 C + C 1 = 3323.2 j/kg.độ Dung dịch NaOH: + t 2 =98.42 0 C + C 2 = 3323.2 j/kg.độ Trang 8 + G D =1159 kg/h Hơi đốt: + θ 1 =137.9 0 C + i= 2737000 j/kg + C ng1 =4290 j/kg.độ Hơi thứ : +θ 2 =114.5 0 C + i 1 =2706000 j/kg +C ng2 = 4290 j/kg.độ + W 1 =303.5 kg/h + G 2 =579.5 kg/h Hơi thứ : + t’ 2 =81.9 0 C + i 2 =2643740 j/kg + W 2 =276 kg/h Cho : Q xp1 =0.05.D.(i – C ng1 . θ 1 ) =0.05.D.r(θ 1 ). Q xp1 =0.05.W.(i 1 – C ng2 . θ 2 ) =0.05.W 1 .r(θ 2 ). Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi I là : = −+ −−+ = 1121 11222 1 .)(.95.0 ).(. tCir tCGtCWGiW W DD θ = = −+ −+ 86.125*2.332326437402156000*95.0 86.125*2.3323*115942.98*2.3323*5.5792643740*5.579 289.9 kg/h Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi II là: W 2 =W-W 1 =579.5 – 289.9 = 289.6 kg/h Lượng hơi đốt tiêu đốt chung là: D’= = − −−+ ).(95.0 ).(. 111 11111 θ ng DDDD Ci tCGtCWGiW = )9.137*42902700600(*95.0 33.125*1.3558*115986.125*2.3323*)9.2891159(2706000*9.289 − −−+ =314.6 kg/h c. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi: C%(I) = %5%5.4%100 5.303 9.2895.303 <= − C%(II) = %5%7.4%100 6.289 2766.289 <= − Vậy : Lượng hơi thứ nồi I là : W I = 289.9 kg/h Lượng hơi thứ nồi II là : W II = 289.6 kg/h Lượng hơi đốt nồi I là : D = 314.6kg/h V. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT 1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp: - Nồi I : Q 1 = D.r(θ 1 ) =314.6*2156=678277.6 kj/h =188.41 kW - Nồi II: Q 2 =W 1 .r(θ 2 ) = 289.9*2221.5=644012.85 kj/h = 178.89 kW 2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi : Trang 9 Đáp ứng yêu cầu t m1 T q 2 Công thức tổng quát: t T1 t T2 K= i tb t q ∆ W/m 2 .độ q 1 t 2 q t m2 Công thức tính tổng nhiệt trở : r Σ =Σr cáu1 + λ δ + Σr cáu2 Chọn : Σr cáu1 =Σr cáu2 =1/5000 m 2 .h.độ / Kcal=1/4300 m 2 .độ /W δ = 2 mm Ống làm bằng thép không rỉ mã hiệu 40XH: λ = 44 W/m.độ  r Σ = 5.106*10 -04 m 2 .độ /W Nhiệt tải riêng trung bình: - Nồi I : q tb1 = 2 21 qq + Trong đó : + q 1 : nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp cho thành thiết bị. Ta có công thức tính q 1 : q 1 =α 1 .∆t 1 (1) Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ống thẳng đứng được tính theo công thức của Nusselt: α 1 =1.13.A.( 1 . tH r ∆ ) .025 Kcal/ m 2 .h.độ (*) Chọn : t T1 = 137.56 0 C. Khi đó : ∆t 1 = T – t T1 = 137.9 – 137.54 = 0.36 0 C T W = 0.5(T+t T1 ) =137.72 0 C r = r(θ 1 )=2156 kj/kg =514.95 Kcal/kg ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt. H =1.5 m chiều cao bề mặt truyền nhiệt. A = 2362.02 trị số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước. Thay các giá trị vào công thức (*) ta có: α 1 =1.13*2362.05*( 36.0*5.1 95.514 ) 0.25 = 14832.17 Kcal/m 2 .h.độ. Thay α 1 vào công thức (1) ta có: q 1 = 14832.17* 0.36 =5339.58 Kcal/m 2 .h = 6199.85 W/m 2 + q 2 : nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q 2 : q 2 =α 2 .∆t 2 (2) Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch α 2 được tính bởi công thức: α 2 = 1.6 .ϕ. p 0.4 .q 2 0.7 kcal/m 2 .h.độ (**) Trong đó : ∆ T = q 1 .r Σ = 6199.85*5.106.10 -4 =3.16 0 C Trang 10 [...]... (4)ta có : q2 = 406. 12. (114 .2 – 2. 8 – 98. 42) = 527 1.44 W/m2 + kiểm tra lại giả thiết ∆t1: q1 − q 2 54 92. 79 − 527 1.44 * 100% = 100% = 4.03% ≤ 5% thoả mãn điều kiện sai số q2 54 92. 79 vậy nhiệt tải trung bình nồi I là: q + q 2 54 92. 79 + 527 1.44 qtb1= 1 = =53 82. 1 W/m2 2 2 có *Hệ số truyền nhiệt mỗi nồi: - Nồi I : qtb1 6166.65 = K1= =5 12. 18 W/m2.độ ∆t iI 12. 04 - Nồi II : qtb 2 53 82. 1 = K2= =334.71 W/m2.độ ∆t... Z2+ 2 + 2 2 + h1 -2 γ 2g γ 2g Với : 4.Q 4 * 0.000 126 = = 0.091 m/s v1=v= 2 π d 3.14 * 0.0 42 2 v2=0 m/s p1= 0.588 at p2=1.033 at µ = 1. 82* 10-3 N.s/m2 Chiều cao từ ống tháo liệu xuống đất là : Z1=0.9 m Chiều cao từ mặt thoáng bể tháo liệu xuống đất là Z2= 2 m công suất của bơm : N= Trang 25 Chọn dhút=dđẩy=đường kính ống tháo liệu d = 42 mm v.d ρ 0.091 * 0.0 42 * 127 6 = Chuẩn số Reynolds : Re = =26 81 µ 1. 82. .. Ren = 22 0   = 22 0 *   = 90140 ε   0 .2  Vậy: Regh . bình nồi I là: q tb1 = 2 21 qq + = 2 44. 527 179.54 92 + =53 82. 1 W/m 2 . *Hệ số truyền nhiệt mỗi nồi: - Nồi I : K 1 = 04. 12 6166.65 1 = ∆ iI tb t q =5 12. 18 W/m 2 .độ - Nồi II : K 2 = 08.16 53 82. 1 2 = ∆ iII tb t q =334.71. C ng2 . θ 2 ) =0.05.W 1 .r(θ 2 ). Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi I là : = −+ −−+ = 1 121 1 122 2 1 .)(.95.0 ).(. tCir tCGtCWGiW W DD θ = = −+ −+ 86. 125 *2. 3 323 264374 021 56000*95.0 86. 125 *2. 3 323 *1159 42. 98 *2. 3 323 *5.57 926 43740*5.579 28 9.9. Kcal/m 2 .h.độ= 406. 12 W/m 2 .độ Thay vào (4)ta có : q 2 = 406. 12. (114 .2 – 2. 8 – 98. 42) = 527 1.44 W/m 2 + kiểm tra lại giả thiết ∆t 1 : có %5%03.4%100 79.54 92 44. 527 179.54 92 %100* 2 21 ≤= − = − q qq thoả