Đang tải... (xem toàn văn)
tính bề mặt truyền nhiệt, tính cân bằng nhiệt,Một hệ thống cô đặc dung dịch đường hai nồi xuôi chiều, thiết bị loại ống tuần hoàn trung tâm, năng suất 10 tấnh tính theo dung dịch đầu. Nồng độ đầu của dung dịch là 13% khối lượng, nồng độ cuối 56% khối lượng. Áp suất tuyệt đối của hơi đốt nồi đầu là 2,5at và ở tháp ngưng tụ là 0,2at. Cho biết các số liệu theo bảng sau. a. Tính hiệu số nhiệt độ trung bình, nhiệt độ trung bình của dung dịch Trong quá trình đun nóng nhiệt độ của hơi nước bão hòa không đổi T1 = T2 = T = 108,7oC (hơi ngưng tụ đẳng nhiệt, nhiệt độ của hơi bằng nhiệt độ nước ngưng), còn nhiệt độ của dung dịch tăng từ t1 = 25oC đến t2 = 78oC. Hai lưu thể
BÀI TẬP LỚN QUÁ TRÌNH VÀ THIẾT BỊ TRUYỀN NHIỆT (Bài tập mẫu dùng để tham khảo) ĐỀ BÀI SỐ (ĐUN NĨNG) Để đun nóng dung dịch gồm có 40% CCl 60% C6H6 (theo phần trăm khối lượng) với suất 6000kg/h từ nhiệt độ đầu 25oC đến 78oC người ta dùng thiết bị truyền nhiệt loại ống chùm kiểu đứng Đường kính ống d = 38x2,5mm, chiều cao ống H = 1,5m, dùng nước bão hòa có áp suất tuyệt đối 1,4at để kg đun nóng Biết ρ CCl = 1524,5 m ; ρ C6 H = 837,84 kg m3 Xác định: bề mặt truyền nhiệt F, số ống n, số ngăn m đường kính thiết bị D Hướng dẫn bước I Tính bề mặt truyền nhiệt F Chọn loại thiết bị kích thước (theo giả thiết) - Chọn thiết bị truyền nhiệt loại ống chùm kiểu đứng - Đường kính ống truyền nhiệt d = 38 x 2,5 (mm) - Chiều cao ống truyền nhiệt H = 1,5m - Nguồn nhiệt dùng để đun nóng nước bão hòa có áp suất tuyệt đối 1,4at - Thiết bị dùng để đun nóng dung dịch gồm có 40% CCl 60% C6H6 (theo phần trăm khối lượng) với suất 6000kg/h - Nhiệt độ đầu cuối dung dịch tương ứng t1 = 25oC t2 = 78oC Tính hiệu số nhiệt độ trung bình, nhiệt độ trung bình dung dịch, lượng nhiệt trao đổi Q a Tính hiệu số nhiệt độ trung bình, nhiệt độ trung bình dung dịch Trong q trình đun nóng nhiệt độ nước bão hòa khơng đổi T = T2 = T = 108,7oC (hơi ngưng tụ đẳng nhiệt, nhiệt độ nhiệt độ nước ngưng), nhiệt độ dung dịch tăng từ t = 25oC đến t2 = 78oC Hai lưu thể nước bão hòa dung dịch xi chiều ngược chiều Chọn hai lưu thể chiều theo hình 2.36 Hơi nước bão hòa có áp suất tuyệt đối 1,4at tương ứng với nhiệt độ T = 108,7 C (tra tài liệu “Sổ tay Q trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập 1) Hiệu số nhiệt độ trung bình nước bão hòa dung dịch tính theo cơng thức: o ∆t tb = ∆t1 − ∆t ∆t ln ∆t [ C] o Ở đây: Δt1 chênh lệch nhiệt độ hai lưu thể có trị số lớn (Δtđ) Δt2 chênh lệch nhiệt độ hai lưu thể có trị số nhỏ (Δtc) ∆t1 = T1 − t1 = 108,7 − 25 = 83,7 o C ∆t = T2 − t = 108,7 − 78 = 30,7 o C → ∆t tb = 83,7 − 30,7 = 53 o C 83,7 ln 30,7 Nhiệt độ trung bình dung dịch tính theo công thức: t tb = T − ∆t tb = 108,7 − 53 = 55,7 o C b Tính lượng nhiệt trao đổi Q Lượng nhiệt trao đổi Q tính theo cơng thức: Q = GC (t − t1 ) [W ] Ở đây: G lượng dung dịch vào, kg/s C nhiệt dung riêng dung dịch, j/kg.độ t1 t2 nhiệt độ đầu cuối dung dịch, oC Nhiệt dung riêng dung dịch tính theo cơng thức C = a 1C1 + a2C2 Trong đó: a1 a2 nồng độ cấu tử dung dịch, phần khối lượng (theo giả thiết) C1 C2 nhiệt dung riêng cấu tử dung dịch, j/kg.độ Các nhiệt dung riêng tra theo nhiệt độ trung bình dung dịch Tài liệu dùng để tra “Sổ tay Q trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập Kết tra được: C6H6: C1 = 1828, j/kg.độ CCl4: C2 = 980, j/kg.độ Vậy: C = 0,6.1828 + 0,4.980 = 1480 j/kg.độ Từ số liệu trên, tính lượng nhiệt dùng để đun nóng là: Q= 6000.1480 ( 78 − 25) = 130600 w 3600 Chọn cơng thức tính hệ số cấp nhiệt 1 2 a Hệ số cấp nhiệt phía ngưng tụ r Đối với ống đứng tính theo công thức: α = 2,04 A H ∆t (theo “Sổ tay Quá trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập 2) , 25 ρ λ3 ; A = µ Trong đó: r nhiệt ngưng tụ hơi, j/kg Δt chênh lệch nhiệt độ có nhiệt độ t1 thành ống có nhiệt độ tT1 H chiều cao ống truyền nhiệt, m , 25 A hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng, A tính tra theo “Sổ tay Quá trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập ρ khối lượng riêng nước ngưng, kg/m3 λ độ dẫn nhiệt nước ngưng, w/m.độ µ độ nhớt động lực nước ngưng, N.s/m2 b Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch Đối với phía dung dịch, để tính hệ số cấp nhiệt α phải dựa vào chế độ chảy dung dịch cấu tạo thiết bị, giả thiết dung dịch chế độ chảy xốy có Re = 10.000 Hệ số cấp nhiệt α2 tính từ chuẩn số Nu Nu = 0,21.ε Re ,8 Pr P Trong tính tốn thực tế, với khí r PrT , 43 Pr PrT , 25 , 25 ≈ nên không cần dùng tỷ số Hệ số ε phụ thuộc vào tỷ lệ chiều dài l đường kính ống d, phụ thuộc l 1500 = = 40; Re = 10 → ε = 1,03 (theo “Sổ tay Quá trình d 38 thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập 2) Hệ số ε tra theo bảng sau : chuẩn số Re Với Tra tính thơng số vật lý dung dịch a Khối lượng riêng dung: a1 a = + (theo “Sổ tay Quá trình thiết bị ρ ρ1 ρ cơng nghệ hóa chất” , tập 1) 0,6 0,4 915 + 335 = + = → ρ = 1020 kg m ρ 837,84 1524,5 12780000 b Độ nhớt dung dịch: lg µ hh = m1 lg µ1 + m2 lg µ (theo “Sổ tay Q trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập 1) Theo nhiệt độ trung bình dung dịch 55,7oC, tra theo “Sổ tay Q trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập ta được: µ C H = 0,43 Cp = 0,43.10 −3 N ⋅ s m µ CCl4 = 0,65 Cp = 0,65.10 −3 N s m2 Đổi nồng độ từ phần khối lượng thành nồng độ phần mol: a1 M1 0,6 78 m1 = = = 0,75 a1 a2 0,6 0,4 + + 78 154,4 M1 M m2 = − m1 = − 0,75 = 0,25 Ở đây:M1 M2 khối lượng phân tử cấu tử Thay vào công thức, ta có: lg µ hh = 0,75 lg 0,43.10 −3 + 0,25 lg 0,65.10 −3 → µ hh = 0,477.10 −3 N s c Hệ số dẫn nhiệt dung dịch: λ = ACρ m2 ρ (theo “Sổ tay Q trình thiết bị M cơng nghệ hóa chất” , tập 2) Ở đây: A = 4,22.10-8 (chất lỏng không kết hợp) M = m1M1 +m2M2 khối lượng phân tử dung dịch Vậy: M = 0,75.78 + 0,25.154,4 = 97,1 Thay thông số vào, ta có: λ = 4,22.10 −8.1480.1020.3 1020 = 0,1395 w m.đơ 97,1 d Tính chuẩn số Pr dung dịch: Pr = Cµ 1480.0,477.10 −3 = = 5,06 λ 0,1395 e Tính chuẩn số Nu dung dịch: Nu = 0,21.ε Re (Với khí ,8 Pr , 43 Pr PrT 0, 25 = 0,021.1,03.10000 0,8.5,06 0, 43.1 = 72 Pr ≈ 1) PrT Tính 1 2 Để tính α1 α2 cần giả thiết chênh lệch nhiệt độ có nhiệt độ t thành ống có nhiệt độ tT1 Tính q (đã biết Q chưa biết F) - Giả thiết ∆t1 = t1 − tT = C( thường từ 1oCđến 4oC) Vậy, tT1 = t1 - Δt1 = 108,7 - = 106,7oC - Hệ số cấp nhiệt phía ngưng tụ: r α = 2,04 A H ∆t , 25 ρ λ3 ; A = µ 533,9.4190 α = 2,04.182,6. 1,5.2 , 25 , 25 = 10950 w - Nhiệt tải riêng phía ngưng tụ: q1 = α ∆t1 = 10950.2 = 21900 w m đô m2 - Hiệu số nhiệt độ hai bề mặt thành ống: ∆t T = t T − t T = q1 Σr , oC Trong đó: Σr = r1 + r2 + r3 tổng nhiệt trở, m đo w r1 r2 nhiệt trở cặn hai phía bề mặt ống Tra “Sổ tay Quá trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập ta có: r1 = r2 = = 0,172.10 −3 m đô w 5800 r3 nhiệt trở thành ống, tính theo cơng thức sau: δ 0,0025 r3 = = = 0,05.38.10 −3 m đô Trong đó: w λ 46,5 б bề dày ống, m λ hệ số dẫn nhiệt thép, w/m.độ; tra “Sổ tay Q trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập ta có λ = 46,5 w m.đô −3 −3 −3 −3 Vậy Σr = 0,172.10 + 0,172.10 + 0,05.38.10 = 0,398.10 −3 m đô w Và ∆tT = q1 Σr = 21900.0,398.10 = 8,72 C - Nhiệt độ thành ống phía dung dịch: o t T = t T − ∆t T = 106,7 − 8,72 ≈ 98 oC - Hiệu số nhiệt độ thành ống dung dịch: ∆t = t T − t = 98 − 55,7 = 42,3 oC - Hệ số cấp nhiệt α2 phía dung dịch: Nu.λ 72.0,1395 α2 = = = 304 w d 0,33 m đô - Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch: q = α ∆t = 304.42,3 = 12860 w m2 q1 − q 21900 − 12860 = = 0,41 = 41% So sánh sai lệch q1 q2: q1 21900 Như vậy, q1 q2 khác nhiều giả thiết Δt1 = 2oC chưa đúng, cần giả thiết lại Δt1 Giả thiết Δt1 = 1oC Trình tự tính lần giả thiết trước Vậy, tT1 = t1 - Δt1 = 108,7 - = 107,7oC - Hệ số cấp nhiệt phía ngưng tụ: r α = 2,04 A H ∆t , 25 ρ λ3 ; A = µ 533,9.4190 α = 2,04.182,6. 1,5.1 , 25 , 25 = 12700 w m Ở đây: A = 182,6 (tính tra theo “Sổ tay Q trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập 2) Trị số A phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng, tra theo bảng sau: - Nhiệt tải riêng phía ngưng tụ: q1 = α ∆t1 = 10950.1 = 12700 w m2 - Hiệu số nhiệt độ hai bề mặt thành ống: ∆t T = t T − t T = q1 Σr , oC ∆t = 12700.0,398.10 −3 = 5,05 oC - Nhiệt độ thành ống phía dung dịch: t T = t T − ∆t T = 107,7 − 5,05 = 102,2 oC - Hiệu số nhiệt độ thành ống dung dịch: ∆t = t T − t = 102,2 − 55,7 = 46,5 oC - Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch: q = α ∆t = 304.46,5 = 14140 w m2 q1 − q 14140 − 12700 = = 0,10 = 10% So sánh sai lệch q1 q2: q1 14140 Như vậy, q1 q2 khác (10%) Sau hai lần giả thiết Δt1 mà có sai khác q1 q2, ta dùng phương pháp đồ thị chéo q – t T1 nhiệt tải riêng q nhiệt độ tường t T1 để xác định nhiệt tải riêng trung bình, từ xác định nhiệt độ tường tT1 Theo đồ thị, ta tìm nhiệt tải riêng trung bình qtb = 14000 w/m2 nhiệt độ tường tT1 = 107,55 oC Từ tT1 = 107,55 oC ta tính lại lần trước - Chênh lệch nhiệt độ có nhiệt độ t1 thành ống có nhiệt độ tT1 là: ∆t1 = t1 − t T = 108,7 − 107,55 = 1,15 oC - Hệ số cấp nhiệt phía ngưng tụ: 533,9.4190 α = 2,04.182,6. 1,5.1,15 , 25 = 12300 w - Nhiệt tải riêng phía ngưng tụ: q1 = α ∆t1 = 12300.1,15 = 14100 w m2 m đô - Hiệu số nhiệt độ hai bề mặt thành ống: ∆t T = t T − t T = q1 Σr , oC ∆t = 12300.0,398.10 −3 = 5,62 oC - Nhiệt độ thành ống phía dung dịch: t T = t T − ∆t T = 107,55 − 5,62 = 101,93 oC - Hiệu số nhiệt độ thành ống dung dịch: ∆t = t T − t = 101,93 − 55,7 = 46,23 oC - Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch: q = α ∆t = 304.46,23 = 14080 w So sánh sai lệch q1 q2: m2 q1 − q 14100 − 14080 = = 0,0014 = 0,1% q1 14100 Như vậy, q1, q2 qtb xấp xỉ nên giả thiết ∆t1 = t1 − tT = 1,15 C xác Ta lấy nhiệt tải riêng q theo trị số trung bình: q= q1 + q 14100 + 14080 = = 14090 w m 2 Tính mặt truyền nhiệt Bề mặt truyền nhiệt F (m2) cần thiết để đun nóng dung dịch tính theo cơng thức: F= Q 130600 = = 9,27 m q 14090 II Tính số ống n Số ống n tính theo cơng thức: n= F 9,27 = = 55,5 π d tb H 3,14.0,0355.1,5 Dựa theo quy chuẩn, ta chọn n = 61 ống Ở đây, d tb = 0,038 + 0,033 = 0,0355 m Ta chọn cách bố trí ống vỉ ống theo hình lục giác hình tròn theo bảng 10 11 III Tính số ngăn m Vận tốc thực tế chất lỏng wtt chảy ống Vận tốc thực tế chất lỏng w tt chảy ống vận tốc tính theo kết tính wtt = G = 6000 = 0,0314 m s 3,14.0,033 3600 ⋅ 61 ⋅ 1020 π d ⋅n⋅ρ Vận tốc giả thiết chất lỏng wgt chảy ống Vận tốc giả thiết chất lỏng w gt chảy ống vận tốc tính theo giả thiết ứng với Re = 10000 Như vậy, vận tốc theo giả thiết vận tốc tới hạn chất lỏng (wth.tr) w d ρ Re µ 10000.0,477.10 −3 Re = th.tr = 10000 → wgt = wth.tr = = = 0,141 m s µ d ρ 0,033.1020 Số ngăn m Số ngăn m tính theo cơng thức: m= wgt wtt = 0,141 = 4,5 0,314 Ta lấy m = ngăn 12 IV Tính đường kính thiết bị D Đường kính thiết bị xác định theo công thức: D = t ( b − 1) + 4.d n Ở đây: t = (1,25 − 1,5) d n dn đường kính ống, m b số ống đường chéo hình cạnh (tra “Sổ tay Quá trình thiết bị cơng nghệ hóa chất” , tập 2) Theo quy chuẩn tra b = ống Ta lấy t = 1,26dn = 1,26.0,038 = 0,048 m 13 Vậy đường kính thiết bị: D = 0,048( − 1) + 4.0,038 = 0,54 m Một số hình vẽ : Thiết bị Mối ghép bích thân thiết bị với đáy nắp thiết bị Mối ghép ống vào vỉ ống phương pháp hàn Cách bố trí ống vỉ ống theo hình cạnh Cách chia ngăn cho lưu thể ống Cửa vào, nước ngưng 14 Mối ghép thân với nắp (đáy) bích 15 ĐỀ BÀI SỐ (CƠ ĐẶC) Một hệ thống cô đặc dung dịch đường hai nồi xuôi chiều, thiết bị loại ống tuần hoàn trung tâm, suất 10 tấn/h tính theo dung dịch đầu Nồng độ đầu dung dịch 13% khối lượng, nồng độ cuối 56% khối lượng Áp suất tuyệt đối đốt nồi đầu 2,5at tháp ngưng tụ 0,2at Cho biết số liệu theo bảng sau: Dung dịch Ban đầu Nồi Nồi NDR C, kj/kg.độ 3,82 3,48 2,58 HSDN λ, w/m.độ 0,482 0,363 KLR ρ, kg/m3 ĐN μ, N.s/m2 1070 1241 3,7.10-4 4.10-3 Xác định diện tích truyền nhiệt nồi, biết diện tích truyền nhiệt hai nồi Hướng dẫn bước I Tính cân vật liệu Tính lượng thứ bốc toàn hệ thống W x 13 = Gđ 1 − đ = 100001 − = 7680 kg h xc 56 Tính lượng thứ bốc nồi (giả thiết tỷ số phân phối thứ nồi w1:w2 = 1:1) Vậy w1 = w2 = w/2 = 7680/2 = 3840 kg/h Xác định nồng độ dung dịch nồi Nồi I x1 = Gđ x đ 10000.13 = = 21,1% Gđ − w1 10000 − 3840 Nồi II x2 = Gđ x đ 10000.13 = = 56% Gđ − w1 − w2 10000 − 7680 II Tính cân nhiệt lượng Xác định áp suất nhiệt độ nồi Hiệu số áp suất hệ thống là: ∆p = ∆p1 + ∆p ∆p1 = p1 − p va ∆p = p − p n 16 Δp = p1 - pn = 2,5 - 0,2 = 2,3at Ở đây: p1, p2 pn áp suất tuyệt đối đốt vào nồi 1, nồi áp suất tuyệt đối thứ thiết bị ngưng tụ Giả thiết tỷ số phân phối áp suất nồi ∆p1:∆p2 = 1,5:1 Như vậy: ∆p.1,5 2,3.1,5 = = 1,38 at 1,5 + 2,5 ∆p = p − p n = ∆p − ∆p1 = 2,3 − 1,38 = 0,92 at ∆p1 = p1 − p = Ở đây: p2 áp suất đốt nồi Dựa vào tỷ số phân phối áp suất ta xác định nhiệt độ, áp suất đốt thứ nồi theo bảng sau: Loại Hơi đốt Hơi thứ Nồi I P (at) 2,5 1,16 o t ( C) 126,25 103,11 Nồi II P (at) 1,12 0,211 Tháp ngưng tụ P (at) t (oC) 0,2 59,7 - o t ( C) 102,11 60,7 Các số liệu có bảng do: Nhiệt độ đốt nồi sau nhiệt độ thứ nồi trước trừ 1oC, nhiệt độ thứ nồi cuối nhiệt độ thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1oC; p2 = p1-Δp pnp2 = Δp2 Từ áp suất 2,5at tra bảng có nhiệt độ tương ứng 126,25oC Từ áp suất 1,12at tra bảng có nhiệt độ tương ứng 102,11oC Từ áp suất 0,2at tra bảng có nhiệt độ tương ứng 59,7oC Từ nhiệt độ 103,11oC tra bảng ứng với áp suất 1,16at Từ nhiệt độ 60,7oC tra bảng ứng với áp suất 0,211at Xác định nhiệt độ tổn thất a Tổn thất nhiệt độ nồng độ (Δ’) Dùng phương pháp Tisenco để tính Δ’: ∆ ′ = 16,2 Ts2 r [ C] o Tra đồ thị phần phụ lục ta Δ’ áp suất thường phụ thuộc vào nồng độ sau: x, % Δ’ 21,1 0,416 Nồi I: ∆1′ = 0,416.16,2 ( 273 + 103,11) 2,258.10 56 3,16 [ ] = 0,42 o C Ở đây: r = 2,258.106, j/kg ẩn nhiệt hóa nước áp suất cho (1,16at) 17 T = (273+103,11), oK nhiệt độ sôi nước áp suất cho (1,16at) Nồi II: ∆ ′2 = 3,16.16,2 ( 273 + 60,7 ) 2,36.10 [ ] = 2,42 o C Ở đây: r = 2,36.106, j/kg ẩn nhiệt hóa nước áp suất cho (0,211at) T = (273+60,7), oK nhiệt độ sôi nước áp suất cho (0,211at) Tổng tổn thất nhiệt độ nồng độ hai nồi là: Σ∆ ′ = ∆1′ + ∆ ′2 = 0,42 + 2,42 = 2,84 [ C] o b Tổn thất nhiệt độ áp suất thủy tĩnh (Δ’’) Áp suất thủy tĩnh xác định theo công thức: ρg h ∆pt = + ∆h [ at ] 2.9,81.10 Trong đó: Δp chênh lệch áp suất thủy tĩnh trung bình ống truyền nhiệt thẳng đứng so với mặt thoáng, at h chiều cao ống truyền nhiệt, m ; chọn h=2m Δh chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng, m; thường lấy Δh=0,5m ρ khối lượng riêng dung dịch, kg/m3 ; thường lấy 1/2 khối lượng riêng dung dịch vào Nồi I: ∆pt1 = 1070.9,81 2.9,81.10 2 + 0,5 = 0,08 [ at ] 2 1241.9,81 2.9,81.10 2 + 0,5 = 0,093 [ at ] 2 Nồi II: ∆pt = Từ Δp ta suy áp suất nhiệt độ sôi tương ứng chất lỏng độ sâu ống, từ tính tổn thất nhiệt áp suất thủy tĩnh Kết tính tra cho bảng sau: Nồi I Nồi II Trên mặt dung dịch p’, at t’, oC 1,16 103,11 0,211 60,7 Ở độ sâu ống p, at t, oC 1,24 105,03 0,304 68,97 Δ”=t-t’, oC 1,92 8,27 c Tổn thất nhiệt độ trở lực đường ống (Δ’’’) Tổn thất nhiệt độ trở lực từ nồi I sang nồi II ∆ 1′′′ = 1o C Tổn thất nhiệt độ trở lực từ nồi II vào tháp nưng tụ ∆ ′2′′ = 1o C o Tổng tổn thất nhiệt độ trở lực ∑ ∆ ′′′ = + = C 18 d Tổng nhiệt độ tổn thất toàn hệ thống ∑ ∆ = ∑ ∆ ′ + ∑ ∆ ′′ + ∑ ∆′′′ = 2,84 + 10,19 + = 15,03 o C e Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích tồn hệ thống ∑ ∆t = t hđ − t n − ∑ ∆ = 126,25 − 59,7 − 15,03 = 51,52 o C f Xác định nhiệt độ sôi hiệu số nhiệt độ hữu ích nồi - Nhiệt độ sôi nồi: Bằng nhiệt độ thứ cộng thêm Δ’ vàΔ’’ Nồi I: t1 = 103,11 + 0,42 + 1,92 = 105,45 o C Nồi I: t = 60,7 + 2,42 + 8,27 = 71,39 o C - Hiệu số nhiệt độ hữu ích nồi: Bằng nhiệt độ đốt trừ nhiệt độ sơi trung bình (ở ống truyền nhiệt) ∆t1 = 126,25 − 105,45 = 20,80 o C ∆t = 102,11 − 71,39 = 30,72 o C Cân nhiệt lượng a Tra thông số vật lý Trên sở giả thiết tính phần ta số liệu cân nhiệt cho bảng sau: Nồi Hơi đốt t, C I, j/kg o I II DD đầu 126,25 102,11 - 2,72.106 2,68.106 - Hơi thứ t, C i, j/kg o 103,11 2,71.106 60,7 2,61.106 - t sôi, o C 105,45 71,39 - µ, Ns/m 0,37.10-3 4.10-3 - Trong bảng I, i tra bảng b Viết phương trình cân nhiệt lượng cho nồi D1 I + Gđ C o t o = w1i1 + ( Gđ − w1 ) C1t1 + D1Ct1 + Qtt1 c Viết phương trình cân nhiệt lượng cho nồi 19 Dung dịch ρ, C, j/kg.độ kg/m 1070 3,48.103 1241 2,58.103 3,83.103 λ, w/m.độ 0,482 0,363 D2 I + ( Gđ − w )C1t1 = w2 i2 + ( Gđ − w )C t + D2 Ct + Qtt2 Trong đó: w = w1+w2 Qtt1 = 0,05 D1 ( I − Ct1 ) Qtt2 = 0,05 D2 ( I − Ct ) D2 = w1 ; C = 4190 j kg.đô d Giải phương trình để tìm w1, w2 D1 Kết quả: w1 = 3830 kg/h w2 = 3850 kg/h D1 = 400 kg/h e So sánh với giả thiết ban đầu Nếu sai số >5% phân phối lại thứ 3840 − 3830 ⋅ 100 = 0,26% 3840 3850 − 3840 η2 = ⋅ 100 = 0,26% 3850 η1 = Như giả thiết phân phối thứ phù hợp III Tính bề mặt truyền nhiệt Tính hệ số truyền nhiệt qtb1 ∆t1 qtb Nồi : k = ∆t Nồi : k1 = Trong : ∆t1 ∆t2 hiệu số nhiệt độ hữu ích nồi nồi qtb1 qtb2 nhiệt tải riêng trung bình nồi nồi Biết thông số vật lý đốt thứ nồi ta tính hệ số truyền nhiệt nồi Kết tính sau: K1 = 1160 w/m2.độ K2 = 905 w/m2.độ Tính lượng nhiệt cung cấp nồi 4000 ∗ 2,19.10 = 2,422.10 [ w] 3600 3830 ∗ 2,26.10 = 2,4.10 [ w] Nồi II: Q2 = w1 r2 = 3600 Nồi I: Q1 = D1 r1 = 20 Trong đó: r1 r2 ẩn nhiệt hóa hơi, j/kg Xác định nhiệt số nhiệt độ hữu ích phân phối nồi Nồi I: ∆t1 = Q1 Σ∆t 2,422.10 51,52 ⋅ = ⋅ = 22,62 o C 6 Q Q K1 1160 2,422.10 2,4.10 + + K1 K 1160 905 Q2 Σ∆t 2,4.10 51,52 ∆t = ⋅ = ⋅ = 28,9 o C 6 K Q1 Q2 905 2,422.10 2,4.10 + + K1 K 1160 905 So sánh với giả thiết ban đầu Nếu sai số >10% phân phối lại áp suất 22,62 − 20,8 ⋅ 100 = 8% 22,62 30,72 − 28,9 η2 = ⋅ 100 = 6% 30,72 η1 = Như vậy, giả thiết phân phối Δp phù hợp Nếu sai số 10% chứng tỏ giả thiết phân phối Δp chưa phù hợp Khi phải tính lại, tính lại dựa vào trị số Δt vừa tính để giả thiết Xác định bề mặt truyền nhiệt [ ] F1 = Q1 2,422.10 = = 92 m K ∆t1 1160 22,62 F2 = Q2 2,4.10 = = 91 m K ∆t 905.28,9 [ ] Lấy bề mặt truyền nhiệt nồi 92m2, chưa kể đến hệ số an toàn 21