ĐỒ ÁN KỸ THUẬT THỰC PHẨM CÔ ĐẶC NƯỚC MÍA 3 NỒI LIÊN TỤC

TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP THỰC PHẨM TP. HCM
KHOA CÔNG NGHỆ THỰC PHẨM

ĐỒ ÁN KỸ THUẬT THỰC PHẨM
THIẾT KẾ HỆ THỐNG CƠ ĐẶC NƯỚC MÍA
3 NỒI LIÊN TỤC NĂNG SUẤT 15 TẤN/H
Giáo Viên Hướng Dẫn: TS. TRẦN VĂN HÙNG
Sinh Viên Thực Hiện:
Cao Đào Dương Thanh Hồng

2005170058

Huỳnh Linh Hân

2005170048

Tp. Hồ Chí Minh, tháng 12 năm 2019

1


MỤC LỤC
LỜI NĨI ĐẦU...........................................................................................................................................4
CHƯƠNG I : TỔNG QUAN.....................................................................................................................5
I.

TỔNG QUAN......................................................................................................................................5
1.

Các tính chất vật lý của nước mía...............................................................................................5

2.

Các ứng dụng của đường saccharose..........................................................................................5

II.

CƠ SỞ LÝ THUYẾT VỀ PHƯƠNG PHÁP CÔ ĐẶC...................................................................5
1. Định nghĩa............................................................................................................................................5
2.

Lựa chọn phương án thiết kế.......................................................................................................6

3.

Thuyết minh sơ đồ công nghệ......................................................................................................7

CHƯƠNG II: TÍNH TỐN CƠNG NGHỆ.............................................................................................8
I.

ĐỀ BÀI VÀ CÁC GIẢ THUYẾT BAN ĐẦU....................................................................................8

II.

TÍNH TỐN....................................................................................................................................8
1.

Xác định tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống.....................................................................8

2.

Sự phân bố hơi thứ trong các nồi................................................................................................9

3.

Nồng độ dung dịch ở từng nồi:....................................................................................................9

4.

Tính chênh lệch áp suất chung của toàn hệ thống....................................................................10

5.

Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi.........................................................................10

6.

Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ mỗi nồi...................................................................................11

7.

Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi...........................................................................................12

8.

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong tồn hệ thống...................................................................16

9.

Phương trình cân bằng nhiệt lượng..........................................................................................16

CHƯƠNG III: TÍNH TỐN CƠ KHÍ THIẾT BỊ CHÍNH..................................................................20
I.

Buồng đốt...........................................................................................................................................20
1.

Số ống trong buồng đốt:.............................................................................................................20

2.

Tính thiết bị ống tuần hồn trung tâm.( tính theo bề mặt trong)..............................................21

3.

Đường kính trong buồng đốt......................................................................................................22

4.

Chiều dày buồng đốt..................................................................................................................22

5.

Bề dày đáy buồng đốt:...............................................................................................................25

II.

Buồng bốc.......................................................................................................................................26
1.

Thể tích buồng đốt......................................................................................................................26

2.

Chiều cao buồng bốc:................................................................................................................27

3.

Bề dày buồng bốc:......................................................................................................................27
2


4.

Bề dày nắp buồng bốc:..............................................................................................................29

5.

Cửa làm vệ sinh..........................................................................................................................30

6.

Đường kính các ống dẫn............................................................................................................30

7.

Đường kính ống dẫn hơi đốt......................................................................................................30

8.

Đường kính ống dẫn dung dịch.................................................................................................31

9.

Đường kính ống dẫn hơi thứ ra.................................................................................................31

10.

Đường kính ống dẫn dung dịch ra.............................................................................................31

11.

Đường kính ống tháo nước ngưng.............................................................................................32

12.

Mặt bích......................................................................................................................................32

13.

Tai treo........................................................................................................................................33

CHƯƠNG IV: TÍNH VÀ CHỌN THIẾT BỊ PHỤ................................................................................37
I.

Thiết bị ngưng tụ Baromet.................................................................................................................37
1.

Lượng nước lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngưng tụ:........................................................37

2.

Lượng khơng khí cần hút ra khỏi thiết bị :................................................................................37

3.

Đường kính thiết bị ngưng tụ:...................................................................................................38

4.

Kích thước tấm chắn:.................................................................................................................40

5.

Chiều cao thiết bị ngưng tụ:......................................................................................................41

6.

Kích thước ống baromet:...........................................................................................................42

7.

Chiều cao ống Baromet :...........................................................................................................42

II.

Tính tốn và chọn bơm...................................................................................................................44
1.

Bơm ly tâm để bơm nước vào thiết bị Baromet:........................................................................44

2.

Bơm dung dịch vào thùng cao vị:..............................................................................................47

Tài Liệu Tham Khảo...............................................................................................................................50

3


LỜI NĨI ĐẦU
Ngành cơng nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta. Do nhu cầu
thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiều địa phương đã được
thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn
lẻ, năng suất thấp, các ngành cơng nghiệp có liên quan khơng gắn kết với nhau đã gây
khó khăn cho việc phát triển cộng nghiệp đường mía.
Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành cơng nghiệp mía đường đã
có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường
hiện nay khơng phải là một ngành đơn lẻ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp các
ngành có quan hệ chặt chẽ với nhau. Mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên
liệu cho các ngành công nghiệp như bánh, kẹo, sữa đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên
liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất như rượu.
Trong tương lai, khả năng này cịn có thể phát triển hơn nữa nếu có sự quan tâm đầu tư
tốt cho cây mía cùng với nâng cao khả năng chế biến và tiêu thụ sản phẩm. Xuất phát từ
tính tự nhiên của cây mía, độ đường sẽ giảm nhiều và nhanh chóng nếu thu hoạch trễ và
khơng chế biến kịp thời.
Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệu quả sản
xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện nay, nước ta đã có rất nhiều
nhà máy đường như Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, nhưng với sự phát triển ồ ạt
của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó. Bên cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn,
sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng với công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ kỹ đã ảnh

hưởng mạnh đến quá trình sản xuất. Chúng ta cần giải quyết các vấn đề ở trên, đó cũng là
đề tài của nhóm chúng tơi. Thiết kế hệ thống thiết bị cơ đặc nước mía ba nồi xi chiều
liên tục, năng suất nhập liệu 15 tấn/h.
Cấu trúc đồ án có thể chia thành các phần như sau:


Chương I: Tổng quan



Chương II: Tính tốn cơng nghệ.



Chương III: Tính và chọn thiết bị chính.



Chương IV: Tính và chọn thiết bị phụ.

4


CHƯƠNG I : TỔNG QUAN
I.

TỔNG QUAN
Các tính chất vật lý của nước mía.

1.

Bảng 1: Các tính chất vật lí của Nước Mía
Cơng thức phân tử

C12H22O11

Phân tử gam

342.29648 g/mol

Bề ngồi

Tinh thể màu trắng

Vị

Ngọt

Tỷ trọng

1,587 g/cm3

Nhiệt độ nóng chảy

1860C (2730K)

Độ hịa tan trong nước

211,5 g/100 ml (200C)

2.
Các ứng dụng của đường saccharose
Dùng làm thức ăn cho người: Saccharose cung cấp năng lượng 3.94 kilocalo
trên 1 gam (hay 17 kilojoule/gam). Khi mệt mỏi, stress hay đói bụng, các thực phẩm chứa
saccharose sẽ cung cấp năng lượng rất tốt cho tế bào, giúp cơ thể hồi phục nhanh chóng.
Là ngun liệu cho cơng nghiệp thực phẩm: chất tạo ngọt bánh kẹo, nước giải
khát và một số loại thực phẩm khác.
Là nguyên liệu để pha chế thuốc:
Dùng tráng gương, tráng ruột phích:
II.
CƠ SỞ LÝ THUYẾT VỀ PHƯƠNG PHÁP CƠ ĐẶC
1.
Định nghĩa.
Cơ đặc là q trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan khơng
bay hơi với mục đích:

Làm tăng nồng độ chất tan.

Tách chất rắn hòa tan ở dang tinh thể (kết tinh).

Thu dung môi ở dạng nguyên chất (cất nước).
Thơng thường có 2 loại cơ đặc để làm bốc hơi dung môi:

Cô đặc dùng tác nhân là nhiệt để cung cấp năng lượng cho hơi dung môi (cô đặc ở
trạng thái hơi).

Cô đặc kết tinh, bằng cách làm lạnh và giảm áp suất riêng phần hơi trên mặt
thoáng của dung dịch để làm tăng quá trình bốc hơi.
Quá trình cô đặc tiến hành ở trạng thái sôi nghĩa là áp suất riêng phần của dung môi cần
bằng với áp suát chung trên bề mặt thoáng của chất lỏng. Khác với quá trình chưng

5


luyện, trong q trình cơ đặc, chỉ có dung mơi bay hơi. Đáng lưu ý là trong q trình cơ
đặc, nồng độ chất tan tăng, ảnh hưởng đến quá trình tính tốn của thiết bị. Khi đó hệ số
dẫn nhiệt , nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt  giảm, đồng thời khối lượng riêng , độ
nhớt , tổn thất nhiệt ’ tăng.
2.
Lựa chọn phương án thiết kế.
Có thể sử dụng cô đặc dung dịch bằng một nồi hay nhiều nồi, ở đề tài này, chúng ta chỉ
xét hệ thống cô đặc nhiều nồi. Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi
đốt, do đó nó có ý nghĩa kinh tế cao về sử dụng nhiệt. Ngun tắc của q trình cơ đặc
nhiều nồi có thể tóm tắt như sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt,
hơi thứ của nồi này đưa vào nồi thứ hai, hơi thứ nồi thứ hai đưa vào nồi thứ ba… hơi thứ
cuối cùng đi vào thiết bị ngưng tụ. Còn dung dịch đi vào lần lượt từ nồi này sang nồi kia,
qua mỗi nồi đều bốc hơi một phần, nồng độ tăng dần lên. Điều kiện cần thiết để truyền
nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sơi, hay nói
cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm
việc trong mỗi nồi phải giảm dần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau. Thông
thường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất
khí quyển.
Có thể phân loại hệ thống cô đặc nhiều nồi theo các cách khác nhau:

nhanh, kết quả là hệ Theo sự bố trí bề mặt đun: nằm ngang, thẳng đứng, nằm
nghiêng.

Theo chất tải nhiệt: hơi (hơi nước bão hịa, hơi q nhiệt), khói lị, dịng điện, các
chất tải nhiệt đặc biệt (dầu, hydrocarbon).

Theo chế độ tuần hồn: xi chiều, chéo chiều, ngược chiều.


Cấu tạo bề mặt đun nóng: vỏ bọc ngồi, ống chùm, ống xoắn.
Trong đồ án thiết kế hệ thống cơ đặc nước mía này, ta sử dụng hệ thống cô đặc 3 nồi xi
chiều ( tuần hồn tự nhiên), buồng đốt trong, ống chùm dạng tuần hồn trung tâm vì
những ưu điểm sau:

Dung dịch tự di chuyển từ nồi này sang nồi khác nhờ sự chênh lệch áp suất và
nhiệt độ giữa các nồi. Nhiệt độ nồi trước lớn hơn nồi sau, tức là áp suất nồi trước lớn hơn
nồi sau.

Dung dịch vào nồi đầu tiên ở nhiệt độ sôi nhờ được gia nhiệt trước bằng hơi nước,
ngoại trừ nồi đầu tiên, dung dịch đi vào nồi thứ 2, 3 có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sơi, do
đó dung dịch được làm lạnh, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước, gọi là
q trình tự bốc hơi.

Cơ đặc ống tuần hồn trung tâm có ưu điểm là dung dịch tuần hoàn trong nồi dễ
dàng, vận tốc tuần hoàn lớn vì ống tuần hồn khơng bị đốt nóng dẫn đến đối lưu dễ dàng.

6


Tuy nhiên, phương pháp cơ đặc xi chiều cũng có nhược điểm là nhiệt độ dung dịch ở
các nồi sau thấp dần, nhưng nồng độ dung dịch tăng dần, làm cho độ nhớt dung dịch tăng
số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.
3.
Thuyết minh sơ đồ công nghệ.

(1) Thùng chứa nguyên liệu, (2) Bơm ly tâm, (3,4,5) Nồi cô đặc, (6) thùng chứa sản
phẩm, (7) Thiết bị baromet, (8) Thùng chứ nước ngưng.
Hệ thống cô đặc 3 nồi, làm việc xi chiều liên tục. Nước mía có nồng độ nhập liệu 15%

khối lượng được chứa thùng chứa nguyên liệu (1), sau đó được bơm ly tâm (2) bơm lên
đi qua lưu lượng kế trả vào nồi cô đặc (3), (4), (5). Tại nồi cô đặc, dung dịch được đun
sơi bằng thiết bị cơ đặc có ống tuần hồn trung tâm, buồng đốt trong, trong đó các ống
truyền nhiệt và ống tuần hoàn tương đối lớn. Dung dịch đi ở trong ống cịn hơi đốt đi vào
khoảng khơng gian phía ngồi ống. Khi làm việc, dung dịch trong ống truyền nhiệt sơi
tạo thành hỗn hợp hơi lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ dưới lên trên miệng
ống, cịn trong ống tuần hồn trung tâm thể tích theo một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn
hơn so với ống truyền nhiệt do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít hơn, vì vậy khối lượng
riêng của hồn hợp hơi– lỏng ở đây lớn hơn so với ống truyền nhiệt, sẽ bị đẩy xuống dưới.
Kết quả là trong thiết bị có sự chuyển động tuần hồn tự nhiên từ dưới lên trên ở ống
truyền nhiệt và từ trên xuống dưới ở ống tuần hoán trung tâm.
Hơi đốt tại nồi (3), hơi đốt ngưng tụ, tỏa nhiệt làm sôi dung dịch, bốc hơi một lượng hơi
thứ. Hơi thứ từ nồi thứ (3) được dùng làm hơi đốt cho nồi thứ (4) và tương tự thì hơi thứ
nồi (4) sẽ là hơi đốt cho nồi (5). Hơi thứ từ nồi (5) được ngưng tụ nhờ thiết bị baromet
7


(7). Nước ngưng từ phịng đốt của các nồi cơ đặc đi qua của xả nước ngưng, qua bẫy hơi
để chả xuống thùng chứ nước ngưng (8). Dung dịch từ nồi cô đặc (5) được lấy ra cho
vào thùng chứa sản phẩm (6).

CHƯƠNG II: TÍNH TỐN CƠNG NGHỆ
I.

ĐỀ BÀI VÀ CÁC GIẢ THUYẾT BAN ĐẦU
Thiết bị cô đặc ống chùm, dạng tuần hoàn trung tâm.
Năng suất đầu vào: Gđ = 15000 kg/h
Nồng độ nhập liệu: xđ = 15% ( khối lượng)
Nồng độ sản phẩm: xc = 60% ( khối lượng)
Áp suất hơi bão hịa: P = 2at

Áp suất chân khơng tại thiết bị ngưng tụ: Pck= 0,76at
Dung dịch: Nước mía
Phân tử mol: Mpt = 342kg/kmol
II.
1.

TÍNH TỐN
Xác định tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống.

Gọi: Gđ, Gc là lượng dung dịch lúc đầu và cuối, kg/h
xđ, xc là nồng độ đầu và cuối, % khối lượng
W

là lượng hơi thứ bốc hơi, kg/h

Phương trình cân bằng vật liệu cho tồn hệ thống:
Gđ = G c + W
Phương trình cân bằng vật liệu cho cấu tử phân bố:
Gđ.xđ = Gc.xc + W.xw

(1)

Ở đây ta coi q trình cơ đặc coi khối lượng chất tan không bị mất theo lượng hơi bốc ra
nên ta có:
Gđ.xđ = Gc.xc

(2)
8

Từ (1) và (2) ta có:
W = Gđ (1 – xđ/xc)
Theo số liệu đề tài ta có lượng hơi thứ bốc ra toàn hệ thống là :
W = 15000 (1 – 15/60) = 11250 (kg/h)
2.

Sự phân bố hơi thứ trong các nồi.

Cơ đặc nhiều nồi có hiệu quả kinh tế cao về sử dụng hơi đốt so với một nồi, vì nếu ta giả
thuyết rằng cứ 1kg hơi đưa vào đốt thì ta được 1kg hơi thứ, như vậy 1kg hơi đốt đưa vào
nồi đầu sẽ làm bốc hơi số kg hơi thứ tương đương với số nồi trong hệ thống cơ đặc nhiều
nồi, hay nói cách khác là lượng hơi đốt dùng để bốc 1kg hơi thứ tỷ lệ nghịch với số nồi.
Dựa vào giả thuyết trên ta có:
Gọi W1, W2, W3 là lượng hơi thứ của nồi 1, nồi 2, nồi 3 kg/h.
Chọn sự phân bố hơi thứ theo tỷ lệ : W1 : W2 :W3 = 1 : 1,1 : 1,2
Từ cách chọn tỷ lệ này ta tính được lượng hơi thứ bốc ra từng nồi:
Nồi 1:
Nồi 2:
Nồi 3:
3.

Nồng độ dung dịch ở từng nồi:

Ta có cơng thức:
xi = Gđ

xđ
3

Gđ   W i

,% khối lượng
Với xi là nồng độ dung dịch tại nồi I

i 1

Vậy:

Nồng độ của nồi 1:
x1 =

Gđ

xđ
Gđ  W 1

=15000
9


= 19,41 (% khối lượng)
Nồng độ của nồi 2:
x2 =

Gđ

xđ
Gđ  W 1 W2

=15000

= 28,70(% khối lượng)
Nồng độ của nồi 3:
x3 =

Gđ

xđ
Gđ  W 1 W2  W3

= 15000
= 60 (%khối lượng)
4.

Tính chênh lệch áp suất chung của tồn hệ thống

Ta có: ∆P = P – Png (at)


∆P = 2 – 0,76 = 1,24 (at)

5.

Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi

Giả sử áp hiệu số phân bố suất hơi đốt các nồi là: ∆P1 : ∆P2 : ∆P3 = 4.2 : 2,1 : 1
Và ta có:  P =  P1+  P2+  P3 = 1.24 at
ΔP3 = at
ΔP2 =at
ΔP1 = at
Mà ta có:

Phđ1 = 2 at
 P1 = Phđ1 - Phđ2 => Phđ2 = Phđ1 -  P1 = 2 – 0,7134 =1,2866 at
 P2 = Phđ2 - Phđ3 => Phđ3 = Phđ2 -  P2 = 1,2866 – 0,3567 = 0,9299 at
10


Gọi: Thđi là nhiệt độ của hơi đốt nồi thứ i
ihđi là nhiệt lượng riêng hơi đốt nồi thứ i
rhđi là nhiệt hóa hơi
tương ứng với áp suất hơi đốt Phđi
Bảng 2: Các thông số của hơi đốt
Nồi 1

Nồi 2

Nồi 3

Phđ (at)

2

1,2866

0,9299

Thđ (0C)

121,212

77,9757

56,3575

ihđ (kJ/kg)

2224,240

2925,2023

2664,173

rhđ (kJ/kg)

2202

2598,819

2428,496

Với thiết bị ngưng tụ baromet Png = 0,76 at => Tng = 41,540C
6.

Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ mỗi nồi

Gọi là tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống.
Chọn ∆1 = ∆2 = ∆3 = 10C
Gọi thti là nhiệt độ hơi thứ nồi thứ i, 0C
Áp dụng công thức: thti = Thđi +
Nhiệt độ hơi thứ nồi sau = nhiệt độ hơi đốt nồi trước – 10C
Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối = nhiệt độ thiết bị baromet + 10C

Vậy từ những dữ kiện trên, ta có:
tht1 = Thđ2 + 1 = 77,9757+ 1 = 78,97570C
tht2 = Thđ3 + 1 = 56,3575+ 1 = 57,35750C
tht3 = Tng + 1 = 41,54 + 1 = 42,540C
Gọi: phti là nhiệt độ của hơi thứ nồi thứ i
ihti là nhiệt lượng riêng hơi thứ i
11


rhti là nhiệt hóa hơi
tương ứng với áp suất hơi đốt thti
Bảng 3: Các thông số của hơi thứ.

7.

Nồi 1

Nồi 2

Nồi 3

Tht (0C)

78,97570C

57,35750C

42,540C

Pht (at)

0,1456

0,1057

0,0784

iht (kJ/kg)

2675,9

2660,26

2658,444

rht (kJ/kg)

2113,310

2131,347

2142,556

Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi

Tổn thất nhiệt cho từng nồi gồm:


Tổn thất nhiệt do nồng độ



Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh



Tổn thất nhiệt do trở lực đường ống

7.1 Tổn thất nhiệt do nhiệt độ ()
Ta sử dụng công thức Tisencô:
Δ’ = Δ0’.f
Trong đó Δ’0 – tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của
dung môi ở áp suất thường.
f = 16,2. T2/r
Trong đó : T là nhiệt độ sơi của dung mơi nguyên chất ở áp suất đã cho, 0K; r là ẩn nhiệt
hóa hơi của dung mơi ngun chất ở áp suất làm việc,J/kg.

Tổn thất nhiệt độ Δ’0 theo nồng độ a (% khối lượng)
12


Nồi1

Nồi2

Nồi3

Nồng độ của dung dịch (% kl)

19,41

28,70

60

Δ’0 (0C)

1,76

2,6

5,44

Vậy:

Δ’1 = Δ’0.16,2
= 1,76 . 16,2.
= 1,91100C

Tương tự ta có
Δ’2 = 1,67100C
Δ’3 = 1,04870C

7.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’):
Theo CT VI.12/60 – [II] ta có:

h 

Ptb P o  h1  2   dds .g
2


(N/m2)
Có 1at = 9,81.104 N/m2
Đổi công thức theo đơn vị at
h 

Ptb P o  h1  2  dd .10  4
2 2

at

Với:
–

Polà áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch.
13


–
h1 là chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt
thoáng dung dịch, chọn  h=0,5 cho cả 3 nồi.
–

h2 là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 4m cho cả 3 nồi.

–

g là gia tốc trọng trường, =9,81 m/s2.

–

 dds là khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3
 dds =

 dd
2

Do chưa xác định được nhiệt độ sôi của dung dịch nên giả thiết lấy khối lượng riêng ở
nhiệt độ 200C.
xdd1 = 19,41% => ρdd1 = 1921,10 kg/m3
xdd2 = 28,70% => ρdd2 = 2840,58 kg/m3
xdd3 = 60% => ρdd3 = 5938,49 kg/m3
Từ đó, ta có
h 

Ptb1 P ht1  h1  2  dd1 .10  4
2 2


Ptb1 = 0,1456 + (0,5 +

at

Tương tự, ta có Ptb2 = 0,461 at và Ptb3 = 0,386 at
Với Ptbi ta có ttbi là nhiệt độ sôi ứng với Ptbi
Ptb1 = 0,820 at => ttb1 = 79,9010C
Ptb2 = 0,461 at => ttb2 = 58,55140C
Ptb3 = 0,386 at => ttb3 = 52,8380C
Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh tăng cao: = ttbi - thti
= ttb1 - tht1 = 79,501 – 78,9757 = 0,5250C

= ttb2 - tht2 = 58,1965 – 57,3575 = 0,8390C
14


= ttb3 - tht3 = 45,838 – 42,54 = 3,2980C
7.3 Tổn thất do trở lực của đường ống,(Δ”’):
Chọn tổn thất áp suất do trở lực của đường ống trong từng nồi là ' ' ' = 1÷ 1,50C
"'
"'
'"
o
Chọn tổn thất = 10C =>  1  2  3 1 C
"'
"'
'"
o
 ' ' ' = 1   2   3 3 C

7.4. Tổn thất do toàn bộ hệ thống:

8.

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong tồn hệ thống

Hiệu số nhiệt độ hữu ích là hiệu số hơi đốt và nhiệt độ sơi trung bình dung dịch:
∆Ti = Thđi – tsi , 0C
Với tsi là nhiệt độ sôi của dung dịch tại nổi thứ i
tsi = thti + +
Vậy ta có:
ts1 = tht1 + + = 78,9757 + 1,911 + 0,525 = 81,41170C

Tương tự, ta có: ts2 = 59,86750C , ts3 = 46,88670C
=> Hiệu số nhiệt hữu ích :
∆T1 = Thđ1 – ts1 = 121,212 – 81,4117 = 39,80030C
∆T2 = Thđ2 – ts2 = 77,9757 – 59,8675 = 18,10820C
∆T3 = Thđ3 – ts3 = 56,3575 – 46,8867 = 9,47080C
Bảng 5: Hiệu số nhiệt hữu ích
Nồi

∆’, 0C

∆’’, 0C

∆’’’, 0C

∆T, 0C

ts, 0C

1

1,911

0,525

1

39,8003

81,4117
15

9.

2

1,671

0,839

1

18,1082

59,8675

3

1,049

3,298

1

9,4708

46,8867

Phương trình cân bằng nhiệt lượng

Gọi:
D1, D2, D3 là lượng hơi đốt nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h.
Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối, kg/h.
W1, W2, W3 là lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h.
Cđ, Cc là nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối, J/kg.độ.
tđ, tc nhiệt độ đầu và nhiệt độ cuối của dung dịch, 0C.
ts1, ts1, ts1 nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1, 2, 3, 0C.
ihđ1, ihđ2, ihđ3 là hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, nồi 2, nồi 3, kg/h.
iht1, iht2, iht3 là hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, nồi 2, nồi 3,J/kg.
C1, C2, C3 nhiệt dung riêng của dung dịch nồi 1,2,3, J/kg.độ
Cn1, Cn2, Cn3 là nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, 2, 3, J/kg.độ.
θ1 θ2 θ3 nhiệt nước của ngưng nồi 1,2,3, 0C.
Qtt1, Qtt2, Qtt3 nhiệt tổn thất ra mơi trường sung quanh, J
Theo phương trình cân bằng nhiệt, lượng nhiệt vào bằng lượng nhiệt ra:
Nhiệt lượng vào:
Nồi 1:
- Do dung dịch đầu: Gđ.Cđ.tđ
- Do hơi đốt: D1.ihđ1
Nồi 2:
- Do hơi đốt mang vào: D2.ihđ2
- Do dung dịch ở nồi 1 mang vào: (Gđ – W1).C1.ts1
Nồi 3:
- Do hơi đốt mang vào : D3.ihđ3
16


- Do dung dịch nồi 2 mang vào: (Gđ – W1 –W2).C2.ts2
Nhiệt lựợng ra:
Nồi 1:
- Do hơi đốt mang ra: W1.iht1

- Do dung dịch mang ra: (Gđ – W1).C1.ts1
- Do nước ngưng mang ra: D1.Cn1 .θ1
- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt1 = 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1)
Nồi 2:
- Do hơi thứ mang ra: W2.iht2
- Do dung dịch mang ra: (Gđ –W1 –W2).C2.ts2
- Do nước ngưng mang ra: D2.Cn2.θ2
- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt2 = 0,05.D2.(ihđ2 – Cn2.θ2)
Nồi 3:
- Do hơi thứ mang ra: W3.iht3
- Do dung dịch mang ra: (Gđ –W1 –W2 –W3).C3.ts3
- Do nước ngưng mang ra: D3.Cn3.θ3
- Do tổn thất nhiệt chung: Qtt3 = 0,05.D3.(ihđ3 – Cn3 θ3)
Viết phương trình cân bằng nhiệt lượng cho từng nồi:
Phương trình cân bằng nhiệt lượng:
ΣQvào = ΣQra
Nồi 1:
GđCđtđ + D1.ihđ1 = W1.iht1 + (Gđ – W1).C1.ts1+ D1.Cn1 .θ1+ 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1) (1)
Nồi 2:
D2.ihđ2 + (Gđ – W1).C1.ts1 = W2.iht2 + (Gđ –W1 –W2).C2.ts2 + D2Cn2 θ2 + 0,05.D2.(ihđ2 –
Cn2.θ2)
(2)
Nồi 3:
D3.ihđ3 + (Gđ – W1 –W2).C2.ts2 = W3.iht3 + (Gđ –W1 –W2 –W3).C3.ts3 + D3Cn3θ3+ 0,05.D3.
(ihđ3 – Cn3 θ3)
(3)
 Tính C1, C2, C3
Cơng thức tính C với dung dịch lỗng có x < 20% nên áp dụng ( CT I.43/152 –[I] )
 Co 4186(1 

x
)
100 J/kg.độ

Dung dịch đặc có x > 20% nên áp dụng CT I.44/152 – [I]
 Co C ht .

x
x
 4186(1 
)
100
100 J/kg.độ

Với Cht được tính theo cơng thức I.41/152- [I]
M ct .C ht nK .C K  n N .C N  nO .CO
Trong đó: Chất hịa tan C12H22O11 có:
M = 342 kg/kmol
nC, nH, nO: là số nguyên tử C, H, O trong hợp chất.
CC, CH, CO: là nhiệt dung riêng của các nguyên tố C, H, O và
17


CH = 26000J/kg.độ

CC = 26000J/kg.độ

CO =16800J/kg.độ

1

 C ht   nK .C K  n N .C N  nO .CO 
M

Suy ra:
J/kg.độ
Vậy, với dung dịch đầu, xđ = 15% < 20%, ta có:
J/kg.độ
Với dung dịch 1, có xdd1 = 19,41 % < 20%
J/kg.độ
Với dung dịch 2, có xdd2 = 28,7% > 20%
J/kg.độ
Với dung dịch 3, có xdd3 = 60% > 20%
J/kg.độ
 Tính Qtt lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn bốc hơi ở từng nồi:
Ta có: θ =thđ; D2 = W1; D3 = W2; W= W1+W2+W3
D1.Cn1 .θ1 = D1.il1
D2Cn2 θ2 = D2.il2 = W1.il2
D3Cn3 θ3 = D3.il3 = W2.il3
Với ili là nhiệt lượng riêng của nức ngưng nồi 1,2,3
Theo Bảng 57/46- [III], ra có:
Phđ1 = 2 at  il1 = 586,2kJ/kg
Phđ2 = 1,2866 at  il2 = 376,974 kJ/kg
Phđ3 = 0,9299 at  il3 = 292,12 kJ/kg
 Qtt1 = 0,05.D1.(ihđ1- Cn1 θ1) = 0,05.D1( ihđ1 – il1), J
 Qtt2 = 0,05.D2.(ihđ2 – Cn2.θ2) = 0,05.W1( ihđ2- il2), J
 Qtt3 = 0,05.D3.(ihđ3 – Cn3.θ3) = 0,05.W2( ihđ3- il3), J
Thay các dữ kiện trên vào phương trình (1), (2), (3), với các ẩn là W1,
W2, W3, D1 ta có kết quả như bảng sau:
Thay các dữ kiện trên vào phương trình (1), (2), (3), với các ẩn là W1,
W2, W3, D1 ta có kết quả như bảng sau:

Bảng 6: Kết quả tính tốn của phương trình cân bằng nhiệt lượng
Nồi

1

C
(J/kg.độ
)

il
(kJ/kg)

θ
(0C)

3373,5

586,2

121,212

W ( kg/h)
Giả
thiết
3409,09

Tính
tốn
3382,81

Sai số
%
0,771

18


2

3275,6

376,974

77,98

3750

3641,81

2,885

3

2282,76

292,12

56,357

4090,91

3956,36

3,289

Wi = . 100%
Ta có:
Sai số nồi 1 so với giả thuyết là 0,771%
Sai sô nồi 2 so với giả thuyết là 2,885%
Sai số nồi 3 so với thuyết bị 3,289%
 Sai số lý thuyết so với thực tế = 2,315% < 5%
 Vậy giả thuyết đưa ra cho toàn bộ q trình là hợp lý.

CHƯƠNG III: TÍNH TỐN CƠ KHÍ THIẾT BỊ CHÍNH
Thiết bị làm việc ở áp suất cao nhất là P= 2at = 2.9,81.10 4 = 1,962.105 N/m2 < 1,6.106
N/m2 nên coi như làm việc ở áp suất thấp.
Các chi tiết, bộ phận khơng bị đốt nóng, được cách ly với nguồn đốt nóng trực tiếp. Thiết
bị không sản xuất và không chứa các chất cháy nổ đọc hại ở áp suất thường.
Vậy thiết bị thuộc nhóm 2, loại II, có hệ số điều chỉnh η = 1 (XIII.2/356 – [II])
I.
Buồng đốt
1.
Số ống trong buồng đốt:
n=
Với:
F là tổng bề mặt đốt, m2. F = 150 m2
d là đường kính của ống truyền nhiệt, m
Do trong cả ba nồi hệ số cấp nhiệt của hơi đốt α1 > hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt đốt đến
chất lỏng sơi. Vậy chọn d là đường kính trong của ống truyền nhiệt.
Ống truyền nhiệt loại 64x7, tức là:

Đường kính ngoài: dn = 64 mm =64.10-3m
Độ dày: δ = 7mm = 7.10-3m
đường kính trong của ống d = dn - 2δ = 64.10-3 - 7.10-3 = 0,07m
l là chiều dài ống truyền nhiệt, m. Chọn l = 4m
Vậy từ các giả thiết trên, ta có số ống trong buồng đốt là:
n= = = 157,5 ống
Quy chuẩn theo bảng V.11/48 – [II]
Số ống theo hình 6 cạnh
Số hình 6 cạnh = 11
Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh = 23 ống
19


Tổng số ống khơng kể các ống trong các hình viên phân = 158 ống
Tổng số ống trong tất cả hình viên phân = 42 ống
Tổng số ống của thiết bị = 200 ống
2.
Tính thiết bị ống tuần hồn trung tâm.( tính theo bề mặt trong)
Vì đây là thiết bị cơ đặc có ống tuần hồn trung tâm .Nên tiết diện tuần hoàn trung tâm F th
lấy bằng khoảng 25% - 35% tổng bề mặt tiết diện tất cả các ống truyền nhiệt.
Tổng bề mặt tiết diện của các ống truyền nhiệt là:
Ftổng = n. = 439.
Lấy Fth = 0,25.Ftổng = 0,25.0,3986 = 0,09965 m2
Vậy dth = = = 0,3562 m
Quy chuẩn theo 416 – [II] ta có:
–
Đường kính trong dth = 0,4m
–
Đường kính ngồi dn = 0,426m
–

Độ dày ống δ = 0,013m
Tính lại Fth =

=

Xét . Vậy phù hợp.
3.

Đường kính trong buồng đốt.

Đường kính trong của buồng đốt tính theo công thức:
Dtr = , m
β= với t là bước ống (m), β = 1,4
dn là đướng kính ngồi của ống truyền nhiệt, dn = 0,038m
sinα = sin 600 = do xếp ống theo hình lục giác đều
F là tổng diện tích bề mặt đốt, m2
F = nống.hống.π.dtr = 439.4.π.0,034= 187,566m2
là hệ số sử dụng lưới đỡ ống. = 0,8
l là chiều dài ống truyền nhiệt, m. Chọn l = 4m
dth là đường kính ngồi của ống tuần hồn trung tâm, m. dth = 0,426m
Vậy, từ các dữ kiện trên ta có:
dtr = = 1,34 m
20


Quy chuẩn Dtr = 1,4 m
4.

Chiều dày buồng đốt.

Thường dùng thép chịu nhiệt CT3
Chiều dày của thân hình trụ làm việc chịu áp suất trong P được xác định theo công
thức sau:
S

Dtr .P
 C, m
2.  .  P

(XIII.8/360 – [II])

Trong đó:
–

Dtr: là đường kính trong của buồng đốt, m.

–

 : hệ số bền của thành hình trụ tính theo phương dọc,chon  =0,95.

(Theo bảng XIII.8/362 – [II]).
–

C: hệ số bổ sung ăn mòn
C =C1 + C2 + C3 , m ;

(XIII.17/363 – [II])

Trong đó:
C1 – là đại lượng chống ăn mịn ở mơi trường 1, mm/năm

Với thép CT3, ta chọn C1 = 1 mm/năm.
C2 – là đại lượng chống ăn mịn khi ngun liệu có chứa các hạt rắn chuyển động với tốc
độ lớn. Ở đây coi môi trường bão hòa nên C2 = 0.
C3 – đại lượng bổ sung đo dung sai của chiều dày, phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu,
theo bảng XIII.9/364 – [II] ta chọn C3 = 0,4 mm
→ C = 1 + 0 + 0.4 = 1.4 mm = 0.0014 m
–

P: áp suất trong thiết bị(N/m2). Do môi trường làm việc là bão hòa nên
P = Phđ1= 2at = 2. 9,81.104 = 19,62.104 N/m2.

–

[σ] -ứng suất cho phép gồm ứng suất kéo [σk],và ứng suất theo giới hạn chảy [σch];



Ứng suất kéo:
21


 kt
 k   
nb , N/m2;

(XIII.1/355 – [II])

Với η là hệ số điều chỉnh,theo bảng XIII.2/356 – [II] ta chọn η = 1
nb là hệ số an toàn theo giới hạn bền theo bảng XIII.3/356 – [II] ta chọn
nb = 2.6

σk giới hạn bền khi kéo theo bảng XII.4/309 – [II] ta chọn
= 380.106 N/m2
  k  



380.10 6
.1 146,154.10 6 ( N / m 2 )
2,6

Ứng suất cho phép giới hạn chảy:
t

 c   c .
nc

(N/m2)

(XIII.2/355 – [II])

Tương tự ta chọn : η = 1; nc = 1,5; = 240.106 N/m2
  c  

mà có  k 

240.10 6
.1 160.10 6 ( N / m 2 )
1,5

Ứng suất cho phép phải lấy giá trị nhỏ để tính tốn đảm bảo điệu kiện bền

6
2
<  c  nên chọn [σ] = [σk]= 146,154.10 ( N / m )
6
2
Hay [σ] = 146,154.10 ( N / m )

Xét tỉ số: .  = 0,95 = 744,924 > 50, nên bỏ qua P ở dưới mẫu trong công thức tính S.
Khi đó ta có:

S

= =m

Chọn S= 10 mm = 0,01m
*Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử:
22




 Dtr   S  C  Po
2 S  C 


 c , N / m2
12

Trong đó: Po là áp suất thử, tính tốn theo cơng thức sau:
Po=Pth+P1 , N/m2

(CT XIII.27/366 – [II]).

Pth áp suất thử thuỷ tĩnh lấy theo bảng XIII.5/358 – [II]
Kiểm tra với áp suất làm việc lớn nhất và dung dịch có tỉ trọng lớn nhất
chọn Pth=1,5.Phd, vì Phd = 19,62.104 < 1,6.106 (N/m2).
Po = 1,5.19,62.104 = 29,43.104 (N/m2)

Và

 c 240.10 6

2.108 ( N / m 2 )
1,2
1,2

Ta thấy: σ = (N/m2)
Vậy bề dày buồng đốt cho cả 3 nồi là 10mm.
5.

Bề dày đáy buồng đốt:

Ta chọn đáy hình nón có gờ và góc đáy là 600
Ta có bề dày đáy hình nón tính theo công thức sau:
Sd 

Dtr Po y
C
2  u  h
(m)

(XIII.52/399 – [II])

Trong đó: y là yếu tố hình dạng đáy,xác định theo đồ thị hình XIII.25/400 – [II] ta có
Rδ/Dtr=0.15 nên ta có y = 2
P = Pht + Pl = 29,43.104 N/m2
[σu] = 145.106N/m2
Theo bảng XIII.21/394 – [II] có:
Dtr = 1,4 m
H = 1269mm
Rδ= 210mm
23


 h = 0,95

C = 0,0014 m

Vậy ta chọn chiều dày của đáy là 20 mm
Giờ ta kiểm tra ứng suất thành đáy buồng đốt ở áp suất thủy lực
Với công thức sau:


Dtr .P0 . y

 c
2.( S d  C ). h 1,2

N/m2

Ta có: Po = 23,34.104 N/m2

Mà

= 2.108N/m2

Suy ra:



c
1,2

Vậy để thuận tiện trong công việc chế tạo ta chọn bề dày đáy buồng đốt cho cả 3 nồi là
20 mm
II.
1.

Buồng bốc
Thể tích buồng đốt
V = , m3

(VI.32/71 – [II])

Vì lượng hơi thứ nồi 3 bốc ra là lớn nhất, nên ta tính theo nồi 3 và quy chuẩn cho 2 nồi
cịn lại.

Vì lượng hơi thứ nồi 3 bốc ra là lớn nhất, nên ta tính theo nồi 3 và quy chuẩn cho 2 nồi
còn lại.
W là lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h

W = W3 = 4090,91 kg/h
24


là khối lượng riêng của hơi thứ, kg/m3.
= = 0,1456 kg/m3
Utt là cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi, m3/m3.h
Utt= f.Utt(1at) , m3/m3h ;
Ở đây Utt(1at)-cường độ bốc hơi thể tích cho phép khi p = 1at ,m3/m3h;
Utt(1at)=1700 m3/m3h;
f- là hệ số điều chỉnh-xác định theo đồ thị

( VI.3/72 – [II] )

Khi Ph < 1at thì đồ thị khơng chính xác với Pht3 = 0,0784 at →f = 1,713
→ Utt = 1,713.1700 = 2912,1 m3/m3h

2.

Chiều cao buồng bốc:

Vậy ta tính được chiều cao khơng gian hơi H bằng công thức (VI.34/72 – [II])
H

4.V
2
 .Dtr.bb

Với Dtr.bb là đường kính trong buồng bốc. Dtr.bb = 1,8m
V là thể tích buồng đốt, m3

H

4.V
4.16,74

3,41m
2
 .1,4 2
 .Dtr.bb

Vậy chọn H= 3,4m.

3.

Bề dày buồng bốc:

Vật liệu chế tạo buồng bốc là thép CT3 và bề dày buồng bốc tính theo công thức sau:
S

Dtr .P
C
2.    P
(m)

(XIII.8/360 – [II])

Với: Dtr= 1,8m
25