Đề tài Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều không lấy hơi phụ có phòng đốt ngoài thẳng đứng, cô đặc dung dịch NaNO3 với năng suất 3,4 kg/s

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI
VIỆN KỸ THUẬT HÓA HỌC
BỘ MƠN QT - TB CƠNG NGHỆ HĨA HỌC VÀ THỰC PHẨM
---------------🕮---------------

ĐỒ ÁN MÔN HỌC
Đề tài: Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều không lấy hơi phụ có phịng
đốt ngồi thẳng đứng, cơ đặc dung dịch NaNO3 với năng suất 3,4 kg/s.

GVHD: TS. Cao Thị Mai Duyên
SVTH: Nguyễn Thắng
MSSV: 20175158

HÀ NỘI - 2021



VIỆN KỸ THUẬT HỐ HỌC

CỘNG HỒ XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT
NAM

BỘ MƠN Q TRÌNH –THIẾT BỊ
CƠNG NGHỆ HỐ VÀ THỰC PHẨM

Độc lập – Tự do – Hạnh phúc

NHIỆM VỤ

THIẾT KẾ ĐỒ ÁN MÔN HỌC

Họ và tên: Nguyễn Thắng
Lớp: KTHH 03

MSSV: 20175158
Khóa: 62
I. Đầu đề thiết kế:
Tính tốn, thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi

cô đặc m

xuôi chiều làm việc liên tục, dùng để dung
dịch NaN𝑂3, năng suất F= 3,4 kg/s, chiều
cao ống truyền nhiệt: H = 6

II. Các số liệu ban đầu:
Nồng độ đầu của dung dịch: 10 % khối lượng;
Nồng độ cuối của dung dịch: 25 % khối lượng;
Áp suất hơi đốt nồi 1:
5 at;
Áp suất hơi ngưng tụ:
0,2 at.
III. Nội dung các phần thuyết minh và tính toán:
1. Phần mở đầu
2. Vẽ và thuyết minh sơ đồ cơng nghệ (bản vẽ A4)
3. Tính tốn kỹ thuật thiết bị chính
4. Tính và chọn thiết bị phụ
5. Kết luận
6. Tài liệu tham khảo.
IV.

Các bản vẽ
- Bản vẽ dây chuyền cơng nghệ:
- Bản vẽ lắp thiết bị chính:

V. Cán bộ hướng dẫn:
VI. Ngày giao nhiệm vụ:
VII. Ngày phải hoàn thành:
Phê duyệt của Bộ môn

khổ A4;
khổ A1.

TS. Cao Thị Mai Duyên
ngày 10 tháng 10 năm 2021
Ngày 10 tháng 10 năm 2021
Người hướng dẫn



Mục Lục
LỜI MỞ ĐẦU

1

PHẦN 1: TỔNG QUAN

2

1.1.

Giới thiệu về sản phẩm NaNO3

2

1.2.

Sơ lược về q trình cơ đặc

2

1.3.

Sơ đồ - Mô tả dây chuyền sản xuất

4

1.3.1. Bản vẽ sơ đồ dây chuyền sản xuất

4

1.3.2. Nguyên lý làm việc của hệ thống

5

PHẦN 2: TÍNH TỐN THIẾT BỊ CHÍNH

7

2.1.

Tính tốn lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W)

7

2.2.

Tính tốn lượng hơi thứ bốc ra ở mỗi nồi

7

2.3.

Tính nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi

8

2.4.

Tính chênh lệch áp suất chung của hệ thống (∆P)

8

2.5.

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

8

2.6.

Tính nhiệt độ ti’ (oC), áp suất hơi thứ p’i (at) ra khỏi từng nồi

9

2.7.

Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi

10

2.7.1. Tính tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao ∆i’’

10

2.7.2. Tính tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆i’

11

2.7.3. Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống ∆i’’’

12

2.7.4. Tính tổng tổn thất nhiệt độ của hệ thống

12

2.8.

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống

2.9.

Thiết lập phương trình cân bằng nhiệt để tính lượng hơi đốt D và

lượng hơi thứ Wi ở từng nồi

12
14

2.9.1. Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng

14

2.9.2. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch NaNO3

14

2.9.3. Các thơng số của nước ngưng

15

2.9.4. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng

15

2.10.

Tính hệ số cấp nhiệt, nhiệt lượng trung bình từng nồi

17

2.10.1. Tính hệ số cấp nhiệt α1 khi ngưng tụ hơi

17

2.10.2. Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ

19



2.10.3. Tính hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sơi

19

2.10.4. Tính nhiệt tải riêng về phía dung dịch

24

2.10.5. So sánh q1i và q2i

24

2.11.

Xác định hệ số truyền nhiệt của từng nồi

25

2.12.

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích từng nồi

25

2.13.

So sánh ∆Ti* và ∆Ti

26

2.14.

Tính bề mặt truyền nhiệt F

26

PHẦN 3: TÍNH TỐN CƠ KHÍ

3.1.

Buồng đốt nồi cô đặc

27

27

3.1.1. Xác định số ống trong buồng đốt

27

3.1.2. Xác định đường kính trong của buồng đốt

28

3.1.3. Xác định chiều dày phịng đốt

28

3.1.4. Tính chiều dày lưới đỡ ống

30

3.1.5. Tính chiều dày đáy phịng đốt

32

3.1.6. Tra bích lắp đáy và thân, số bulông cần thiết để lắp ghép 34
3.2.

Buồng bốc hơi

34

3.2.1. Thể tích phịng bốc hơi

34

3.2.2. Chiều cao phịng bốc hơi:

35

3.2.3. Chiều dày phòng bốc hơi

35

3.2.4. Chiều dày nắp buồng bốc

36

3.2.5. Tra bích để lắp nắp vào thân buồng bốc

37

3.3.

Tính một số chi tiết khác

37

3.3.1. Tính đường kính các ống nối dẫn hơi, dung dịch vào và ra .37
3.3.2. Tính tai treo và chân đỡ

43

3.3.3. Chọn kính quan sát

49

3.3.4. Tính bề dày lớp cách nhiệt

49

PHẦN 4: TÍNH TỐN THIẾT BỊ PHỤ

4.1.

Tính thiết bị ngưng tụ Baromet

53

53

4.1.1. Tính lượng nước lạnh Gn cần thiết để ngưng tụ

53

4.1.2. Tính đường kính trong Dtr của thiết bị ngưng tụ

54



4.1.3. Tính kích thước tấm ngăn

54

4.1.4. Tính chiều cao thiết bị ngưng tụ

55

4.1.5. Tính kích thước ống Baromet

56

4.1.6. Tính lượng hơi và khí khơng ngưng

58

4.2.

Tính tốn bơm chân khơng

58

4.3.

Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

60

4.3.1. Nhiệt lượng trao đổi (Q)

60

4.3.2. Hiệu số nhiệt độ hữu ích

61

4.3.3. Bề mặt truyền nhiệt

65

4.3.4. Số ống truyền nhiệt

65

4.3.5. Đường kính trong của thiết bị đun nóng

66

4.3.6. Tính vận tốc và chia ngăn

66

TÀI LIỆU THAM KHẢO

68



LỜI MỞ ĐẦU
Để trở thành một kỹ sư kỹ thuật hóa học, học phần “Đồ án Quá trình và thiết bị
Công nghiệp hóa học – thực phẩm” đã giúp em bước đầu làm quen với công việc của
một kỹ sư kỹ thuật hóa học là thiết kế, sản xuất thiết bị phục vụ nhiệm vụ sản xuất. Bộ
mơn “Q trình và thiết bị cơng nghệ hóa học” cung cấp những kiến thức cần thiết cho
sinh viên đặc biệt là kỹ sư máy hóa chất, giúp sinh viên hiểu và có khả năng vận hành
các thiết bị máy móc trong cơng nghiệp sản xuất có liên quan. Đây là nền tảng căn
bản, là cơ sở để các kỹ sư hiểu sâu hơn và nghiên cứu sản xuất các máy móc hiện đại
hơn trên thế giới nhất là trong thời đại mà máy móc phát triển như vũ bão hiện nay.

Trong phạm vi “Đồ án môn học – Nhiệm vụ thiết kế hệ thống cơ đặc hai nồi
xơi chiều thiết bị có phịng đốt ngồi thẳng dùng để cơ đặc dung dịch NaNO3” đề
cập đến việc tính tốn và thiết kế những thiết bị chính, phụ và tính cơ khí của hệ thống.
Để hoàn thành đồ án này em đã nhận được sự giúp đỡ rất lớn từ phía thầy cơ,
gia đình và bạn bè. Đặc biệt em xin được gửi lời cảm ơn chân thành đến giảng viên
hướng dẫn TS. Cao Thị Mai Duyên đã giúp đỡ em tận tình để hoàn thành đồ án này.
Do thời gian và kiến thức cịn hạn chế nên đồ án khơng tránh khỏi thiếu sót, em rất
mong nhận được ý kiến và sự góp ý của các thầy cơ để đồ án được hồn thiện hơn.
Em xin chân thành cảm ơn!



PHẦN 1: TỔNG QUAN
1.1.

Giới thiệu về sản phẩm NaNO3

a, Tính chất vật lý
-

Natri Nitrat thường ở dạng tinh thể không màu, khối lượng riêng 2,265 g/𝑐𝑚3, có
nhiệt độ nóng chảy là 𝑡𝑛𝑐 = 312℃.

-

Natri Nitrat tan trong nước, là chất điện li mạnh

-

Để ngồi khơng khí chúng bị chảy do hấp thụ hơi nước trong khơng khí

-

NaN𝑂3 kha bền với nhiệt (chúng có thể thăng hoa trong chân khơng ở 380-500
℃ ).
b, Tính chất hóa học

-

Ở nhiệt độ cao NaN𝑂3 là chất oxi hóa mạnh

-

Khi bị đun nóng NaN𝑂3 bị phân hủy tạo thành muối Nitrit và oxi
𝑡°

2NaN𝑂3 → 2NaN𝑂2 + 𝑂2
-

Phản ứng với Cu trong môi trương Axit:
2N𝑂3 − + 3𝐶𝑢 + 8𝐻+ → 3𝐶𝑢2++ 2NO + 4𝐻2𝑂
c, Ứng dụng

-

Trong thiên nhiên, chủ yếu được khai thác ở ChiLe nên được gọi là sanpet Chi Lê

-

Dùng để điều chế axit nitric, phân đạm, dùng trong công nghiệp thủy tinh, luyện

kim, độ tinh khiết 99,3 %, dùng trong thí nghiệm công nghiệp, dân dụng

-

Dùng làm thuốc nổ đen

1.2. Sơ lược về q trình cơ đặc
a, Q trình cơ đặc
Q trình cơ đặc là q trình làm đậm đặc dung dịch bằng việc đun sơi. Đặc
điểm của q trình này là dung môi được tách ra khỏi dung dịch ở dạng hơi, chất hoà
tan được giữ lại trong dung dịch, do đó, nồng độ của dung dịch sẽ tăng lên. Khi bay
hơi, nhiệt độ của dung dịch sẽ thấp hơn nhiệt độ sôi, áp suất hơi của dung môi trên mặt
dung dịch lớn hơn áp suất riêng phần của nó ở khoảng trống trên mặt thoáng dung dịch
nhưng nhỏ hơn áp suất chung.Trạng thái bay hơi có thể xảy ra ở các nhiệt độ khác
nhau và nhiệt độ càng tăng thì tốc độ bay hơi càng lớn, còn sự bốc hơi (ở trạng thái
sơi) diễn ra ngay cả trong lịng dung dịch( tạo thành bọt) khi áp suất hơi của dung môi



bằng áp suất chung trên mặt thoáng , trạng thái sơi chỉ có ở nhiệt độ xác định ứng với
áp suất chung và nồng độ của dung dịch đã cho.
Trong q trình cơ đặc, nồng độ của dung dịch tăng lên, do đó mà một số tính
chất của dung dịch cũng sẽ thay đổi. Điều này có ảnh hưởng đến q trình tính tốn,
cấu tạo vá vận hành của thiết bị cô đặc. Khi nồng độ tăng, hệ số dẫn nhiệt 𝜆, nhiệt
dung riêng C, hệ số cấp nhiệt 𝛼 của dung dịch sẽ giảm. Ngược lại, khối lượng riêng 𝜌,
độ nhớt 𝜈, tổn thất do nồng độ Δ’ sẽ tăng. Đồng thời khi tăng nồng độ sẽ tăng điều kiện
tạo thành cặn bám trên bề mặt truyền nhiệt, những tính chất đó sẽ làm giảm bề mặt
truyền nhiệt của thiết bị.
Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cơ đặc gọi là hơi thứ, hơi thứ ở
nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng một thiết bị khác, nếu dùng hơi thứ để đun nóng

cho một thiết bị ngồi hệ thống thì ta gọi đó là hơi phụ.
Q trình cơ đặc có thể tiến hành trong thiết bị cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi,
làm việc liên tục hoặc gián đoạn. Q trình cơ đặc có thể được thực hiện ở các áp suất
khác nhau tuỳ theo yêu cầu kĩ thuật, khi làm việc ở áp suất thường thì có thể dùng thiết
bị hở, khi làm việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cơ đặc trong chân khơng vì có
ưu điểm là có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt (khi áp suất giảm thì nhiệt độ sơi của
dung dịch giảm dẩn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng).
b, 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 đun nồi thứ hai, hơi thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba...hơi thứ nồi cuối
cùng đi vào thiết bị ngưng tụ. Dung dịch đi vào lần lượt từ nồi nọ sang nồi kia, qua
mỗi nồi đều bốc hơi môt phần, nồng độ dần tăng 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 các 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.
Trong các loại hệ thống cơ đặc nhiều nồi thì hệ thống cơ đặc nhiều nồi xi
chiều được sử dụng nhiều hơn cả.



Ưu điểm của loại này là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ
sự chênh lệch áp suất giữa các nồi, nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, do đó
dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là
dung dịch được làm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước làm
quá trình tự bốc hơi.
Nhược điểm: nhiệt độ dung dịch ở các nồi sau thấp dần nhưng nồng độ của

dung dịch lại tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh, kết quả hệ số truyền
nhiệt sẽ giảm đi từ nồi đầu đến nồi cuối. Hơn nữa, dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt
độ thấp hơn nhiệt độ sôi nên cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung
dịch.
Trong công nghệ hố chất và thực phẩm, Cơ đặc là q trình làm bay hơi một
phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi. ở nhiệt độ sôi; với mục
đích:
+ Làm tăng nồng độ của chất hồ tan trong dung dịch
+ Tách các chất hoà tan ở dạng rắn (kết tinh)
+ Tách dung môi ở dạng nguyên chất.v.v.
1.3.

Sơ đồ - Mô tả dây chuyền sản xuất

1.3.1. Bản vẽ sơ đồ dây chuyền sản xuất
(Bản vẽ tay A4 đính kèm)
Chú thích:
1.

Thùng chứa dung

dịch đầu 2, 2’. Bơm
3. Thùng cao vị
4. Lưu lượng kế
5.

Thiết bị gia nhiệt hỗn

hợp đầu 6, 6’. Buồng đốt của nồi
cô đặc

7, 7’. Buồng bốc hơi của nồi cô đặc
8. Thiết bị ngưng tụ baromet
9. Thiết bị thu hồi bọt
10. Thùng chứa nước
11. Thùng chứa sản phẩm



12. Bơm chân không




1.3.2. Nguyên lý làm việc của hệ thống
-

Dung dịch chứa trong thùng chứa được bơm (2) đưa lên thùng cao vị có chảy tràn
để ổn định lưu lượng. Lưu lượng kế (4) điều chỉnh lưu lượng cần thiết của dung
dịch vào thiết bị gia nhiệt (5), đun nóng tới nhiệt độ sôi dung dịch, sau đó đưa vào
nồi cô đặc 1 (6). Dung dịch sau nồi 1 đạt nồng độ 𝑥1 sẽ sang nồi 2 nhờ chênh lệch
áp suất. Sau nồi 2 dung dịch đạt nồng độ cuối và sẽ làm lạnh bằng thiết bị làm lạnh
(16) sau đó đẩy vào thùng chứa sản phẩm (15)

-

Hơi thứ ở nồi 1 (6) được làm hơi đốt cho nồi 2 (7) vì nhiệt độ lớn hơn nhiệt độ sôi
dung dịch nồi 2 (7). Hơi thứ nồi 2 (7) đi vào thiết bị ngưng tụ Baromet. Hơi được
ngưng tụ thành lỏng và tự chảy xuống thùng chứa khí khơng ngưng có lẫn bọt qua
cơ cấu tách bọt, bọt sẽ được đi xuống thùng chứa, khí khơng ngưng đi ra ngồi nhờ
bơm (11).

Hệ thống cô đặc xuôi chiều (hơi đốt và dung dịch đi cùng chiều với nhau từ nồi nọ
sang nồi kia) được dùng khá phổ biến trong cơng nghiệp hóa chất. Nhiệt độ sôi của
nồi trước lớn hơn nồi sau, do đó, dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có
nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sơi, kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh đi và lượng
nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc hơi. Nhưng
khi dung dịch vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sơi của dung dịch, thì cần
phải đun nóng dung dịch do đó tiêu tốn thêm một lượng hơi đốt. Vì vậy, khi cô đặc
xuôi chiều, dung dịch trước khi vào nồi nấu đầu cần được đun nóng sơ bộ bằng hơi
phụ hoặc nước ngưngtụ.
Nhược điểm của cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ của dung dịch ở các nồi sau
thấp dần, nhưng nồng độ của dung dịch tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch
tăng nhanh, kết quả là hệ số truyền nhiệt sẽ giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.







PHẦN 2: TÍNH TỐN THIẾT BỊ CHÍNH
u cầu:
Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều không lấy hơi phụ có phịng đốt ngồi
thẳng đứng, cơ đặc dung dịch NaNO3 với năng suất 12240 kg/h.
Các số liệu ban đầu:

2.1.

-

Nồng độ đầu vào của dung dịch: 10 % kh.lg

-

Nồng độ cuối của dung dịch: 25 % kh.lg

-

Áp suất hơi đốt nồi đầu: 5,0 at

-

Áp suất hơi ngưng tụ: 0,2 at

Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W)
. (1 − Xd)
Áp dụng công thức:
W = Gd

VI.1, [2 - 55]

XC

Trong đó:

W – Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (kg/h)
xd – Nồng độ đầu vào của dung dịch: xd = 10%
xc – Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 25% Gd
– Lượng dung dịch đầu: Gd = 12240 [kg/h]

Thay số, ta có: W = 12240. (1 − 10) = 7344,00 [kg/h]

25

2.2.

Tính tốn lượng hơi thứ bốc ra ở mỗi nồi
Gọi: W1 – Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 1: W1 [kg/h]
W2 – Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 2: W2 [kg/h]
Lượng hơi thứ bốc ra ở nồi sau lớn hơn nồi trước. Để đảm bảo việc dùng toàn
bộ lượng hơi thứ nồi trước làm hơi đốt cho nồi sau ta chọn:
Giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở hai nồi là:
Mặt khác:

W2:W1 = 1,06

(1)

W= W1 + W2= 7344

(2)

Từ (1) và (2) ta tính được: W1 = 3565,05[kg/h]
W2 = 3778,95 [kg/h]



2.3.

Tính nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi
[%]
Áp dụng công thức: 𝑥 = G .

VI.2c, [2 – 57]

Xd

𝑖

d

𝐺d−∑

𝑖

𝑊𝑗

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 1 là:
𝑥 =G.
12240.
1

d

Xd

= 14,11 %
=
10

12240−3617,73

𝐺d− 𝑊1

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2 là:
𝑥 =G.
12240.
2

2.4.

d

= 25 %
=

Xd

10

12240−(3617,73+3726,27)

𝐺d− (𝑊1+𝑊2)

Tính chênh lệch áp suất chung của hệ thống (∆P)
Chênh lệnh áp suất chung của hệ thống (∆P) là hiệu số giữa áp suất hơi đốt sơ
cấp p1 ở nồi 1 và áp suất hơi thứ trong thiết bị ngưng tụ png.
∆P = p 1 – png, at
Thay số, ta có:

2.5.

∆P = 5 – 0,2 = 4,8 [at]

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

a. Áp suất
Hiệu số áp suất nồi trước lớn hơn nồi sau.
Giả thiết phân bố hiệu số áp suất hơi đốt giữa các nồi:
∆p1: ∆p2 = a1: a2 = 2,3: 1
[at]
∆p = ∆p𝑖.ai
𝑖

𝑛
𝑗=1

𝑎𝑗

Thay số, ta có:
∆
p
1

=

∆
p.
𝑎

1
𝑎1+𝑎2

∆
p



2

=

= 4,8.

= 3,35 at

2,3

2,3+1

∆ = 4,8.
p.

= 1,45 at

1

𝑎
2

𝑎1+𝑎2

2,3+1

Áp suất hơi đốt từng nồi được tính:
pi = pi-1 - ∆pi-1

[at]

Thay số, ta có:
p1 = 5 at
p2 = p1 - ∆p1 = 5 – 3,35 = 1,65 at



b. Nhiệt độ hơi đốt T ( oC), nhiệt lượng riêng I (J/kg), nhiệt hóa hơi r (J/kg)
Tra bảng I.251 trong [1 – 314] và nội suy ta có:
+ Nồi 1: với p1 = 5 at, ta có:
-

Nhiệt độ hơi đốt:

T1 = 151,1

[oC]

-

Nhiệt lượng riêng:

i1 = 2754.103

[J/kg]

-

Nhiệt hóa hơi:

r1 = 2117.103

[J/kg]

[oC]

+ Nồi 2: với p2 = 1,65 at, ta có:
-

Nhiệt độ hơi đốt:

T2 = 113,60

-

Nhiệt lượng riêng:

i2 = 2704,9.103 [J/kg]

-

Nhiệt hóa hơi:

r2 = 2224,5.103 [J/kg]

+ Với png = 0,2 at, ta có:
Tng = 59,7 oC
ing = 2607.103 (J/kg)
rng = 2358.103 (J/kg)
2.6.

Tính nhiệt độ ti’ (oC), áp suất hơi thứ p’i (at) ra khỏi từng nồi
Áp dụng công thức: ti’ = Ti+1 + ∆i’’’
Trong đó:

[oC]

ti’: nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi i (i = 1,2)
∆i’’’: tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống
(chọn ∆1’’’ = 1 oC; ∆2’’’ = 1 oC)

Thay số, ta có: t1’ = T 2 + ∆1’’’ = 113,6 + 1 = 114,6 oC
t2’ = T ng + ∆2’’’ = 59,7 + 1 = 60,7 oC
Tra bảng I.251 trong [1 – 314] và nội suy, ta có:
+ Nồi 1: với t1’ = 114,6 oC, ta có:
-

Áp suất hơi thứ:

p1’ = 1,7

[at]

-

Nhiệt lượng riêng:

i1’ = 2703,4.10 3

[J/kg]

-

Nhiệt hóa hơi:

r1’ = 2222,04.10 3

[J/kg]

+ Nồi 2: với t2’ = 60,7 oC, ta có:
-

Áp suất hơi thứ:

p2’ = 0,21

[at]

-

Nhiệt lượng riêng:

i2’ = 2609,61.10 3

[J/kg]

-

Nhiệt hóa hơi:

r2’ = 2355,29.10 3

[J/kg]






Bảng tổng hợp số liệu 1:
Hơi đốt
Nồi

p, at

T, oC

1

5

151,1

2

1,65

113,6

2.7.

Hơi thứ

i.103,

r.103,

J/kg

J/kg

2754

2117

i’.103,

r’.103,

J/kg

J/kg

x%

p’, at

t’, oC

1,7016

114,6

2703.4 2222,04

14,11

2704,9 2224,5 0,2097

60,7

2609,6 2355,29

25

Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi
Trong thiết bị cô đặc xuất hiện sự tổn thất nhiệt độ. Tổng tổn thất nhiệt độ này

là do nồng độ tăng cao (∆’), do áp suất thủy tĩnh tăng cao (∆’’), do trở lực đường ống
(∆’’’)
2.7.1. Tính tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao ∆i’’
Tổn thất này do nhiệt độ sôi ở đáy thiết bị cô đặc luôn lớn hơn nhiệt độ sôi của
dung dịch ở trên mặt thống. Thường tính tốn ở khoảng giữa của ống truyền nhiêt.
Cơng thức tính:

∆i’’ = t tbi – ti’

[oC]

ttbi : nhiệt độ sôi ứng với ptbi

[oC]

ti’: nhiệt độ sôi ứng với pi’

[oC]

[2-60]

Trong đó:

ptbi là áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối (lỏng – hơi) trong ống tuần hồn, tính
theo cơng thức VI.12 [4 – 60]:
+ 𝐻) . .𝜌𝑑𝑑𝑖 .

𝑝′ =
𝑝+
[(ℎ
𝑡𝑏𝑖

𝑖

1

2

[N/m2]

𝑔

]

2

9.81.10

4

Trong đó:
𝜌𝑑𝑑𝑖: khối lượng riêng của dung dịch tương ứng với 20℃, nồi thứ i [kg/𝑚3]
pi’: áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch

[at]

h1: chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng,



chọn h1 = 0,8 [m]
H: chiều cao ống truyền nhiệt, chọn H = 6 [m]



g: gia tốc trọng trường g = 9,81 [m/s2]
+ Nồi 1: với p1’ = 1,7016 [at]

Tra bảng I.59 trong [1 – 46] và nội suy với t = 114,6 oC, x1 = 14,11%, ta có:
[kg/m3]

𝜌𝑑𝑑1 = 1097,52
Thay vào phương trình, ta có:
p

= 1,7016 + [(0,8 + 6) . 1097,52 . 9,81] : (9,81. 104)
tb1

2

2

= 1,91 (at)
Tra bảng I.251 trong [1– 314] và nội suy với ptb1 = 1,91 [at], ta có:
ttb1 = 118,15 oC
⇨ ∆1’’ = t tb1 – t1’ = 118,15– 114,6 = 3,55 [ oC]
+ Nồi 2: với p2’ = 0,21 [at]
Tra bảng I.59 trong [1 – 46] và nội suy với t = 60,7 oC, x2 = 25%, ta có:
[kg/m3]

𝜌𝑑𝑑2 = 1183,42
Thay vào phương trình, ta có:
p

= 0,21 + [(0,8 + 6) . 1183,42 . 9,81] : (9,81. 104)
tb2

2

2

= 0,43 (at)
Tra bảng I.251 trong [1 – 314] và nội suy với ptb2 = 0,43 [at], ta có:
ttb2 = 77,42 oC
⇨ ∆2’’ = t tb2 – t2’ = 77,42 – 60,7 = 16,72 [ oC]
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao:
∑ ∆′′= ∆1′′ + ∆2′′ = 3,55 + 16,72 = 20,27 (oC)
2.7.2. Tính tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆i’
Phụ thuộc vào tính chất tự nhiên của chất hịa tan và dung môi vào nồng độ và
áp suất của chúng. ∆i’ ở áp suất bất kì được xác định theo phương pháp Tysenco:
𝘍 2

∆i’ = f. ∆ 0’ = 16,2.

(𝑡 )
𝑠𝑖

𝑟

. ∆0i’

[oC]

[2 – 58, 59]

Trong đó:
tsi’: nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (hơi thứ) ở áp suất đã cho [oK]

r: ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất (hơi thứ) ở áp suất làm việc [J/kg]
∆0i’: tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung
môi ở nhiệt độ nhất định và áp suất khí quyển (tsdd > tsdm)
+ Nồi 1: Ta có:
ts1’ =ttb1 + 273= 118,15 + 273 = 391,15 [K]
Tra bảng cuối bản hướng dẫn và nội suy với nồng độ dung dịch NaNO3 là
x1 = 14,11% ta được ∆01’ = 1,72 oC
⇨

∆ ’ = 16,2.

391,15
2

.1,72 =1 1,97

[oC]

3

2117.10

+ Nồi 2: Ta có:
ts2’ = ttb2 + 273= 77,42 + 273 = 350,42 [oK]
Tra bảng VI.2 [2-64] và nội suy với nồng độ dung dịch NaNO3 là x2 = 25% ta được
∆02’ = 3,45 oC
⇨

∆ ’ = 16,2.
2

.3,45 = 2,8

350,42
2

2224,45.10

[oC]

3

Tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao là:
∑ ∆′= ∆1′ + ∆2′ = 1,97 + 2,8 = 4,77 (oC)
2.7.3. Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống ∆i’’’
Trở lực ở đây chủ yếu là các đoạn ống nối giữa các thiết bị. Đó là đoạn nối giữa
nồi 1 với nồi 2, nồi 2 với thiết bị ngưng tụ. Trong giả thiết mục 2.6 khi tính nhiệt độ và
áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi ta đã chọn ∆1’’’= 1 (oC); ∆2’’’ = 1 ( oC)
Vậy tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống bằng:
∑ ∆′′′= ∆1′′′ + ∆2′′′ = 1 + 1 = 2 (oC)
2.7.4. Tính tổng tổn thất nhiệt độ của hệ thống
𝟐

2

2
′

2
′′

∑ ∆ = ∑ ∆ + ∑ ∆ + ∑ ∆′′′
𝑖

𝒊=𝟏

𝑖=1

𝑖

𝑖=1

= 4,77 + 20,27 + 2 = 27,04 [oC]
2.8.

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống

𝑖
𝑖=1



2.8.1. Hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống:
∆𝑇𝑖 = 𝑇1 − 𝑇𝑛𝑔 − ∑2
𝟐
𝒊=𝟏

∆

(VI.17 và VI.18 [2 –
67])



= 151,1 − 59,7 − 27,04 = 64,36 [oC]
Trong đó:
T1: nhiệt độ hơi đốt ở nồi 1
Tng: nhiệt độ hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ
∆: tổng tổn thất nhiệt độ của 2 nồi
2
𝑖=1

2.8.2. Hiệu số nhiệt độ hữu ích trong mỗi nồi:
Là hệ số nhiệt độ hơi đốt Ti và nhiệt độ sơi trung bình của dung dịch cơ đặc.
[oC]

∆Ti = Ti – tsi

Tính nhiệt độ sơi của dung dịch trong từng nồi theo công thức:
tsi = ti’ + ∆ i’ + ∆ i’’

[oC]

⇨ ts1 = t1’ + ∆ 1’ + ∆ 1’’ = 114,6 + 1,97 + 3,55 = 120,12 [oC]
⇨ ts2 = t2’ + ∆ 2’ + ∆ 2’’ = 60,70 + 2,8 + 16,72 = 80,22 [oC]
Thay số, ta được:
∆T1 = T1 – ts1 = 151,1 – 120,12 = 30,98 [oC]
∆T2 = T2 – ts2 = 112,88 – 80,22 = 33,38 [oC]

Bảng tổng hợp số liệu 2:
Nồi

∆’, [oC]

∆’’, [oC]

∆’’’, [oC]

∆T, [oC]

tsi, [oC]

1

1,97

3,55

1

30,98

120,12

2

2,8

16,72

1

33,38

80,22



2.9.

Thiết lập phương trình cân bằng nhiệt để tính lượng hơi đốt D và lượng
hơi thứ Wi ở từng nồi

2.9.1. Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng

Trong đó:
Gd: lượng hỗn hợp đầu đi vào thiết bị
D: lượng hơi đốt vào nồi thứ nhất
W1, W2: lượng hơi thứ đi ra khỏi nồi 1, nồi 2
i1, i2: nhiệt lượng riêng của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2
i1’, i2’: nhiệt lượng riêng của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2
C0, C1, C2: nhiệt dung riêng của dung dịch ban đầu, dung dịch ra khỏi
nồi 1, nồi 2
Cnc1, Cnc2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ra khỏi nồi 1, nồi 2
ts0, ts1, ts2: nhiệt độ sôi của dung dịch đầu, dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2
θ1, θ2 : nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2
Qm1, Qm2: nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2 (bằng 5% nhiệt lượng tiêu
tốn để bốc hơi ở từng nồi)
2.9.2.

Tính nhiệt dung riêng của dung dịch NaNO3
Với dung dịch loãng (x < 20%) nhiệt dung riêng tính theo cơng thức:
C = 4186. (1 – x)

[J/kg.độ]

I.43, [1 – 152]

+ Dung dịch ban đầu có xd = 10% nên ta có:
C0 = 4186. (1 – 0,1) = 3767,4 [J/kg.độ]
+ Dung dịch ra khỏi nồi 1 có x1 = 14,11% nên ta có:
C1 = 4186. (1 – 0,1411) = 3595,36 [J/kg.độ]
Với dung dịch đặc (x > 20%) nhiệt dung riêng tính theo cơng thức:
C = Cht. x + 4186. (1 – x)

I.44, [1 – 152]



Trong đó: Cht: nhiệt dung riêng của chất hòa tan khan (khơng chứa nước), J/kg.độ
x: nồng độ chất hịa tan, phần khối lượng
Cht tính theo cơng thức: MCht = n1c1 + n2c2 + n3c3

[1 – 152]

Với NaNO3 ta có M = 85; n1 = 1; n2 = 1; n3 = 3
Tra bảng I.141 trong [1 – 152] ta có nhiệt dung nguyên tử của các nguyên tố:
Na: c1 = 26000 [J/kg nguyên tử.độ]
N: c2 = 26000 [J/kg nguyên tử.độ]

O: c3 = 16800 [J/kg nguyên tử.độ]
Từ đó ta có: Cht =

1.26000+1.26000+3.16800

= 1204,71
[J/kg.độ]
85

+ Dung dịch ra khỏi nồi 2 có x2 = 25% nên ta có:
C2 = Cht.x2 + 4186. (1 – x2) = 1204,71.0,25 + 4186. (1 – 0,25)
= 3440,68 [J/kg.độ]
2.9.3. Các thông số của nước ngưng
Nhiệt độ của nước ngưng lấy bằng nhiệt độ hơi đốt:
θ1 = T1 = 151,1 oC; θ2 = T2 = 112,88 oC
Để giảm lượng hơi đốt tiêu tốn, người ta gia nhiệt hỗn hợp đầu đến nhiệt độ
càng cao càng tốt vì quá trình này có thể tận dụng nhiệt lượng thừa của các quá trình
sản xuất khác.
Do đó có thể chọn: ts0 = ts1 = 120,12 oC
Nhiệt dung riêng của nước ngưng:
Tra bảng I.249 [3 – 311] và nội suy với:
θ1 = 151,1 oC 🡺 Cnc1 = 4314,74 [J/kg.độ] θ2
= 113,6 oC 🡺 Cnc2 = 4238,95 [J/kg.độ]
2.9.4. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng
+ Nồi 1:
Lượng nhiệt mang vào:
●

Do dung dịch đầu: GdC0ts0

● Do hơi đốt: Di1