ĐỒ án môn học đề tài THIẾT kế hệ THỐNG THIẾT bị cô đặc HAI nồi XUÔI CHIỀU BUỒNG đốt NGOÀI làm VIỆC LIÊN tục cô đặc DUNG DỊCH KNO3 1

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI
VIỆN KĨ THUẬT HÓA HỌC
BỘ MƠN Q TRÌNH THIẾT BỊ CƠNG NGHỆ HĨA HỌC VÀ THỰC PHẨM
−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−−

ĐỒ ÁN MÔN HỌC
Đề tài: THIẾT KẾ HỆ THỐNG THIẾT BỊ CÔ ĐẶC HAI
NỒI XUÔI CHIỀU BUỒNG ĐỐT NGỒI LÀM VIỆC
LIÊN TỤC CƠ ĐẶC DUNG DỊCH KNO3

Sinh viên thực hiện:

Mã số sinh viên:
Lớp:
Giáo viên hướng dẫn:

Lê Minh Thư
20180944
KTHH03-K63
Đặng Thị Tuyết Ngân

Hà Nội, 1/2022


VIỆN KỸ THUẬT HỐ HỌC

CỘNG HỒ XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
Độc lập – Tự do – Hạnh phúc

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

NHIỆM VỤ

THIẾT KẾ ĐỒ ÁN MÔN HỌC CH3440
Họ và tên: Lê Minh Thư

MSSV:201800944

Lớp:KTHH- 03

Khóa:K63

I. Đầu đề thiết kế: Thiết kế hệ thống cơ đặc xi chiều gồm 2 nồi loại có buồng đốt
ngồi dùng để cơ đặc dung dịch KNO3
Các số liệu ban đầu:
Năng suất đầu vào: 10800 kg/h
Nồng độ ban đầu: 5
% kh.lg
Nồng độ cuối: 23
%kh.lg
II.

Áp suất hơi đốt nồi đầu: 5,0
Áp suất làm việc của thiết bị ngưng tụ:0,2

at
at

Nội dung các phần thuyết minh và tính tốn:
1. Phần mở đầu

2. Vẽ và thuyết minh sơ đồ công nghệ (bản vẽ A4)
3. Tính tốn kỹ thuật thiết bị chính
4. Tính cơ khí thiết bị chính
5. Tính và chọn thiết bị phụ (3 thiết bị phụ)
6. Kết luận
7. Tài liệu tham khảo.
8. Bản vẽ dây chuyền công nghệ:
khổ A4

9. Bản vẽ lắp thiết bị chính:
III. Cán bộ hướng dẫn:
IV. Ngày giao nhiệm vụ:
V.
Ngày phải hoàn thành:

khổ A1
Đặng Thị Tuyết Ngân
ngày 5 tháng 10 năm 2021.
ngày 27 tháng 1 năm 2022

(Dùng cho sinh viên khối cử nhân kỹ thuật/kỹ sư)
Phê duyệt của Bộ môn

Ngày 27 tháng 1 năm 2022
Người hướng dẫn

0


LỜI MỞ ĐẦU

Trong kế hoạch đào tạo đối với sinh viên trình độ năm thứ 4, Đồ án quá trình thiết
bịtrong cơng nghiệp hóa chất và thực phẩm là một cơ hội tốt để sinh viên có thể tiếp
cận với việc tính tốn, thiết kế và chọn lựa các chi tiết của một thiết bị theeo các thông
số cụ thể. Qua đó sinh viên có thể tích lũy được những kiến thức cần thiết như: khả năng
đọc, tra cứu tài liệu và kĩ năng tính tốn, trình bày theo phong cách khoa học. Những kĩ
năng này rất có ích cho sinh viên sau này khi ra trường đi làm việc.
Trong đồ án này, nhiệm vụ của em là “Tính tốn, thiết kế hệ thống cơ đặc hai nồi
có buồng đốt ngồi, làm việc liên tục để cơ đặc dung dịch KNO3 từ nồng độ 5% lên
23%. Đồ án được thực hiện dưới sự hướng dẫn của cô Đặng Thị Tuyết Ngân.Vì đồ án
qn trình và thiết bị trong cơng nghiệp hóa chất và thực phẩm là đề tài lớn dầu tiên mà
em được đảm nhận nên không tránh khỏi những thiếu xót và hạn chế. Do đó em rất
mong được sự chỉ dẫn, góp từ các thầy cơ để em có thể hồn thành tốt đồ án này.

Sinh viên thực hiện
Lê Minh Thư


Mục Lục
LỜI MỞ ĐẦU ................................................................................................................. 0
PHẦN 1: TỔNG QUAN ................................................................................................. 4
1. Tổng quan về KNO3 ................................................................................................. 4
1.1 Tính chất hóa học .................................................................................................. 4
1.2. Điều chế KNO3 ..................................................................................................... 4
1.3. Ứng dụng quan trong của KNO3 trong đời sống và sản xuất. .............................. 4
1.4 Ưu điểm của hóa chất KNO3 .................................................................................. 5
2. Tổng quan về cô đặc ................................................................................................. 5
2.1 Định nghĩa cô đặc .............................................................................................. 5
2.2 Ứng dụng của cô đặc.......................................................................................... 6
2.3

Phân loại các thiết bị trong cơ đặc ..................................................................... 6

3. Quy trình cơng nghệ ................................................................................................. 7
3.1 Cơ sở lựa chọn quy trình công nghệ: ................................................................. 7
3.2 Sơ đồ và thuyết minh quy trình cơng nghệ: ....................................................... 8
3.2.1 Sơ đồ cơng nghệ: ......................................................................................... 9
3.2.2 Thuyết minh sơ đồ ......................................................................................... 10
PHẦN 2: TÍNH TỐN QUÁ TRÌNH........................................................................... 12
1. Xác định lương hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống ......................................................... 12
2. Tính sơ bộ lượng hơi bốc ra khỏi mỗi nồi: ............................................................. 12
3. Tính nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi cô đặc: ........................................ 12
4.
5.
6.
7.

Tính chênh lệch áp suất chung của hệ thống ∆P .................................................... 13
Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt cho mỗi nồi ...................................................... 13
Tính nhiệt độ ti’ và áp suất của hơi thứ ra khỏi từng thiết bị cô đặc: ..................... 13
Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi ........................................................................ 14

7.1 Tính tổn thất nhiệt đọ do áp suất thủy tĩnh tăng cao ∆i’’ .................................... 14
7.2. Tính tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆′: .............................................................. 15
7.3.Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống ∆i’’’ ....................................................... 16
7.4.Tính tổng tổn thất nhiệt độ của hệ thống ............................................................. 16
8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống ............................................................ 16
9. Thiết lập phương trình cân bằng nhiệt để tính lượng hơi đốt D và lượng hơi thứ Wi
ở từng nồi ....................................................................................................................... 17
9.1.Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng .................................................................................. 17
1

9.2. Xác định nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi. ........................................... 18
9.3. Phương trình cân bằng nhiệt lượng .................................................................... 18
10. Tính hệ số cấp nhiệt và nhiệt lượng trung bình từng nồi α ..................................... 21
10.1. Tính hệ số cấp nhiệt .......................................................................................... 21
10.2.
10.3.
10.4.

Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ ............................................................. 22
Hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt ống truyền nhiệt đến chất lỏng sơi: ................ 22
Tính nhiệt tải riêng q2 về phía dung dịch: ..................................................... 26

11. Xác định hệ số truyền nhiệt của từng nồi: ........................................................... 26
12. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích cho từng nồi: ............................................................ 27
13.

So sánh ∆Ti ∗và ∆Ti ............................................................................................ 27

14. Tính bề mặt truyền nhiệt F .................................................................................. 28
PHẦN 3: TÍNH TỐN CƠ KHÍ ................................................................................... 29
1.Buồng đốt nồi cơ đặc .................................................................................................. 29
1.1: Tính số ống trong buồng đốt ............................................................................... 29
1.2:Đường kính trong của buồng đốt ......................................................................... 30
1.3. Tính chiều dày buồng đốt .................................................................................... 30
1.4. Tính chiều dày lưới đỡ ống ................................................................................. 33
1.5. Tính chiều dày đáy buồng đốt ............................................................................. 34
1.6. Tra bích lắp vào thân và đáy, số bu lông cần thiết để lắp ghép .......................... 36
2. Buồng bốc nồi cô đặc ................................................................................................ 36

2.1. Thể tích khơng gian hơi ...................................................................................... 36
2.2. Tính chiều cao phịng bốc hơi ............................................................................. 37
2.3. Tính chiều dày phịng bốc hơi ............................................................................. 37
2.4. Tính chiều dày nắp buồng bốc ............................................................................ 38
2.5. Tra bích lắp vào thân và đáy, số bu lơng cần thiết để lắp ghép .......................... 39
3. Tính một số chi tiết khác: .......................................................................................... 41
3.1Tính đường kính các ống nối dẫn hơi, dung dịch vào và ra thiết bị ..................... 41
3.1.1 Ống dẫn hơi đốt vào....................................................................................... 41
3.1.2. Ống dẫn dung dịch vào ................................................................................. 42
3.1.3 Ống dẫn dung dịch ra .................................................................................... 43
3.1.4. Ống tháo nước ngưng .................................................................................. 43
3.2Tính và chọn tai treo ............................................................................................. 44
3.2.1 Tính Gnk ......................................................................................................... 44
3.2.2 Tính Gnd ......................................................................................................... 48
3.3 Chọn kính quan sát ............................................................................................... 50
3.4 Tính bề dày lớp cách nhiệt ................................................................................... 51
2


PHẦN 4: TÍNH TỐN THIẾT BỊ PHỤ ....................................................................... 55
1.Thiết bị ngưng tụ baromet .......................................................................................... 55
1.1. Tính tốn lượng hơi nước ngưng tụ .................................................................... 56
1.2. Tính đường kính trong của thiết bị ngưng tụ ...................................................... 57
1.3. Tính kích thước tấm ngăn ................................................................................... 57
1.4. Tính chiều cao của thiết bị ngưng tụ ................................................................... 58
1.5. Tính kích thước đường kính trong ống baromet ................................................. 59
1.6. Tính chiều cao ống baromet ............................................................................... 59
1.7. Tính lượng hơi và nước ngưng ............................................................................ 60
2. Tính tốn bơm chân không ........................................................................................ 61
3. Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu ................................................................................... 61

3.1. Nhiệt lượng trao đổi ......................................................................................... 62
3.2. Hiệu số nhiệt độ hữu ích .................................................................................. 62
3.2.1.Hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng tụ: ....................................................... 62
3.2.2. Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ: ............................................................ 63
3.2.3.Hệ số cấp nhiệt về phía hỗn hợp chảy xốy................................................... 63
3.2.4. Hiệu số nhiệt độ ở 2 phía thành ống: ............................................................ 64
3.2.5. Tính chuẩn số Prt .......................................................................................... 65
3.2.6. Nhiệt tải riêng về phía dung dịch: ............................................................. 65
3.3. Xác định diện tích bề mặt truyền nhiệt ............................................................... 65
3.4. Xác định số ống, cách sắp xếp ống trong thiết bị trao đổi nhiệt ........................ 66
KẾT LUẬN ................................................................................................................... 68
DANH MỤC TÀI LIỆU THAM KHẢO ...................................................................... 69

3


PHẦN 1: TỔNG QUAN
1.

Tổng quan về KNO3
• KNO3 là Chất rắn màu trắng
• Khối lượng mol: 101,103 g/mol
• Khơng mùi
• Khối lượng riêng: 2,109 g/cm3 (16 °C)
• Điểm nóng chảy: 334 °C
• Phân hủy ở 400 °C
• Độ hịa tan trong nước: Tan nhiều trong nước (13,3 g/100 mL (0 °C), 36
g/100 mL (25 °C), 247 g/100 mL (100 °C))
• Đây là muối ít tan trong etanol nhưng có thể tan trong glycerol, amoni.
• KNO3 là một hợp chất hóa học có tên gọi là Kali Nitrat hoặc là Potassium

Nitrate. Đây là muối ion của ion kali K + và ion nitrate NO3-.

• KNO3 được xem như một tiêu thạch khoáng sản và là một nguồn rắn tự
nhiên của nitơ.
1.1 Tính chất hóa học
• KNO3 có tính oxy hóa mạnh.
• KNO3 bị nhiệt phân để tạo thành kali Nitrit và Oxi tạo thành phương trình hóa
học sau:
• KNO3 → KNO2 + O2 (Điều kiện phản ứng là nhiệt độ cao).
1.2. Điều chế KNO3
Hiện nay, KNO3 được điều chế bằng các phản ứng trao đổi, NaCl kết tinh ở nhiệt
độ 30oC thì tách ra khỏi dung dịch và làm nguội, KNO3 kết tinh thu được ở nhiệt độ
22oC với phương trình hóa học như sau:
NaNO3 + KCl → KNO3 + NaCl
1.3. Ứng dụng quan trong của KNO3 trong đời sống và sản xuất.
Vai trị của KNO3 trong nơng nghiệp.
• Kali nitrat là loại phân bón duy nhất cung cấp tồn bộ là dinh dưỡng dạng
đa lượng, gần như cao nhất trong thành phần của bất kỳ các cơng thức phân
bón nào khác.
• KNO3 là một nguồn cung cấp kali tuyệt vời. Mà kali trong nitrat kali rất cần
thiết cho sự phát triển của cây và hoạt động bình thường của mơ. Kation
kali (K+) đóng một phần quan trọng trong nhiều quá trình trao đổi chất trong
tế bào, đóng vai trị điều hịa và tham gia vào một số q trình cung cấp
quản lý nước của cây (tham gia vào sự đóng mở của lỗ khí khổng).
4


• KNO3 giúp cho cây trồng khỏe mạnh hơn và cho năng suất cây trồng tốt
hơn.
• KNO3 sau khi được bón vào đất sẽ giúp đất giảm mặn, cải thiện tình hình

sử dụng nước và giúp tiết kiệm nước khi trồng.
• KNO3 là thành phần chính khơng thể thiếu trong dinh dưỡng thủy canh, nó
quyết định tới sự phát triển của cây trồng rất lớn, việc thiếu Kali hoặc Nitrat
được thể hiện rất rõ, cháy mép lá, đốm đen lá, vàng lá.
• Loại hóa chất này được ví như là một chất nền để chống lại vi khuẩn, nấm
gây bệnh, côn trùng và virus. KNO3 làm giảm đáng kể sự hấp thụ Cl của
cây trồng. Đồng thời nó cũng chống lại các tác nhân gây hại của natri.
Vai trò của KNO3 trong chế tạo thuốc nổ.
• Chế tạo thuốc nổ đen với công thức: 75% KNO3, 10% S và 15% C. Khi nổ,
nó tạo ra muối kali sunfua, khí nitơ và khí CO2:
• 2KNO3 + 3C + 5S → K2S + N2 + 3CO2
• Ngồi ra, KNO3 cịn dùng để tạo thành pháo hoa
Vai trò của KNO3 trong bảo quản thực phẩm trong cơng nghiệp.
• Phụ gia thực phẩm(E252).
• Là một trong những cách để bảo quản thịt chống ôi thiu.
Vai trị của KNO3 trong dược
• Được sử dụng trong một số kem đánh răng cho răng nhạy cảm. Gần đây,
việc sử dụng của kali nitrat trong kem đánh răng để điều trị răng nhạy cảm
đã tăng lên và nó có thể là một phương pháp điều trị hiệu quả
• Được sử dụng lịch sử để điều trị bệnh hen suyễn và viêm khớp.
1.4 Ưu điểm của hóa chất KNO3
Ưu điểm của hóa chất này là nó khơng gây hại cho sức khỏe con người. Và về cơ
bản, KNO3 không độc hại mà có lợi cho cây trồng. Chính vì vậy mà nó được sử dụng
rất phổ biến và trở thành một trong những loại hóa chất nơng nghiệp thường gặp nhất.
2. Tổng quan về cô đặc
2.1 Định nghĩa cô đặc
Cơ đặc là q trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan
không bay hơi, ở nhiệt độ sơi, với mục đích:
• Làm tăng nồng độ chất tan.
• Tách chất rắn hịa tan ở dạng tinh thể (tinh khiết).

• Thu dung mơi ở dạng ngun chất (cất nước).

5


Cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp xuất (áp xuất chân không, áp xuất
thường, áp xuất dư) trong hệ thống một thiết bị cô đặc (nồi) hay trong hệ thống nhiều
thiết bị cô đặc. Quá trình có thể gián đoạn hay liên tục.
Cơ đặc chân khơng dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sơi cao và dung dịch dễ bị
phân hủy nhiệt, ngoài ra còn làm tăng hiệu số nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ sơi trung
bình của dung dịch (hiệu số nhiệt độ hữu ích) dẫn đến giảm bề mặt truyền nhiệt. Mặt
khác, cơ đặc chân khơng thì nhiệt độ sơi của dung dịch thấp nên có thể tận dụng nhiệt
thừa của quá trình sản suất khác (hoặc sử dụng hơi thứ) cho cô đặc.
Cô đặc ở áp xuất cao hơn áp xuất khí quyển thường dung cho các dung dịch không
bị phân hủy ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ để sử dụng hơi thứ của dung
dịch cho các q trình khác.
Cịn cơ đặc ở áp xuất khí quyển thì hơi thứ khơng được sử dụng mà thải ra ngồi
khơng khí. Đây là phương pháp đơn giản nhưng nhiệu quả kinh tế không cao.
2.2 Ứng dụng của cô đặc
Trong sản xuất thực phẩm, ta cần cô đặc các dung dịch đường, mì chính, nước trái
cây Trong sản xuất hố chất, ta cần cơ đặc các dung dịch NaOH, NaCl, CaCl2, các muối
vô cơ. Hiện nay, phần lớn các nhà máy sản xuất hoá chất, thực phẩm đều sử dụng thiết
bị cô đặc như một thiết bị hữu hiệu để đạt nồng độ sản phẩm mong muốn.
Mặc dù cô đặc chỉ là một hoạt động gián tiếp nhưng nó rất cần thiết và gắn liền với
sự tồn tại của nhà máy. Cùng với sự phát triển của nhà máy, việc cải thiện hiệu quả của
thiết bị cô đặc là một tất yếu. Nó địi hỏi phải có những thiết bị hiện đại, đảm bảo an
toàn và hiệu suất cao. Do đó, yêu cầu được đặt ra cho người kỹ sư là phải có kiến thức
chắc chắn hơn và đa dạng hơn, chủ động khám phá các nguyên lý mới của thiết bị cô
đặc.
2.3 Phân loại các thiết bị trong cơ đặc

a.
Theo cấu tạo
Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hồn tự nhiên). Thiết bị cơ đặc nhóm
này có thể cơ đặc dung dịch khá lỗng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dễ dàng qua
bề mặt truyền nhiệt. Bao gồm:
• Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc), ống tuần hồn trong hoặc ngồi.
• Có buồng đốt ngồi (khơng đồng trục buồng bốc)
Nhóm 2: dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức). Thiết bị cơ đặc
nhóm này dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5 m/s đến 3,5 m/s tại bề mặt truyền
nhiệt. Ưu điểm chính là tăng cường hệ số truyền nhiệt k, dùng được cho các dung dịch
khá đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt. Bao gồm:
• Có buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài.
6


• Có buồng đốt ngồi, ống tuần hồn ngồi.
Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng. Thiết bị cô đặc nhóm này chỉ cho phép
dung dịch chảy dạng màng qua bề mặt truyền nhiệt một lần (xuôi hay ngược) để tránh
sự tác dụng nhiệt độ lâu làm biến chất một số thành phần của dung dịch. Đặc biệt thích
hợp cho các dung dịch thực phẩm như nước trái cây, hoa quả ép. Bao gồm:
• Màng dung dịch chảy ngược, có buồng đốt trong hay ngồi: dung dịch sơi tạo bọt
khó vỡ.
• Màng dung dịch chảy xi, có buồng đốt trong hay ngồi: dung dịch sơi ít tạo
bọt và bọt dễ vỡ.
b.

Theo phương pháp thực hiện q trình

- Cơ đặc áp suất thường (thiết bị hở): nhiệt độ sôi và áp suất không đổi; thường
được dùng trong cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, nhằm đạt năng

suất cực đại và thời gian cô đặc ngắn nhất.
- Cơ đặc áp suất chân khơng: dung dịch có nhiệt độ sôi thấp ở áp suất chân không.
Dung dịch tuần hồn tốt, ít tạo cặn và sự bay hơi dung môi diễn ra liên tục.
- Cô đặc nhiều nồi: mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi khơng nên q lớn
vì nó làm giảm hiệu quả tiết kiệm hơi. Người ta có thể cơ chân khơng, cơ áp lực hay
phối hợp cả hai phương pháp; đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để
nâng cao hiệu quả kinh tế.
- Cô đặc liên tục: cho kết quả tốt hơn cơ đặc gián đoạn. Có thể được điều khiển tự
động nhưng hiện chưa có cảm biến đủ tin cậy. Đối với mỗi nhóm thiết bị, ta đều có thể
thiết kế buồng đốt trong, buồng đốt ngồi, có hoặc khơng có ống tuần hồn. Tuỳ theo
điều kiện kỹ thuật và tính chất của dung dịch, ta có thể áp dụng chế độ cơ đặc ở áp suất
chân không, áp suất thường hoặc áp suất dư.
Trong thực tế người ta thường thiết kế các hệ thống cô đặc nhiều nồi để tang hiệu
quả sử dụng hơi đốt.
3. Quy trình cơng nghệ
3.1 Cơ sở lựa chọn quy trình cơng nghệ:
Q trình cơ đặc có thể được tiến hành trong một 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 áp suất
khác nhau tùy theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường có thể dùng thiết bị
hở nhưng khi làm việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cơ đặc 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 dẫn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng).

7


Theo tính chất của nguyên liệu và sản phẩm, cũng như điều kiện kỹ thuật của đầu
đề, em lựa chọn thiết bị cô đặc chân không 2 nồi liên tục có buồng đốt trong và ống tuần
hồn trung tâm.
Ngun tắc của q trình cơ đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như sau: hơi nước bão

hòa được cấp vào thiết bị để làm bay hơi dung môi của dung dịch. Hơi đốt sau cấp nhiệt
ngưng tụ lại được tháo qua cốc tháo nước ngưng. Dung môi bay hơi qua cơ cấu tách bọt,
hơi thứ ra khỏi thiết bị đi vào thiết bị ngưng tụ bazomet thành lỏng. Dung dịch sau cô
đặc đạt được nồng độ cần thiết sẽ được tháo qua cửa tháo liệu ra ngoài
-Ưu nhược điểm của hệ thống cô đặc nhiều nồi
-Ưu điểm: là dung dịch tự di chuyển từ nồi 1 sang nồi 2 nhờ chênh lệch áp suất
giữa hai nồi. Nhiệt độ của hơi thứ nồi 1 cao hơn nhiệt độ sôi của nồi 2 nên hơi thứ của
nồi 1 được làm hơi đốt cho nồi 2 do đó có thể tiết kiệm năng lượng.
-Nhược điểm: Nhiệt độ của nồi sau thấp hơn nồi trước nhưng nồng độ lại cao hơn
nồi trước nên độ nhớt của dung dịch tăng dần dẫn đến hệ số truyền nhiệt của hệ thống
giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.
3.2 Sơ đồ và thuyết minh quy trình cơng nghệ:

8


3.2.1 Sơ đồ công nghệ:

9


3.2.2 Thuyết minh sơ đồ
-

Dung dịch KNO3 5% được bơm từ bể chứa nguyên liệu lên bồn cao vị, sau đó

được cho qua lưu lượng kế rồi vào thiết bị gia nhiệt ban đầu. Tại đây, dung dịch KNO3
đi bên trong ống truyền nhiệt và được gia nhiệt bẳng hơi bão hịa đi bên ngồi ống.
Sau khi ra khỏi thiết bị gia nhiệt ban đầu, dung dịch sẽ được nhập vào thiết bị cơ
đặc tuần hồn ống tâm hai nồi xuôi chiều, ở đây dung dịch đi bên trong ống tuần hồn

trung tâm và ống truyền nhiệt, cịn hơi đốt là hơi bão hịa sẽ đi bên ngồi ống, tại đây
dung dịch được cô đặc đến nồng độ 23%.
-

Hơi đốt là hơi bão hịa được đưa vào thiết bị cơ đặc, hơi đốt đi bên ngoài ống

truyền nhiệt, nước ngưng sẽ được tháo ra bên ngoài, đồng thời trong ống tháo nước
ngưng có cốc tháo nước ngưng để tránh hơi đốt thốt ra bên ngồi, khí khơng ngưng
cũng sẽ được cho thốt ra bên ngồi qua ống xả.
Hơi thứ của thiết bị cô đặc được đưa vào thiết bị ngưng tụ baromet, dùng nước
để ngưng tụ, phần hơi không ngưng tụ sẽ được đưa qua thiết bị tách lỏng để ngưng tụ
phần hơi cịn lại, phần khí sẽ được hút ra ngồi bằng bơm chân khơng.
Chú thích:
(1) Thùng chứa dung dịch đầu
(2) Thùng cao vị
(3) Lưu lượng kế
(4) Bơm
(5) Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu
(6), (6’) Buồng đốt nồi cô đặc
(7), (7’) Buồng bốc 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
Dung dịch ban đầu có nồng độ thấp chứa trong thùng (1) qua bơm (4) được bơm
lên thùng cao vị (2). Từ đây nó được điều chỉnh lưu lượng theo yêu cầu qua lưu lượng
kế (3) trước khi vào thiết bị gia nhiệt (5). Tại thiết bị (5), dung dịch được đun nóng đến
nhiệt độ sơi bằng tác nhân hơi nước bão hịa và được cấp vào buồng đốt của nồi cô đặc
thứ nhất (7). Ở nồi thứ nhất, dung dịch tiếp tục được đun nóng bằng thiết bị đun nóng

kiểu ống chùm, dung dịch chảy trong các ống truyền nhiệt, hơi đốt được đưa vào buồng
đốt để đun nóng dung dịch, nước ngưng được đưa ra khỏi phòng đốt bằng cửa tháo nước
10


ngưng. Dung môi bốc hơi lên trên buồng bốc hơi (6) của nồi 1 được gọi là hơi thứ. Hơi
thứ trước khi ra khỏi nồi cô đặc được đưa qua bộ phận tách bọt nhằm hồi lưu phần dung
dịch bốc hơi theo. Dung dịch từ nồi thứ nhất tự chảy sang nồi thứ 2 do có sự chênh lệch
áp suất làm việc giữa các nồi, áp suất nồi sau nhỏ hơn áp suất nồi trước. Tại nồi 2 cũng
xảy ra quá trình bốc hơi tương tự như ở nồi 1 với tác nhân đun nóng chính là hơi thứ của
nồi thứ nhất (đây chính là ý nghĩa về mặt sử dụng nhiệt độ trong cô đặc nhiều nồi). Hơi
thứ của nồi 2 sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ (8). Ở đây hơi thứ sẽ được ngưng tụ lại thành
lỏng, chảy vào thùng chứa ở ngồi, cịn khí khơng ngưng đi vào thiết bị thu hồi bọt (9)
rồi vào bơm hút chân không (12). Dung dịch sau khi ra khỏi nồi 2 được bơm ra ở phía
dưới thiết bị cơ đặc đi vào thùng chưa sản phẩm. Nước ngưng tạo ra trong hệ thống đi
qua các ống tháo nước ngưng tập kết tại thùng (10) đưa đi xử lý.
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 sơi 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 ngưng tụ.
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.

11

PHẦN 2: TÍNH TỐN Q TRÌNH
u cầu:
Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều không lấy hơi phụ có ống tuần hồn ở
tâm, cơ đặc dung dịch KNO3 với năng suất 10800 kg/h.
Các số liệu ban đầu:
Nồng độ đầu vào của dung dịch: 5 % khối lượng
Nồng độ cuối của dung dịch: 23 % khối lượng
Áp suất hơi đốt nồi đầu: 5 at

1.

Áp suất hơi ngưng tụ: 0,2 at
Xác định lương hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống
x

Áp dụng công thức: W = Gđ . (1 − đ) , kg/h

[2-55]

xc

Trong đó:
W - Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (kg/h)
xđ - Nồng độ đầu vào của dung dịch: xđ = 5%
xc - Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 23%
Gđ - Lượng dung dịch đầu: Gđ = 10800 (kg/h)
x

23

xc

5

Thay số, ta có: : W = Gđ . (1 − đ) = 10800. (1 −
2.

) = 8452,17 (kg/h)

Tính sơ bộ lượng hơi bốc ra khỏi 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:
W2 : W1 = 1,04 (1)
Mặt khác: W = W1+W2
W1 = 4143,22 (kg/h)
W2 = W − W1 = 10800 – 4143,22 = 4308,95 (kg/h)
3.

Tính nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi cô đặc:
Theo cơng thức:
𝑥đ
𝑥𝑖 = 𝐺đ .
𝐺đ−∑𝑖 𝑊𝑖
𝑗=1

Thay số ta có:
Nồng độ cuối ra khỏi nồi cô đặc 1 là:
12


𝑥1 = 10800.

5
= 8,11%
10800 − 4143,22

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2 là:
x2 = xc = 23%
Tính chênh lệch áp suất chung của hệ thống ∆P
∆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:
4.

∆𝑃 = 𝑝1 − 𝑃𝑛𝑔, [𝑎𝑡].
Thay số ta được: ∆P = p1 – Png = 5 – 0,2 = 4,8 (at)
5.

Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt cho mỗi nồi
Giả thiết phân bố hiệu số áp suất giữa các nồi là ∆P1: ∆P2 = 2,6:1
∆P
4,8
∆P1 =
. 2,6 =
. 2,6 = 3,47 at

3,6
3,6
∆P2=∆P-∆P1= 4,8-3,47=1,33 at
Nồi cô đặc 1:
Áp suất hơi đốt: p1 = 5 (at),
Tra bảng I.251 [1-314,315] ta có:
- Nhiệt độ hơi đốt: T1 = 151,1 oC
- Nhiệt lượng riêng: i1 = 2754000 (J/kg)

6.

- Nhiệt hóa hơi: r1= 2117000 (J/kg)
Nồi cô đặc 2:
Áp suất hơi đốt: p2 = p1 - ∆P1 = 5 – 3,47 = 1,53 (at)
Tra bảng I.251 [1-313] và nội suy ta có:
- Nhiệt độ hơi đốt: T2 = 111.37 oC
- Nhiệt lượng riêng: i2 = 2699667 (J/kg)
- Nhiệt hóa hơi: r2= 2230333 (J/kg)
Tính nhiệt độ ti’ và áp suất của hơi thứ ra khỏi từng thiết bị cô đặc:
Áp dụng công thức: t′ = Ti+1 + ∆i′′′
Trong đó:
Ti+1 – nhiệt độ của hơi đốt cho nồi (i + 1)
∆i′′′- tổn thất nhiệt do trở lực đường ống
( chọn ∆1′′′ = ∆2′′′= 1𝑜𝐶)

Thay số ta được:
Nồi cô đặc 1:
Nhiệt độ hơi thứ: t1′ = T2 + ∆′′′= 111,37 + 1 = 112,37 (oC)
Tra bảng I.251 [1-313], nội suy ta có:
13

- Áp suất hơi thứ: p1’ = 1,59 (at)
- Nhiệt lượng riêng: i1’ = 2699787 (J/kg)
- Nhiệt hóa hơi: r1’ = 2227847 (J/kg)
Nồi cô đặc 2:
Áp suất hơi thứ đi vào thiết bị ngưng tụ là Png=0,2 at,
Tra bảng I.251 [1- 313], nội suy ta được Tng = 59,7 oC.
Nhiệt độ hơi thứ: t2′ = Tng + ∆2′′′= 59,7 + 1 = 60,7oC
Tra bảng I.251 [1-313], nội suy ta có:
- Áp suất hơi thứ: p2’ = 0,21 (at)
- Nhiệt lượng riêng: i2’ = 2608444 (J/kg)
- Nhiệt hóa hơi: r2’ = 2355556 (J/kg)
Ta có bảng:
Bảng 1: Các thơng số hóa lí của hơi đốt và hơi thứ trong từng nồi cô đặc
Hơi đốt
Nồi

p,
at

1

5

2

T, oC
151,1

1,53 111,37

i, J/kg

Hơi thứ
r, J/kg

2754000 2117000

x

p’,
at

t’, oC

i’, J/kg

r’, J/kg

(%)

1,59

112,37

2699787

2227847

8,11

60,7

2608444

2355556

23

2699667 2230333 0,21

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
(∆’’’).
7.1 Tính tổn thất nhiệt đọ 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
7.

dung dịch ở trên mặt thống. Thường tính tốn ở khoảng giữa của ống truyền nhiêt.
Ta có cơng thức:
∆i’’ = ttb - ti’
(oC)
Trong đó: ttb - nhiệt độ sơi ứng với áp suất Ptbi (oC)
ti’ - nhiệt độ sôi ứng với pi’ (oC)
Ptbi là áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối (lỏng – hơi) trong ống tuần hồn.
Theo cơng thức VI.12 [2 – 60]:
1
H

ρdd . g
Ptbi = p′i + . (h1 + ) .
,
at
2
2 9,81. 104
14


Trong đó:
- Pi’: áp suất hơi thứ trên mặt thống dung dịch, at
-h1: chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng,
chọn h1= 0,5 m
- H: chiều cao ống truyền nhiệt, H=5m
-ρdd: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3
- g: gia tốc trọng trường, m/s2
Nồi cô đặc 1:
p1’= 1,53at
Tra bảng I.204 [1-236] và nội suy ta được:
x1 = 8,11% => ρdd1= 1006,3 kg/m3
Thay số vào phương trình ta có:
1
H
ρdd . g
1
5 1006,3.9,81
Ptb1 = p′1 + . (h1 + ) .
= 1,53 + . (0,5 + ) .
4
2

2 9,81. 10
2
2
9,81. 104
=1,741 (at)
Ptb1 = 1,741 at, tra bảng I.250 [1-314], nội suy ta được ttb1 = 115,24 oC
=> ∆1’’ = ttb1 - t1’ = 115,24 – 112,37 = 2,87 (oC)
Nồi cô đặc 2:
p2’= 0,21at
Tra bảng [1-41], nội suy ta có:
x2 = 23% =>𝜌dd2 = 1041 (kg/m3)
Thay số vào phương trình ta có:
1
H
ρdd . g
1
5 1041.9,81
Ptb2 = p′2 + . (h1 + ) .
= 0,21 + . (0,5 + ) .
4
2
2 9,81. 10
2
2 9,81. 104
=0,366 (at)
Ptb2 = 0,366 at, tra bảng I.250 [1-314], nội suy ta được ttb2 = 73,12 oC
=> ∆2’’ = ttb2 – t2’ = 73,2 – 60,7 = 12,42 (oC)
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao:
∑ ∆′′= ∆1′′ + ∆2′′ = 2,87 +12,42 = 15,29 (oC)
7.2. Tính tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆′:

Phụ thuộc vào tính chất tự nhiên của chất hịa tan và dung mơi vào nồng độ và áp
suất của chúng. ∆’ ở áp suất bất kì được xác định theo phương pháp Tysenco:
∆′𝑖 = 𝑓. ∆′𝑜𝑖 = 16,2.

2
𝑡𝑡𝑏𝑖
𝑟𝑖

Trong đó:

15


∆′ - Tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của
dung môi nguyên chất ở áp suất thường
f- Hệ số hiệu chỉnh tính theo nhiệt độ sơi của dung mơi ngun chất
ttb - nhiệt độ sôi ứng với áp suất Ptb (K)
r - ẩn nhiệt hóa hơi của dung mơi ngun chất ở áp suất làm việc (J/kg)
∆oi’- 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)
Với nồi cơ đặc 1: Ts1=ttb1+ 273=115,24 + 273=388,24 oK
Với nồi cô đặc 2: Ts2=ttb2+ 273=73,12 + 273=346,12 oK
Tra bảng VI.2 [2 – 66] và nội suy ta có:
x1=8,11% ta có ∆o1’=0,73 oC
x2=23% ta có ∆o2’= 2,31 oC
Vậy:
388,242
t 2tb1
= 0,8 (𝑜𝐶 )
∆′1 = f. ∆′o1 = 16,2.

= 16,2.
2227847
r1
346,122
t 2tb2
∆2 ’ = f. ∆′o2 = 16,2.
= 1,9 (oC)
= 16,2.
2355556
r2
Tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao là:
∑ ∆’= ∆1′ + ∆2′ = 0,8 + 1,9 = 2,7 (oC)
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 6 khi tính nhiệt độ và
áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi ta đã chọn ∆1’’’ = ∆2’’’ = 1 (oC)
Vậy tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống bằng:
∑ ∆′′′′ = ∆1′′′ + ∆2′′′ = 1 + 1 = 2 (oC)
7.4.Tính tổng tổn thất nhiệt độ của hệ thống
𝟐

𝟐

𝟐

𝟐

∑ ∆ = ∑ ∆′𝑖 + ∑ ∆′′𝑖 + ∑ ∆′′′𝑖 = 2,7 + 15,29 + 2 = 19,99 oC
𝒊=𝟏

8.

𝒊=𝟏

𝒊=𝟏

𝒊=𝟏

Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống
Hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống:
n

n

∑ ∆Ti = T1 − Tng − ∑ ∆i = 151,1 − 59,7 − 19,99 = 71,41 oC
i=1

i=1

Xác định nhiệt độ sôi của từng nồi:
16


𝑡𝑠𝑖 = 𝑡′ 𝑖 + ∆′ 𝑖 + ∆′′𝑖 , ℃
-Nồi 1:
𝑡𝑠1 = 𝑡′1 + ∆′1 + ∆ ′′ 1 = 112,37 + 0,8 + 2,87 = 116,04 (℃)
-Nồi 2:
𝑡𝑠2 = 𝑡′2 + ∆′2 + ∆ ′′ 2 = 60,7 + 1,9 + 12,42 = 75,02 (℃)
Xác định nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi
- Nồi 1:

∆𝑇1 = 𝑇1 − 𝑡𝑠1 = 151,1 − 116,04 = 35,06(℃)
- Nồi 2:
∆𝑇2 = 𝑇2 − 𝑡𝑠2 = 111,37 − 75,02 = 36,35 (℃)
Ta có bảng số liệu:
Bảng 2: Bảng số liệu về nhiệt độ hữu ích và các loại tổn thất nhiệt của nồi cơ đặc
∆′

∆”

∆′"

1

0,8

2,87

1

35,06

116,04

2

1,9

12,42

1

36,35

75,02

Nồi

9.

∆T [oC]

ts [oC]

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

hơi thứ Wi ở từng nồi

9.1.Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng
Trong đó:
- D: Lượng hơi đốt đi vào nồi 1
- Co, C1, C2: nhiệt dung riêng của dung dịch ban đầu, dung dịch ra khỏi nồi
1, 2
- Cnc1, Cnc2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ra khỏi nồi 1, nồi 2
17


- tso, ts1, ts2: nhiệt độ sôi của dung dịch đầu, dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2
- 𝜃1, 𝜃2: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1, nồi 2
- Qm1, Qm2: nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2 (bằng 5% lượng nhiệt tiêu
tốn để bốc hơi ở từng nồi)

9.2. Xác định nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi.
Với dung dịch loãng (x < 20%), ta sử dụng cơng thức:
C= 4186. (1-x) [1-152]
Dung dịch đầu có nồng độ 5%:
Co = 4186 × (1 − 0,05) = 3976,7 (J/Kg. độ)
Dung dịch ra khỏi nồi 1 có nồng độ 8,11%:
C1 = 4186 × (1 − 0,0811) = 3846,52 (J/Kg. độ)
Với dung dịch đặc (x>20%), ta dùng công thức:
C= Cht.x + 4185(1-x) [-1152]
Trong đó Cht tính theo cơng thức:
M.Cht = n1c1 + n2c2 + n3c3 [1-152]
Tra bảng I.141 [1-152], ta có nhiệt dung nguyên tử của các nguyên tố:
CK = 26000 J/Kg nguyên tử.độ
CN = 26000 J/Kg nguyên tử.độ
CO= 16800 J/Kg nguyên tử.độ
Thay số ta đc: Cht KNO3=

26000.1+26000.1+16800.3
101

= 1013,86 (J/kg.độ)

Dung dịch ra khỏi nồi 2 có nồng độ 23%:
C2 = 0,23 × 1013,86 + 4186 × (1 − 0,23) = 3456,41 (J/kg. độ)
• Các thơng số của nước ngưng:
Nhiệt độ của nước ngưng (lấy bằng nhiệt độ hơi đốt trong nồi cô đặc):
θ1 = T1 = 151,1 oC; θ2 = T2 = 111,37 oC
Tra bảng I.249 [1-249] và nội suy ta có:
Cnc1 = 4299,84 J/Kg.độ ; Cnc2 = 4224,03 J/Kg.độ
• Nhiệt độ sơi của dung dịch đi vào các nồi

tso: Nhiệt độ sôi của dung dịch đi vào nồi 1, oC
ts1: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1, oC
ts2: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 2, oC
tso = ts1=116,04 oC
ts2=75,02 oC
9.3. Phương trình cân bằng nhiệt lượng
18


Với nồi cô đặc 1:
Lượng nhiệt đi vào nồi:
Dung dịch đầu GđCotso;
Hơi đốt D.i1
Lượng nhiệt đi ra nồi:
Sản phẩm mang ra (Gđ -W1). C1. ts1;
Hơi thứ W1.i1;
Nước ngưng D. Cnc1. θ1 ;
Tổn thất Qm1 = 0,05D. (i1- Cnc1θ1)
Ta có phương trình cân bằng nhiệt lượng của nồi 1:
𝐷. 𝑖1 + 𝐺đ . 𝐶o.𝑡𝑠0 = 𝑊1 .𝑖1 ′ + (𝐺đ − 𝑊1 ). 𝐶1 .𝑡𝑠1 + 𝐷. 𝐶𝑛𝑐1 . 𝜃1 + 𝑄𝑚1
Với nồi cô đặc 2:
Lượng nhiệt đi vào nồi:
Dung dịch đầu: G1.C1.ts1;
Hơi đốt: W1i2
Lượng nhiệt đi ra nồi:
Sản phẩm mang ra: (Gđ -W1-W2).C2.ts2;
Hơi thứ : W2.i2’;
Nước ngưng: W.Cnc2.θ2;
Tổn thất: Qm2 = 0,05.W1.(i2- Cnc2θ2)
Ta có hệ phương trình:

D. i1 + Gđ . Co. ts0 = W1 . i1′ + (Gđ − W1 ). C1. ts1 + D. Cnc1. θ1 + Qm1
{W1. θ2 + (Gđ − W1). C1. ts1 = W2. i2 + (Gđ − W1 − W2). C2. ts2 + W1. Cnc2 . θ2 + Qm2
W1 + W2 = W

W1 =

D=
{

W. (i2 ′ − C2. ts2 ) + Gđ. (C2. ts2 − C1. ts1)
0,95(i2 − Cnc2. θ2 ) + (i2 ′ − C1. ts1)

W1. (i1 ′ − C1. ts1 ) + Gđ. (C1. ts1 − C0. ts0)
0,95. (i1 − Cnc1 . θ1)
W2 = W − W1

8452,17. (2608444 − 3456,41 .75,02) + 10800. ( 3456,41 .75,02 − 3846,52 .116,04 )
0,95(2699667 − 4224,03 . 111,37) + (2608444 − 3846,52 .116,04 )
W1 (2699787 − 3846,52 .116,04 ) + 10800(3846,52 .116,04 − 3976,7 .116,04)
D=
0,95(2754000 − 4299,84 . 151,1)
W2 = 8452,17 − W1

W1 =

{

19

W1 = 4167,02
{W2 = 4285,15
D = 4615,61

(kg/h)
(kg/h)
(kg/h)

Với nồi cô đặc 1:
𝜀1 =

4167,02 − 4143,22
= 0,57%
4243,22

𝜀2 =

4308,95 − 4285,15
= 0,55%
4243,22

Với nồi cô đặc 2:

20


Bảng 3: Lượng hơi thứ bốc ra ở từng nồi và sai số so với giả thiết
C
[J/kg.độ]

Cnc
[J/kg.độ]

Θ [oC]

1

3846,52

4299,84

2

3456,41

4221,86

Nồi

W, [kg/h]

Sai
số
%

Giả thiết

Tính tốn

151,1

4143,22

4167,02

0,57

111,37

4308,95

4285,15

0,55

10. Tính hệ số cấp nhiệt và nhiệt lượng trung bình từng nồi α
Minh hoạ q trình truyền nhiệt:

10.1. Tính hệ số cấp nhiệt
Chọn ống truyền nhiệt có đường kính: 38x2 (mm)
Với điều kiện làm việc buồng đốt ngoài H < 6m, hơi ngưng tụ bên ngoài ống, màng
nước ngưng chảy dịng nên hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức:
𝑟𝑖 0,25
𝛼1𝑖 = 2,04. 𝐴𝑖 . (
)
[ 𝑊/𝑚2 . độ]
∆1𝑖 . 𝐻
Với Ai phụ thuộc vào nhiệt độ màng nước ngưng.
Trong đó:
- H: chiều cao ống truyền nhiệt, H = 5m

- α1i: hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ hơi ở nồi thứ i, W/m2.độ
- ∆t1i: hiệu số giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ phía mặt tường tiếp xúc với
hơi đốt của nồi i, oC
Giả thiết chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống truyền nhiệt:
Nồi 1: ∆𝑡11= 4,53 (oC)
Nồi 2: ∆𝑡12= 4,54 (oC)
Nhiệt độ màng nước ngưng:
21


∆𝑡11
4,53
= 151,10 −
= 148,84 (℃)
2
2
∆𝑡12
4,54
𝑡𝑚2 = 𝑇2 −
= 111,37 −
= 109,10 (℃)
2
2
Từ nhiệt độ màng nước ngưng, ta bảng [2-28] và nội suy ta có:
𝑡𝑚1 = 𝑇1 −

𝑡𝑚1 = 148,84 (oC) => A1 = 195,33
𝑡𝑚2 = 109,10 (oC) => A2 = 183,10
Thay số ta được:
𝛼11

𝑟1 0,25
2117000 0,25
= 2,04. 𝐴1 . (
)
= 2,04.148,99. (
)
= 6967,26 [ 𝑊/𝑚2 . độ]
∆11 . 𝐻
4,53.5

𝛼12

𝑟2 0,25
2230333 0,25
= 2,04. 𝐴2 . (
)
= 2,04.183,15. (
)
= 6613,09 [ 𝑊/𝑚2 . độ]
∆12 . 𝐻
4,54.5

10.2. Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ
Gọi q1i là nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ của nồi i
Ta có: q1i = 𝛼1𝑖 × ∆𝑡1𝑖 [3-278]
→ 𝑞11 = 𝛼11 × ∆𝑡11 = 6967,26 × 4,53= 31561,71 (W/m2)
→ 𝑞12 = 𝛼12 × ∆𝑡12 = 6613,09 × 4,54 = 30023,43 (W/m2)
Bảng 4: Bảng giá trị hệ số cấp nhiệt và tải nhiệt riêng về phía hơi ngưng tụ
Nồi

∆𝑡1𝑖 (oC)

𝑡𝑚1 (oC)

A

𝛼11[W/m2.độ]

q1i (W/m2)

1

4,53

148,84

195,33

6967,26

31561,71

2

4,54

109,10

182,10

6613,09

30023,43

10.3. Hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt ống truyền nhiệt đến chất lỏng sơi:
Dung dịch sơi ở chế độ sủi bọt, có đối lưu tự nhiên, hệ số cấp nhiệt xác định theo
công thức: α2i = 45,3.(pi′).0,5.∆t2i.2,33.Ѱi [W/m2.độ]
∆t2i: Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch
∆t2i = tT2i − tddi = ∆Ti − ∆t1i − ∆tTi
Hiệu số nhiệt độ ở hai bề mặt thành ống truyền nhiệt ∆tTi = q1i. ∑ r
Tổng nhiệt trở cùa thành ống truyền nhiệt: ∑ 𝑟 = 𝑟1 + 𝑟2 +

𝛿
𝜆

[𝑚2 . độ/𝑊]

r1; r2: nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của thành ống.
Tra bảng II.V.1 [2-4]:
r1 = 0,000387 [m2.độ/W]: nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch
r2 = 0,000232 [m2.độ/W]: nhiệt trở cặn bẩn phía hơi bão hịa
𝛿: bề dày ống truyền nhiệt, 𝛿 = 2. 10−3(𝑚)
22