ĐỒ ÁN QUÁ TRÌNH THIẾT BỊ

ĐỒ ÁN MƠN HỌC Q TRÌNH THIẾT BỊ
Họ và tên:
Lớp:
Khoa: Hóa và Mơi trường
GVHD: TS. Ngơ Xn Đại
I. Đầu đề thiết kế
Tính toán thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều làm việc liên tục.
Loại thiết bị: Thiết bị cơ đặc có ống tuần hồn trung tâm.
Dung dịch cần cô đặc: Kali Nitrat - KNO3.
II. Các số liệu ban đầu
Năng suất 10800 kg/h.
Chiều cao ống gia nhiệt: 5 m
Nồng độ đầu vào của dung dịch: 5%
Nồng độ cuối của dung dịch: 23%
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 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 và một số thiết bị khác
5. Kết luận.6. Tài liệu tham khảo.
IV. Các bản vẽ
Bản vẽ dây chuyền cơng nghệ: Khổ A4.
Bản vẽ lắp thiết bị chính: Khổ A1.
V. Cán bộ hướng dẫn: Ts. Ngô Xuân Đại
VI. Ngày giao nhiệm vụ
VII. Ngày phải hoàn thành: ngày 29 tháng 4 năm 2022.
Phê duyệt của Bộ môn

Ngày tháng năm 2022

Người hướng dẫn


MỤC LỤC
DANH MỤC BẢNG....................................................................................................iii
LỜI MỞ ĐẦU...............................................................................................................1
PHẦN I: GIỚI THIỆU CHUNG....................................................................................2
1.1. Giới thiệu............................................................................................................2
1.2. Phân loại các thiết bị cô đặc................................................................................2
1.3. Thiết bị cơ đặc ống tuần hồn trung tâm.............................................................3
1.4. Tổng quan về dung dịch KNO3...........................................................................4
1.5. Sơ đồ cơng nghệ..................................................................................................6
PHẦN II: TÍNH TỐN THIẾT BỊ CHÍNH..................................................................9
2.1. Xác định lượng hơi thứ bốc ra trong toàn bộ hệ thống........................................9
2.2. Xác định lượng hơi thứ bốc ra từ mỗi nồi...........................................................9
2.3. Xác định nồng độ cuối của dung dịch tại từng nồi..............................................9
2.4. Xác định áp suất chung của hệ thống..................................................................9
2.5. Xác định áp suất và nhiệt độ hơi đốt trong mỗi nồi...........................................10
2.6. Xác định áp suất và nhiệt độ hơi thứ ra khỏi mỗi nồi........................................10
2.7. Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi...................................................................11
2.8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong hệ thống và từng nồi.................................13
2.9. Thiết lập phương trình cân bằng nhiệt lượng để tính lượng hơi đốt, hơi thứ trong
từng nồi.................................................................................................................... 13
2.10. Tính hệ số cấp nhiệt và nhiệt lượng trung bình từng nồi.................................16
2.11. Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi..............................................................21
2.12. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích từng nồi............................................................21
2.13. So sánh ΔTi* và ΔTi tính được theo giả thiết phân phối áp suất.......................22
2.14. Tính bề mặt truyền nhiệt.................................................................................23
PHẦN III: TÍNH TỐN THIẾT BỊ PHỤ....................................................................24
3.1. Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu..........................................................................24

i


3.2. Chiều cao thùng cao vị......................................................................................29
3.3. Tính tốn bơm...................................................................................................34
3.4. Hệ thống ngưng tự Baromet..............................................................................37
PHẦN IV: TÍNH TỐN CƠ KHÍ...............................................................................43
4.1. Buồng đốt nồi cơ đặc........................................................................................43
4.2. Buồng bốc nồi cơ đặc........................................................................................49
4.3. Tính toán một số chi tiết khác...........................................................................53
KẾT LUẬN.................................................................................................................64
TÀI LIỆU THAM KHẢO...........................................................................................65

ii


LỜI MỞ ĐẦU

Để bước đầu làm quen với công việc của một kỹ sư hóa chất là thiết kế một thiết bị
hay hệ thống thực hiện một nhiệm vụ trong sản xuất, em được nhận đồ án mơn học
Q trình và thiết bị với đề tài là: “Thiết kế hệ thống thiết bị cơ đặc hai nồi xi chiều
phịng đốt ngồi dùng để cơ đặc dung dịch KNO3 với năng suất 10800 kg/giờ”. Việc
thực hiện đồ án là điều rất có ích cho mỗi sinh viên trong việc từng bước tiếp cận với
việc thực tiễn sau khi đã hoàn thành khối lượng kiến thức của giáo trình “Các quá
trình, thiết bị trong cơng nghệ hóa chất và thực phẩm”. Trên cơ sở lượng kiến thức đó
và kiến thức của một số mơn khoa học khác có liên quan, mỗi sinh viên sẽ tự thiết kế
một thiết bị, hệ thống thiết bị thực hiện một nhiệm vụ kĩ thuật có giới hạn trong q
trình cơng nghệ. Qua việc làm đồ án môn học này, mỗi sinh viên phải biết cách sử
dụng tài liệu trong việc tra cứu, vận dụng đúng những kiến thức, quy định trong tính
tốn và thiết kế, tự nâng cao kỹ năng trình bày bản thiết kế theo văn bản khoa học và

nhìn nhận vấn đề một cách có
hệ thống.
Trong đồ án mơn học này, em chia thành 5 nội dung chính:
Phần I: Giới thiệu chung
Phần II: Tính tốn thiết bị chính
Phần III: Tính tốn thiết bị phụ
Phần IV: Tính tốn cơ khí
Phần V: Kết luận
Do hạn chế về thời gian, chiều sâu về kiến thức, hạn chế về tài liệu, kinh nghiệm thực
tế và nhiều mặt khác nên khơng tránh khỏi những thiếu sót trong q trình thiết kế. Em
rất mong nhận được sự đóng góp ý kiến, xem xét và chỉ dẫn thêm của thầy cô giáo và
các bạn để đồ án được hoàn thiện hơn

1


PHẦN I: GIỚI THIỆU CHUNG
1.1. Giới thiệu
- Cô đặc là q trình làm bay hơi một phần dung mơi 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 hòa tan ở dạng tinh thể.
+ Thu dung môi ở dạng nguyên chất.
- Đặc điểm của quá trình cơ đặc là dung mơi được tách ra khỏi dung dịch ở dạng hơi
cịn chất tan khơng bay hơi được giữ lại trong dung dịch, trong khi đó quá trình chưng
cất thì cả dung mơi lẫn chất tan đều bay hơi.
- Cô đặc được tiến hành ở trạng thái sôi, nghĩa là áp suất hơi riêng phần của dung môi
trên bề mặt dung dịch bằng áp suất làm việc của thiết bị. Q tình có thể được tiến
hành trong hệ thống một thiết bị cô đặc, hay trong hệ thống nhiều thiết bị cơ đặc và có
thể thực hiện gián đoạn hoặc liên tục. Hơi bay ra trong quá trình cơ đặc gọi là “hơi

thứ” thường có nhiệt độ cao, ẩn nhiệt hóa hơi lớn nên được sử dụng làm hơi đốt cho
các nồi cô đặc. Nếu “hơi thứ” được sử dụng ngồi dây chuyền cơ đặc gọi là “hơi phụ”.
- Q trình cơ đặc có thể tiến hành ở các áp suất khác nhau (áp suất chân không, áp
suất thường hay áp suất dư). Khi làm việc ở áp suất thường (áp suất khí quyển) ta dùng
thiết bị hở; còn khi làm việc ở áp suất khác ta dùng thiết bị kín.
1.2. Phân loại các thiết bị cơ đặc
* Dựa vào chế độ tuần doàn dung dịch:
Loại 1: Dung dịch tuần hoàn tự nhiên: dựa vào sự chênh lệch khối lượng riêng của
dung dịch, dùng để cô đặc dung dịch lỏng có độ nhớt thấp. VD:
+ Thiết bị cơ đặc ống tuần hồn trung tâm.
+ Thiết bị cơ đặc phịng đốt treo.
+ Thiết bị cơ đặc phịng đốt ngồi.
Để tăng hiệu quả cơ đặc và rút ngắn thời gian người ta sẽ dùng thêm bơm, ta có loại 2
như sau:

7


Loại 2: Dung dịch tuần hoàn cưỡng bức: dùng thêm bơm để tăng vận tốc dung dịch lên
1,5 – 3,5 m/s nhằm tăng hệ số cấp nhiệt, dùng cho dung dịch đặc, có độ nhớt cao, giảm
bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt.
Nhóm 3: Dung dịch chuyển động dọc theo bề mặt truyền nhiệt thành màng mỏng từ
dưới lên trên, thời gian bay hơi nhanh giúp giảm khả năng biến chất sản phẩm, thích
hợp cho các dung dịch thực phẩm như nước trái cây, hoa quả ép… VD: Thiết bị cô đặc
loại màng.
* Dựa vào áp suất trong thiết bị cô đặc:
- Cô đặc chân không dùng cho dung dịch có nhiệt độ sơi cao và dung dịch dễ bị phân
hủy vì nhiệt, ngồi ra cịn làm tăng hiệu số nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ sơi trung
bình của dung dịch dẫn đến giảm bề mặt truyền nhiệt. Cơ đặc chân khơng thì nhiệt độ
sơi của dung dịch thấp nên có thể tận dụng nhiệt thừa của các quá trình sản xuất khác

(hoặc sử dụng hơi thứ) cho q trình cơ đặc.
- Cơ đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển thường dùng cho các dung dịch không bị
phân hủy ở nhiệt độ cao và hơi thứ được sử dụng cho q trình cơ đặc và các q trình
đun nóng khác.
- Cơ đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ khơng được sử dụng mà được thải ra ngồi
khơng khí. Phương pháp này tuy đơn giản nhưng không kinh tế.
Trong hệ thống thiết bị cơ đặc nhiều nồi thì nồi đầu tiên thường làm việc ở áp suất lớn
hơn áp suất khí quyển, các nồi sau làm việc ở áp suất chân không.
* Dựa vào bố trí bề mặt đun nóng: nằm ngang, thẳng đứng, nghiêng.
* Dựa vào chất tải nhiệt: đun nóng bằng hơi (hơi nước bão hịa, hơi q nhiệt), bằng
khói lị, bằng chất tải nhiệt có nhiệt độ cao (dầu, nước ở áp suất cao, …), bằng dòng
điện.
* Dựa vào cấu tạo bề mặt đun nóng: vỏ bọc ngồi, ống xoắn, ống chùm…
1.3. Thiết bị cơ đặc phịng đốt ngồi
Ngun lí hoạt động:
- Thiết bị làm việc liên tục hoặc gián đoạn
- Dung dịch đi vào phòng đốt được đun sối tạo thành hỗn hợp lỏng hơi, đi qua ống dẫn
vào phòng bay hơi

8


- Tại phòng bay hơi, hơi thứ được tách ra đi lên phía trên, dung dịch cịn lại đi về
phịng đốt theo ống tuần hoàn
- Hơi thứ bay lên đi qua cơ cấu tách bọt và đi ra ngoài
- Các ống truyền nhiệt có thể làm dài (5-7m) hoặc kết nối vài buồng đốt vào một
buồng bay hơi để làm việc thay thế khi cần vệ sinh hoặc sữa chữa mà vẫn đảm bảo dây
chuyền làm việc.
Ưu – nhược điểm:
- Do ống truyền nhiệt cao, ống tuần hoàn cũng cao, chênh lệch áp suất lớn, tốc độ tuần

hoàn cao. Dung dịch chỉ sôi ở mép trên của ống truyền nhiệt, ít khả năng tạo cặn bên
dưới thiết bị.
- Hệ thống thiết bị cồng kềnh chiếm nhiều diện tích và tốn năng lượng
1.4. Tổng quan về dung dịch KNO3
1.4.1. Giới thiệu chung
- 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.
- 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.
- Tính chất vật lý:
+ KNO3 là Chất rắn màu trắng, không mùi
+ Khối lượng mol: 101,103 g/mol
+ Khối lượng riêng: 2,109 g/cm3 (16°C)
+ Điểm nóng chảy: 334 °C; Phân hủy ở 400°C
+ 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 ethanol nhưng có thể tan trong glycerol, amoni.
- Tính chất hóa học:
9


+ KNO3 có tính Oxy hóa rất cao
+ KNO3 bị nhiệt phân tạo thành kali Nitrít và Oxi với phương trình sau đây:
KNO3 → KNO2 + O2 (Điều kiện xảy ra phản ứng đó là nhiệt độ cao)
1.4.2. Điều chế
- Điều chế KNO3 bằng phản ứng trao đổi: NaNO3 + KCl → KNO3 + NaCl
- Hòa tan NaNO3 và KCl với lượng như nhau vào nước. NaCl kết tinh ở 30oC, tách

được tinh thể ra khỏi dung dịch, sau đó làm nguội đến 22oC thì KNO3 kết tinh.
1.4.3. Ứng dụng
- Trong nơng nghiệp:
+ Kali nitrat là loại phân bón duy nhất cung cấp toàn 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 quá trình cung cấp quản lý nước của cây (tham gia vào sự
đóng mở của lỗ khí khổng).
+ 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.
- 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
10


- Trong bảo quản thực phẩm trong công nghiệp:
+ Phụ gia thực phẩm (E252).
+ Là một trong những cách để bảo quản thịt chống ơi thiu.

- Vai trị của KNO3 trong ngành 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.
1.5. Sơ đồ cơng nghệ
Chú thích
1

Thùng chứa hỗn hợp
đầu

2 Bơm
3 Thùng cao vị
4 Lưu lượng kế
Thiết bị gia nhiệt hỗn
5
hợp đầu
Thiết bị cơ đặc ống
6
tuần hồn trung tâm

Thiết bị cơ đặc ống
tuần hoàn trung tâm
Thiết bị ngưng tụ
8
Baromet.
9 Cyclon tách bọt.
10 Van
Hệ thống cốc tháo

11
nước ngưng.
Hệ thống cốc tháo
12
nước ngưng.
7

11

13

Hệ thống cốc tháo
nước ngưng.

14 Bể chứa nước ngưng
15 Bể chứa sản phẩm
16 Bơm
17 Bơm


12


Thuyết minh sơ đồ
Hỗn hợp đầu (Dung dịch KNO3 5%) được đưa vào thùng chứa (1) rồi được bơm (2)
hút lên thùng cao vị (3). Ở thùng cao vị có ống chảy tràn, hỗn hợp trong thùng luôn
phải ở chế độ chảy tràn trong suốt q trình cơ đặc và nó sẽ quay trở lại thùng chứa (1)
Tiếp theo, hỗn hợp đầu sẽ từ thùng cao vị chảy qua lưu lượng kế (4) rồi đi vào thiết bị
gia nhiệt hỗn hợp đầu (5). Nước ngưng trong quá trình gia nhiệt sẽ được hệ thống cốc
tháo nước ngưng (11) đưa ra ngoài và vào bể chứa (14).

Hỗn hợp sau khi được gia nhiệt sẽ được đưa đến thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung
tâm (6). Tại đây hỗn hợp sẽ được tuần hồn theo 1 vành tuần hồn giữa khơng gian
của ống trung tâm và phần giới hạn của vỏ thiết bị với buồng đốt. Hơi đốt được đưa
vào trong buồng đốt để tiếp tục đun sôi hỗn hợp. Nước ngưng trong buồng đốt được
tháo ra ngoài ở hệ thống tháo nước ngưng (12). Hơi bốc lên ở nồi cô đặc (6) sẽ là hơi
đốt của nồi cơ đặc phía sau (7), đồng thời dung dịch sau cô đặc ở nồi (6) sẽ tiếp tục
được đưa sang nồi (7). Nước ngưng ở nồi cô đặc (7) được tháo ở hệ thống (13), dung
dịch cô đặc đạt đến nồng độ yêu cầu sẽ được đưa qua bơm (16) để đưa vào bể chứa sản
phẩm (15).
Hơi thứ của nồi cô đặc (7) được đưa vào thiết bị ngưng tụ baromet (8), sau đó được
tiếp tục đưa vào xyclon tách bụi (9) rồi hút ra ngoài theo bơm (17).

13


PHẦN II: TÍNH TỐN THIẾT BỊ CHÍNH
Số liệu ban đầu
Dung dịch cô đặc: KNO3
Nồng độ đầu của dung dịch (% khối lượng): xđ = 5%
Nồng độ cuối của dung dịch (% khối lượng): xc = 23%
Áp suất hơi đốt nồi 1 (at): P1 = 5at
Áp suất hơi ngưng tụ (at): Pn = 0,2at
Năng suất tính theo dung dịch đầu (Kg/s): Gđ = 3 Kg/s = 10800 Kg/h
Chiều cao ống truyền nhiệt (m): H = 5
2.1. Xác định lượng hơi thứ bốc ra trong toàn bộ hệ thống
xd
5
= 10800 1− = 8452,17 (Kg/h) [2-55]
23
xc

( )

W= Gd 1−

(

)

2.2. Xác định lượng hơi thứ bốc ra từ mỗi nồi
W1: lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 1
W2: lượng hơi thứ bốc ra từ nồi 2
Giả sử: W1 = W2
=> W1 = W2 =

W 8452,17
=
= 4226,09 (Kg/h)
2
2

2.3. Xác định nồng độ cuối của dung dịch tại từng nồi

(

xi = Gd

xd
[2-57]
Gd −∑ W i

)

x1: nồng độ cuối của dung dịch tại nồi 1
x2: nồng độ cuối của dung dịch tại nồi 2
xd
5
= 10800
= 8,21 (% khối lượng)
10800−4226,09
Gd −∑ W i

(

)

x1 = Gd

(

x2 = Gd

(

)

xd
5
= 10800
= 23 (% khối lượng)

10800−8452,17
Gd −∑ W i

)

(

)

9


2.4. Xác định áp suất chung của hệ thống
P = P1 - PN = 5 - 0,2 =4,8 (at)
P1: áp suất hơi đốt nồi 1
Pn: áp suất hơi ngưng tụ
2.5. Xác định áp suất và nhiệt độ hơi đốt trong mỗi nồi
Chọn tỷ lệ chênh lệch áp suất hơi đốt ở 2 nồi là P1:P2 = 2,5:1

{

P =2,5 P

{

P =3,43 at

2
Ta có hệ: P 1+ P =4,8
 P1=1,37 at

1
2
2

Vậy áp suất hơi đốt ở từng nồi là:

P1 = 5at
P2 = P1 - P1 =1,57at

Tra bảng [1-314] và nội suy, ta có
Nồi 1: P1 = 5at:
Nồi 2: P2 = 1,57at:
Với Pn = 0,2

Nhiệt độ hơi đốt: t1= 151,1oC
Nhiệt lượng riêng của nước: i1= 2754.103 (J/Kg)
Nhiệt hóa hơi r1 = 2117.103 (J/Kg)
Nhiệt độ hơi đốt: t2= 112,13oC
Nhiệt lượng riêng của nước: i2= 2701,57.103 (J/Kg)
Nhiệt hóa hơi r2 = 2228,43.103 (J/Kg)
tn= 59,7oC

2.6. Xác định áp suất và nhiệt độ hơi thứ ra khỏi mỗi nồi
Gọi ti’ và Pi’: nhiệt độ và áp suất của hơi thú ra khỏi nồi thứ i
i’: tổn thất nhiệt độ do nồng độ
i’’: tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh
i’’: tổn thất nhiệt độ do trở lục đường ống, thường chọn i’’’ = 1-1,5oC
Nhận xét: Khi hơi thứ từ nồi 1 sang nồi 2 và hơi thứ từ nồi 2 sang thiết bị ngưng tụ thì
sẽ chịu tổn thất về nhiệt độ do trở lực đường ống là i’’’ = 1-1,5oC. Chọn i’’’ = 1,3oC
Nồi 1: t1’ = t2 + 1,3 = 112,13 + 1,3 = 113,43oC

Nồi 2: t2’ = tn + 1,3 = 59,7 + 1,3 = 61oC
Tra bảng [1-312] và nội suy, ta có:
Nồi 1: t1’ = 113,43oC
Nồi 2: t2’ = 61oC

Áp suất hơi thứ: P1’= 1,64at
Nhiệt lượng riêng của nước: i1’= 2704,21.103 (J/Kg)
Nhiệt hóa hơi r1’ = 2224,98.103 (J/Kg)
Áp suất hơi thứ: P2’= 0,21at
10


Nhiệt lượng riêng của nước: i2’= 2608,88.103 (J/Kg)
Nhiệt hóa hơi r2’ = 2354,82.103 (J/Kg)
Lập bảng số liệu 1:
Nồ
i

P
(at)

Hơi đốt
i.10-3
toC
(J/Kg)

Hơi thứ
P
i’.10-3
t’oC

(at)
(J/Kg)
2704,2
1,64 113,43
1
2608,8
0,21
61
8

-3

’

r. 10
(J/Kg)

1

5

151,1

2754

2117

2

1,57

112,13

2701,5
7

2228,43

r’. 10-3
(J/Kg)

x%

2224,98

8,21

2354,82

23

2.7. Tính tổn thất nhiệt độ cho từng nồi
2.7.2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ’
T 2i
 =  .f = o . 16,2.
[2-59]
ri
’

’

o

’

o’: tổn thất nhiệt độ theo nồng độ của dung dịch
f: là hệ số hiệu chỉnh
r: Ẩn nhiệt hóa hơi của dung mơi ngun chất ở áp suất làm việc, J/Kg
T: nhiệt độ sôi của dung dịch ứng với áp suất trung bình, K
Tổn thất nhiệt độ theo nồng độ của dung dịch, tra bàng [2-63] và nội suy
x1 = 8,21%  o1’ = 0,74
x2 = 23%  o2’ = 2,31
t1 = 113,43  T1 = 386,43K
t2 = 61  T2 = 334K
T 21
386,43 2
1 = o1 . 16,2. = 0,72.16,2.
= 0,80oC
r1
2224,98.103
’

’

T 22
334 2
 =  16,2. = 2,31.16,2.
= 1.77oC
r2
2354,82.103
’

2

’
o2

Tổn thất nhiệt độ do nồng độ:
’ = 1’ + 2’ = 0,80 + 1,77= 2,57oC
2.7.2. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ’’
i’’ = ttbs – to [2-60]
11


ttbs: nhiệt độ sôi ứng với Ptb
to: nhiệt độ sôi ứng với Po

(

Ptb = Po + h 1+

H ❑dd
.
.g [2-60]
2
2

)

Po: áp suất hơi thứ trên bề mặt thoáng (at)
h1: chiều cao lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên của ống truyển nhiệt
H: chiều cao ống truyền nhiệt (m)

dds: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi ở 20oC (Kg/m3)
g: gia tốc trọng trường, g = 9,8m/s2
Áp suất hơi thứ trên bề mặt thoáng: Po1 = P1’ = 1,64at
Po2 = P2’ = 0,21at
Khối lượng riêng của dung dịch KNO3, ở 20oC tra bảng [1-42]
x = 8,21% => dd1 = 1050,84 (Kg/m3)
x = 23% => dd2 = 1154,90 (Kg/m3)
Chọn h1 = 0,5m , H = 5m (đề ra)
5 1050,84
0,5+ .
.9,81
H dd 1
2
2
Ptb1 = Po + h 1+ .
.g = 1,64+
= 1,80 (at)
2
2
4
9,81. 10

(

)

(

)

5 1154,90
0,5+ .
.9,81
H dd 2
2
2
Ptb2 = Po + h 1+ .
.g = 0,21 +
= 0,39 (at)
2
2
4
9,81.10

(

(

)

)

Nhiệt độ sôi của dung dịch ứng với áp suất trung bình, tra bảng [1-314] và nội suy
Ptb1= 1,80  ttb1= 116,27oC
Ptb2= 0,39  ttb2= 74,57oC
1’’ = ttb1 – to1 = 116,27– 113,43= 2,84oC
2’’ = ttb2 – to2 = 74,57 – 61 = 13,57oC
Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh gây ra
’’ = 1’’ +2’’ = 2,84+ 13,57 = 16,41oC
2.7.3. Tổn thất nhiệt độ do đường ống ’’’

12


’’’ = 1’’’ + 2’’’ = 1,3 + 1,3 = 2,6oC
2.7.4. Tổn thất nhiệt của cả hệ thống:
 = ’ + ’’ + ’’’ = 2,57 + 16,41 + 2,6 = 21,58oC
2.8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích trong hệ thống và từng nồi
2.8.1. Hiệu số nhiệt độ hữu ích trong hệ thống
n

n

∑ T hi=T 1−T ng−∑
i=1

[2-67]

i=1

Thi = 151,1 – 59,7 – 21,58 = 69,82oC
2.8.2. Xác định nhiệt độ sôi từng nồi
tsi = ti’ + i’ + i’’ [3-145]
ts1 = t1’ + 1’ + 1’’ = 113,43 + 0,80 + 2,84 = 117,07 (oC)
ts2 = t2’ + 2’ + 2’’ = 61 + 1,77 + 13,57 = 76,34(oC)
2.8.3. Xác định hiệu số nhiệt độ hữu ích mỗi nồi
Ti = Ti – tsi
T1 = T1 – ts1 = 151,1 – 117,07 = 34,03 (oC)
T2 = T2 – ts2 = 112,13 – 76,34 = 35,79 (oC)
Lập bảng số liệu 2
Nồi

1
2

i’ (oC)
0,80
1,77

i’’ (oC)
2,84
13,57

i’’’ (oC)
1,3
1,3

Ti (oC)
34,0322
35,5753

tsi (oC)
117,07
76,34

2.9. Thiết lập phương trình cân bằng nhiệt lượng để tính lượng hơi đốt, hơi thứ
trong từng nồi
Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng

Trong đó:
13

D: lượng hơi đốt cho vào nồi 1
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 ban đầu, dung dịch ra khỏi nồi
1, nồi 2
1; 2: nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2
Qm1; Qm2: nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2
Lập hệ phương trình cân bằng nhiệt lượng:
Nồi 1: Di1 + GdCotso = W1i’1 + (Gd – W1)C1ts1 + DCnc1 + Qm1
Nồi 2: W1i2 + (Gd – W1)C1ts1 = W2i’2 + (Gd – W1 – W2)C2ts2 + W1Cnc22 +Qm2
Lập bảng số liệu 3
Cnc
Nồ
C
(J/Kg.độ
i (J/Kg.độ)
)

W (Kg/h)
ii .10-3

1

3842,15

4315,08

2754

2

3456,21

4236,62

2701,5
7

i’i .10-3
2704,2
1
2608,8
8

i
151,1
112,1
3

GT

Tính tốn

4226,086
9
4226,086
9

4167,642
7
4284,531
2

Đối với dung dịch lỗng x<0,2:
C = 4186.(1-x) [I.43-1-152]
Đối với dung dịch đặc x>0,2:
C = Cht.x + 4186.(1-x) [I.44-1-152]
Tra bảng [1-152], ta có:
cK = 26000 (J/Kg.nguyên tử.độ)
cN = 26000 (J/Kg.nguyên tử.độ)
cK = 16800 (J/Kg.nguyên tử.độ)
=> C ht=

26000+26000+3.16800
=1013,8614 (J/Kg.độ)
101

Nhiệt dung riêng của dung dịch:
Nồi 1:
14

Sai số
%
1,3829
1,3829


xo =5%  Co= 4186.(1 – 0,05) = 3976,70 (J/Kg.độ)

x1 =8,21%  C1= 4186.(1 – 0,0821) = 3842,15 (J/Kg.độ)

Nồi 2:
x2 = 23%  C2= 1013,8614.0,23 + 4186.(1-0,23) = 3456,21 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung riêng của nước, tra bảng [I.147-1-310]
Nồi 1:
t1 = 151,1oC  Cnc1 = 4315,08 (J/Kg.độ)
Nồi 2
t2 = 112,13oC  Cnc2 = 4236,62 (J/Kg.độ)
Lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống:
Nồi 2:
Ta có: W = W1 + W2 và Qm2 = 0,05.W1(i2 – Cnc22)
Phương trình cân bằng nhiệt lượng
W1i2 + (Gd – W1)C1ts1 = W2i’2 + (Gd – W1 – W2)C2ts2 + W1Cnc22 +Qm2
 W1 =
 W1 =

Gd . ( C2 .t s 2−C 1 .t s 1 ) +W (i '2−C 2 .t s 2 )
0,95. ( i 2−C nc2 .❑2 ) +(i '2−C 1 . t s 1)
10800. ( 3456,21 .76,34−3842, 15.117,0 7 ) +8452,17.(2608,8 8.10 3−3456,21 .76,34)
0,95 ( 2701, 57.103−4236,62.112,13 ) +(2608,8 8.103 −3842,15 .117,0 7)

 W1 = 4167,35 (Kg/h)
W = W1 + W2  W2 = W – W1  W2 = 8452,17 – 4167,35 = 4284,82 (Kg/h)
Nồi 1:
Tra bảng [1-236]: xđ = 5%  ts0 = 100,14oC
Phương trình cân bằng nhiệt lượng
Di1 + GdCotso = W1i’1 + (Gd – W1)C1ts1 + DCnc1 + Qm1
G d . ( C1 .t s 1−C 0 .t s 0 ) +W 1 (i'1 −C1 .t s 1 )
D=

0,95.(i 1−C nc 1 .❑1 )

15


D



=

10800. ( 3842, 15.117,0 7−3976,7 0.100,14 )+ 41 67,35.( 2704,21. 103−3842, 15.117,0 7)
0,95.(2754 .103 −4315,08 . 151,1)

 D = 4983,37(Kg/h)
Sai số:

|
 =|
1 =

2

W ¿ −W 1
4226,09−41 6 7,35
.100 % = 1,3899%
.100 % =
4226,0 9
W¿
W ¿ −W 2

W¿

|
|

|
|
4226, 9−428 4,82
.100 % = |
|.100 % = 1,3897%
4226,0 9

2.10. Tính hệ số cấp nhiệt và nhiệt lượng trung bình từng nồi
2.10.1. Tính hệ số cấp nhiệt α khi ngưng tụ hơi:
ri
α1i = 2,04.A.
t1 i . H

0,25

( )

[2-28]

Trong đó:
α1i : hệ số cấp nhiệt khi ngưng hơi ở nồi 1 và nồi 2 (W/m2.độ)
t1i: hiệu số giữa nhiệt độ ngưng và nhiệt độ phía mặt tường tiếp xúc với hơi ngưng
của nồi 1 và nồi 2 (oC)
ri: ẩn nhiệt ngưng tụ tra theo nhiệt độ hơi đốt
A: hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng trước ngưng, tra theo nhiệt độ nước ngưng t m ở

bảng [2-29]
Nồi
1
2

Nhiệt độ của hơi đốt
151,1
112,13

r (J/Kg)
2117
2228,43

Giả sử: t11 = 4,873
t12 = 4,897
Lập bảng số liệu 4
Nồi
1
2

t1i
4,873
4,897

ti
151,1
112,13

tTi = ti - t1i
146,227

107,233

Nồi 1:
16

tmi
148,66
109,68

A
195,3
183,36


0,25

r1
α11 = 2,04.A.
t 11 . H

( )

(

= 2,04.195,30.

2117. 103
4.873 .5

0,25

)

= 6840,22 (W/m2.độ)

Nồi 2:
r2
α12 = 2,04.A.
t 12 . H

(

0,25

)

(

=2,04.183,36.

2228,43.103
4, 897 .5

0,25

)

= 6496,81 (W/m2.độ)

10.2. Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ :

Gọi q1i là nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ nồi thứ i
Áp dụng công thức: q1i = 1i .∆t1i [3-332]
Nồi 1:
q11 = 11 .∆t11 = 6840,22.4,873 = 33332,38 (W/m2)
Nồi 2:
q12 = 12 .∆t12 = 6496,81.4,897= 31814,57(W/m2)
Lập bảng số liệu 5
Nồ
i

t1i

tmi

A

1

4,873

148,66

195,3

2

4,897

109,68

183,3
6

1i

q1i

6840,2
2
6496,8
1

33332,3
8
31814,57

2.10.3. Tính hệ số cấp nhiệt α2 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi
Tổng trở truyền nhiệt

∑ r =r1 + r2 + ❑δ
Tra bảng [V.I-2-4]
r1 = 0,387.10-3 m2.độ/W
r2 = 0,232.10-3 m2.độ/W
Ống dẫn nhiệt làm bằng thép CT3 có  =2 (mm)   = 50 (W/m.độ)
0,002
∑ r =r1 + r2 + δ = 0,387.10-3 + 0,232.10-3 +
= 6,59.10-4
50

❑

Nồi 1:
tT1 = q11.∑ r = 33332,38. 6,59.10-4 =21,97oC
17


t21 = T1 -tT1 -t11 = 34,03– 21,97 – 4,873 = 7,19oC
Nồi 2:
tT2 = q12.∑ r =31814,57.6,59.10-4 = 20,97oC
t22 = T2 -tT2 -t12 = 35,79 - 20,97 – 4,897 = 9,92oC
Khối lượng riêng của dung dịch tra bảng [I.46-1-42]
Nồi 1
ts1 = 117,07oC và x = 8,21%  dd1 = 995,31 (Kg/m3)
Nồi 2:
ts2 = 76,34oC và x = 23%  dd2 = 1059,69 (Kg/m3)
Khối lượng riêng của nước tra bảng [I.5-1-11]
Nồi 1: ts1 = 117,07 (oC)  nc1 = 945,63 (Kg/m3)
Nồi 2: ts2 = 76,34 (oC)  nc2 = 974,06 (Kg/m3)
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

√

dd = A.Cp.. 3

❑
(W/m.độ)
M

Nhiệt dung riêng của nước tra bảng [I249-1-310]
Nồi 1: ts1 = 117,07 (oC)  Cnc1 = 4245,02 (J/Kg.độ)

Nồi 2: ts2 = 76,34 (oC)  Cnc2 = 4192,08 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung riêng của dung dịch, ở bước 9
Nồi 1: Cdd1 = 3842,15 (J/Kg.độ)
Nồi 2: Cdd2 = 3456,21 (J/Kg.độ)
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch
Nồi 1:
8,21
101
´x =
= 0,0157 (%mol)
8,21 91,79
+
101
18

 M1 = 101.0,0157 + (1-0,0157).18 = 19,30

18


√

dd1 = A.Cdd1.dd1.

3

❑dd 1
995,31
= 3,58.10-8.3842,15.995,31 . 3
= 0,51 (W/m.độ)

M1
19,30

√

Nồi 2:
23
101
´x =
= 0,0505 (%mol)
23 77
+
101 18

 M1 = 101.0,0505 + (1-0,0505).18 = 22,20

√

dd2 =A.Cdd2.dd2.

3

❑dd 2
1059,69
=3,58.10-8.3456,21. 1059,69. 3
= 0,48 (W/m.độ)
M2
22,20

√

Hệ số dẫn nhiệt của nước tra bảng [129-1-133]
Nồi 1: ts1 = 117,07 (oC)  nc1 = 0,69 (W/m.độ)
Nồi 2: ts2 = 76,34 (oC)  nc2 = 0,67 (W/m.độ)
Độ nhớt của nước tra bảng [I.102, I.104 -1-94,96]
Nồi 1: ts1 = 117,07 (oC)  µnc1 = 0,24 (N.s/m2)
Nồi 2: ts2 = 76,34 (oC)  µnc2 = 0,37 (N.s/m2)
Độ nhớt của dung dịch, tra bảng [I.107-1-100]
Trong trường hợp nhiệt độ cao, dùng cơng thức
t µ 1−t µ2
=K [1-85]
❑µ 1−❑µ 2

Nồi 1: x = 8,21%; ts1 = 117,07oC
Ta chọn tµ1= 20(oC)  µ1 = 21,33oC
tµ2= 30(oC)  µ2 = 30,04oC
K=

t µ1−t µ 2
20−30
=
=1,1478
❑µ1−❑µ2 21,33−30,04

ts1 = 117,07oC
Ta coi ts1 = tµ3 = 117,07
K=

t µ1−t µ 3
t −t

20−117,0 7
¿ µ3 =❑µ 1− µ 1 µ 3 =21,33−
= 105,9 (oC)
❑µ1−❑µ3
K
1,1478

µ3 = 105,9  µdd1 = 0,27 (N.s/m2)
19


Nồi 2: x= 23%; ts2 = 76,34oC
Độ nhớt của dung dịch, tra bảng [I.107-1-100]
ts2 = 76,34oC  µdd2 = 0,48(N.s/m2)
Hệ số hiệu chỉnh
0,565

0,435

❑dd 2 C dd µ nc
.
. ❑ .
C nc µdd
nc

( ) [( ) ( ) ( )]

❑
 = ❑dd
nc

Lập bảng số liệu 6
Nồi
1
2

dd
Kg/m3
995,31
1059,69

nc
Kg/m3
945,63
974,06

M
19,30
22,20

dd
W/m.độ
0,51
0,48

µdd
N.s/m2
0,27
0,48

nc
W/m.độ
0,69
0,67

Nồi 1:
0,51
1 =
0,69

0,565

995,31 2 3842,15
0,24
.
.
.
945,63
4245 , 0 2 0,27

( ) [(

) ( )]

)(

0,435

= 0,81

Nồi 2:
0,4 8
2 =
0,67

0,565

1059,69 2 3456,21
0 ,37
.
.
.
974,06
4192 ,08
0,48

( ) [(

)(

)(

0,435

)]

= 0,73

Lập bảng số liệu 7
Nồ

i

Pi

1

1,64

2

t2i

7,1
9
0,21 9,92

i

α2i

q2i

0,81

4657,88 33490,16

0,73

3179,82 31533,89

Hệ số cấp nhiệt α2
α2i = 45,3.pi0.5. t2i2,33. i
Nồi 1:
α21 = 45,3.1,64.0,5. 7,192,33. 0,81= 4657,88 (W/m2.độ)
q21 = 4657,88.7,19 = 33490,16 (W/m2)
Nồi 2:
α22 = 45,3.0,210.5.9,92 2,33. 0,73 = 3179,82 (W/m2.độ)
q22 = 3179,82.9,92 = 31533,89 (W/m2)
20

µnc
N.s/m2
0,24
0,37


Sai số:
Nồi 1:

|

1=

q11 −q 21
33332,38−33490,16
. 100 % = 0,47%
.100 % =
33332,38
q11

|

|

|

Nồi 2:

|

1=

q12−q22
31814,57−31533,89
. 100 % = 0,88%
.100 % =
31814,57
q12

|

|

|

2.11. Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi
Áp dụng công thức
qtbi
∆Ti

K i=

Trong đó: qtbi: nhiệt tải riêng trung bình của từng nồi (W/m2)
Ti: hiệu số nhiệt độ hữu ích của từng nồi, xem ở bước 8
Nồi 1:
q tb1=
K 1=

q 11 +q 21 33332,38+33490,16
2
=
=33411,27 (W /m )
2
2

qtb 1 33411,27
2
=
=981,82(W /m . độ)
∆T1
34,0 3

Nồi 2:
q tb2=
K 2=

q 12+ q22 31814,57+31533,89
2
=
=31674,23 (W /m )

2
2

q tb2 31674,23
=
=885(W /m2 . độ)
∆T2
35,79

Lượng nhiệt tiêu tốn:
Qi=

Di r i
(W )
3600

Nồi 1:
Q 1=

D i r i D r 1 4983,37 .2117 .10 3
=
=
=2930498,41 ( W )
3600 3600
3600

Nồi 2:
21

D i r i W 1 r 2 41 6 7,35 . 2228, 43. 103
Q 2=
=
=
=2579624,38 ( W )
3600 3600
3600

2.12. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích từng nồi
2.12.1. Xác định tỷ số
Nồi 1:
Q 1 2930498,41
=
=2984,76
K1
981,82

Nồi 2:
Q 2 2579624,38
=
=2914,83
K2
885

2.12.2. Xác định nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi
Qi
K
∆ T ¿i =∑ ∆ T i n i ( ℃ )
Q
i=1

∑ Ki
i=1
i
n

Nồi 1:
∆ T ¿1=( 34,0 3+35,79 )

2984,76
=35,32℃
2984,76+ 2914,83

Nồi 2:
∆ T ¿2=( 34,0 3+35,79 )

2914,83
=34,5 ℃
2984,76+ 2914,83

2.13. So sánh ΔTi* và ΔTi tính được theo giả thiết phân phối áp suất
Nồi 1:
T 1 −∆ T ¿1
34,03−35,32
ε=
.100 %=
.100 %=3,79 % <5 %
T1
34

|

|

|

|

Nồi 1:
T 2 −∆ T ¿2
35,79−34,5
ε=
.100 %=
.100 %=3,60 %<5 %
T2
35,79

|

|

|

|

Nhận xét: sai số này nhỏ hơn 5%, vậy phân phối áp suất ΔP1 : ΔP2 = 2,5 : 1 được
chấp nhận.
Lập bảng số liệu 7
22