Đề tài: THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU pot

TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HỒ CHÍ MINH
KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC
BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ
ĐỒ ÁN HỌC PHẦN
Đề tài

THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH
NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI
NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU
GVHD: NGUYỄN TIẾN ĐẠT
SVTH: PHẠM VĂN LỢI
HUỲNH NGỌC LÂM
TRẦN PHƯỚC LỘC
LỚP : CDHD12A
MÃ HP: 111703801
HỌC KỲ: 2 NĂM HỌC: 2012–2013
TP. Hồ Chí Minh, Tháng 04 năm 2013
TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HỒ CHÍ MINH
KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC
BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ
ĐỒ ÁN HỌC PHẦN
Đề tài

THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH
NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI
NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU
GVHD: NGUYỄN TIẾN ĐẠT
SVTH: PHẠM VĂN LỢI
HUỲNH NGỌC LÂM
TRẦN PHƯỚC LỘC
LỚP: CDHD12A

MÃ HP: 111703801
HỌC KỲ: 2 NĂM HỌC: 2012– 2013
TP. Hồ Chí Minh, Tháng 04 năm 2013
LỜI CÁM ƠN
Đầu tiên, em xin gửi lời cảm ơn sâu sắc đến Ban giám hiệu trường Đại học
Công Nghiệp Tp. HCM , tập thể các thầy cô giảng dạy ở Khoa Công Nghệ Hóa Học
đã tận tình truyền đạt cho em những kiến thức cũng như kinh nghiệm trong quá
trình học tập tại trường cũng như tạo cho em một trường học tập năng động và hiện
đại . Đặc biệt hơn nữa em xin cảm ơn đến thầy Nguyễn Tiến Đạt, người đã trực tiếp
hướng dẫn, giúp đỡ, góp ý trong quá trình em hoàn thành cuốn đồ án học phần này.
Em cũng xin cảm ơn đến Thư viện của trường đã tạo điều kiện cho em được
tiếp xúc và cung cấp những tài liệu, cần thiết, hữu ích cho em hoàn thành tốt đề tài
đồ án học phần.
Trong thời gian làm báo cáo đồ án, mặc dù đã cố gắng trong việc hoàn thiện
bài báo cáo nhưng do kiến thức chuyên môn còn hạn hẹp nên không tránh khỏi
những thiếu sót nhất định. Rất mong nhận được sự góp ý của quý thầy cô để bài báo
cáo của em được hoàn chỉnh hơn. Em xin cám rất nhiều ơn.
Tp. HCM, ngày 17 tháng 04 năm 2013
Họ tên sinh viên
4
NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN

Phần đánh giá:
• Ý thức thực hiện:
• Nội dung thực hiện:
• Hình thức trình bày:
• Tổng hợp kết quả:
Điểm bằng số: Điểm bằng chữ:
Tp. Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2013
Giáo viên hướng dẫn
Nguyễn Tiến Đạt
5
NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN PHẢN BIỆN

Phần đánh giá:
• Ý thức thực hiện:
• Nội dung thực hiện:
• Hình thức trình bày:
• Tổng hợp kết quả:
Điểm bằng số: Điểm bằng chữ:
Tp. Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2013
Giáo viên phản biện
6
MỤC LỤC
7
DANH MỤC BẢNG BIỂU VÀ HÌNH
8
CHƯƠNG 1. TỔNG QUAN VỀ QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC VÀ
NGUYÊN LIỆU
1.1. Đôi nét về ngành công nghiệp mía đường
Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta.
Do nhu cầu thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiều
địa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy nhiên, đó chỉ là các hoạt
động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các ngành công nghiệp có liên quan
không gắn kết với nhau đã gây khó khăn cho việc phát triển công nghiệp đường
mía.
Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệp
mía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên một cách nhanh
chóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn lẻ mà đã trở thành một hệ
thống liên hiệp các ngành có quan hệ chặt chẽ với nhau. Mía đường vừa tạo ra sản
phẩm đường làm nguyên liệu cho các ngành công nghiệp như bánh, kẹo, sữa…

đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất như
rượu, acid lactic…
Trong tương lai, khả năng này còn có thể phát triển hơn nữa nếu có sự quan
tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với nâng cao khả năng chế biến và tiêu thụ sản
phẩm. Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, độ đường sẽ giảm nhiều và nhanh
chóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kịp thời.
Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệu
quả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện nay, nước ta đã
có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre …
nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó. Bên
cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng
với công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất.
9
Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy,
đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần
thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ. Trong đó, cải tiến thiết bị
cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đây là một
thành phần không thể xem thường.
Nhiệm vụ:
Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch nước mía bằng hệ thống cô đặc 2 nồi
ngược chiều liên tục.
Năng suất sản phẩm: 1000kg/h
Nồng độ ban đầu: 10%
Nồng độ cuối: 50%
Áp suất hơi đốt: 3at
Áp suất ngưng tụ: P
ck
= 0.5at
1.2. Sơ lược về quá trình cô đặc
Cô đặc là quá 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 chất tan.
Tách các chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể.
Thu dung môi ở dạng nguyên chất.
Quá trình cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất (áp suất chân
không, áp suất thường hay áp suất dư), trong hệ thống một thiết bị cô đặc hay trong
hệ thống nhiều thiết bị cô đặc. Trong đó:
Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao, dễ bị phân
hủy vì nhiệt.
10
Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển dùng cho dung dịch không bị phân
hủy ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứ cho cô đặc và
cho các quá trình đun nóng khác.
Cô đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà được thải ra
ngoài không khí. Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế.
Trong công nghiệp hóa chất và thực phẩm thường làm đậm đặc dung dịch nhờ
đun sôi gọi là quá trình cô đặc, đặc điểm của quá trình cô đặc là dung môi được tách
khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn dùng chất hòa tan trong dung dịch không bay hơi,
do đó nồng độ của dung dịch sẽ tăng dần lên, khác với quá trình chưng cất, trong
quá trình chưng cất các cấu tử trong hỗn hợp cùng bay hơi chỉ khác nhau về nồng
độ trong hỗn hợp.
Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô 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 đung
nóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đặc thì ta gọi hơi đó là hơi phụ.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong thiết bị một nồi hoặc nhiều nồi làm
việc gián đọan hoặc liên tục. Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác
nhau tùy theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường (áp suất khí quyển)
thì có thể dùng thiết bị hở; còn làm việc ở các áp suất khác thì dùng thiết bị kín cô
đặc trong chân không (áp suất thấp) vì có ưu điểm là: khi áp suất giảm thì nhiệt độ
sôi của dung dịch cũng giảm, do đó hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng,

nghĩa là có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt.
Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay hơi đốt, do đó nó có ý
nghĩa kinh tế cao về sử dụng nhiệt. Nguyên tắc của quá trình cô 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. Còn 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
11
sôi, 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.
Hệ thống cô đặc xuôi chiều thường được dùng phổ biến hơn cả, loại này có ưu
điểm là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ 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 sẽ được
làm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự
bốc hơi. Nhưng khi dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi do
đó cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch, vì vậy khi cô đặc
xuôi chiều dung dịch trước khi vào nồi đầu thường được đun nóng sơ bộ bằng hơi
phụ hoặc nước ngưng tụ.
Khuyết điểm của cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ của 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.
Cấu tạo thiết bị cô đặc:
Trong công nghệ hóa chất và thực phẩm các loại thiết bị cô đặc đun nóng bằng
hơi được dùng phổ biến, loại này gồm 2 phần chính:
1.2.1. Bộ phận đun sôi
Dung dịch (phòng đốt) trong đó bố trí bề mặt truyền nhiệt để đun sôi dung

dịch.
1.2.2. Bộ phận bốc hơi (phòng bốc hơi)
Là một phòng trống, ở đây hơi thứ được tách khỏi hỗn hợp lỏng – hơi của
dung dịch sôi (khác với các thiết bị chỉ có phòng đốt). Tùy theo mức độ cần thiết
người ta có thể cấu tạo thêm bộ phận phân ly hơi – lỏng ở trong phòng bốc hơi hoặc
trên ống dẫn hơi thứ, để thu hồi các hạt dung dịch bị hơi thứ mang theo.
12
Về phân loại có thể phân loại thiết bị theo 2 cách:
Theo sự phân bố bề mặt truyền nhiệt có loại nằm ngang, thẳng đứng, loại
nghiêng.
Theo cấu tạo bề mặt truyền nhiệt có loại vỏ bọc ngoài, ống xoắn, ống chùm.
Theo chất tải nhiệt có loại đun nóng bằng dòng điện, bằng khói lò, bằng hơi
nước, bằng chất tải nhiệt đặc biệt.
Theo tính tuần hoàn dung dịch: tuần hoàn tự nhiên, tuần hoàn cưỡng bức,
Lựa chọn thiết bị:
Theo tính chất nguyên liệu, ta chọn thiết bị cô đặc 2 nồi, làm việc liên tục, có
ống tuần hoàn ngoài buồng đốt ngoài đối lưu tự nhiên.
Thiết bị cô đặc dạng có cấu tạo đơn giản, dễ sửa chửa, làm sạch. Đồng thời, có
thể tận dụng triệt để nguồn hơi.
Quá trình cô đặc được tiến hành ở áp suất chân không nhằm làm giảm nhiệt độ
sôi của dung dịch, giảm được chi phí năng lượng, hạn chế những biến đổi của chất
tan.
Tuy nhiên, tốc độ tuần hoàn nhỏ, hệ số truyền nhiệt còn thấp, vận tốc tuần
hoàn bị giảm vì ống tuần hoàn cũng bị đun nóng.
Sơ đồ thiết minh quy trình công nghệ:
Quá trình cô đặc 2 nồi ngược chiều buồng đốt ngoài là quá trình sử dụng hơi
thứ thay cho hơi đốt. Dung dịch ban đầu trong thùng chứa được bơm ly tâm bơm
lên thùng cao vị qua van tiết lưu điều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế sau đó vào
thiết bị gia nhiệt .Tại thiết bị gia nhiệt dung dịch được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi của
nồi 2. Dung dịch sau đó được đưa vào buồng đốt ngoài của nồi. Tại nồi dung dịch

đường bốc hơi một phần tại buồng bốc, hơi thứ thoát lên qua thiết bị ngưng tụ ,được
ngưng tụ còn lượng khí không ngưng còn lại được bơm chân không hút ra ngoài sau
khi qua thiết bị thu hồi bọt. Còn sản phẩm được bơm vào nồi 1 để tiếp tục quá trình
cô đặc, khi đến nồng độ yêu cầu thì được đưa ra ngoài vào bể chứa sản phẩm. Ở nồi
13
1 hơi đốt được cung cấp từ ngoài vào, còn ở nồi 2 thì hơi đốt chính là hơi thứ của
nồi 1.
14
Ký hi?u:
X=10%
T=25
X=50%
X=17.21%
T=132.9
P=3
T=106.45
P=1.36
T=80.5
P=0.5
CHƯƠNG 2. CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
2.1. Dữ kiện ban đầu
Dung dịch nước mía. Nhiệt độ đầu vào nguyên liệu chọn là 25
o
C
− Nồng độ đầu x
đ
= 10 %
− Nồng độ cuối x
c
= 50%.

− Năng suất G
c
= 1000 (kg/h)
− Gia nhiệt bằng hơi nước bão hoà với áp suất là: P
hđ
= 3 at.
− Áp suất ở thiết bị ngưng tụ baromet: P = 0,5 at.
2.2. Cân bằng vật chất
2.2.1. Suất lượng nhập liệu
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất: G
d
. x
d
= G
c
. x
c
(CT.Tr 158-[5])
⇒ Suy ra: G
d
=
d
.
x
xG
cc
=
10
50.1000
= 5000 (kg/h)

2.2.2. Tổng lượng hơi thứ
- Áp dụng công thức: (CT 5.17 Tr 158 [5]).

(1 )
d
d
c
x
W G
x
∑
= −
hay W = G
đ
– G
c
(kg/h).
Trong đó: W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống (kg/h).
G
d
: Lượng dung dịch ban đầu (kg/h).
x
d
, x
c
: Nồng độ đầu, cuối của dung dịch % khối lượng.
Thay số vào ta có: W = G
đ
– G
c

= 5000 – 1000 = 4000 (kg/h).
2.2.3. Giả thiết phân phối hơi thứ trong từng nồi
15
Gọi W
1,
W
2,
là

lượng hơi thứ của nồi 1, 2 kg/h.
Để đảm bảo việc dùng toàn bộ hơi thứ của nồi trước cho nồi sau, thường
người ta phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng hơi thứ ở từng nồi thích hợp.
Ta chọn:
1
2
W
W
= 1,1
Khi đó ta có hệ phương trình:
1
2
W
W
= 1,1
4000=
21
WW
+

Giải hệ trên có kết quả: W

1
= 2095,238 kg/h.
W
2
= 1904,761 kg/h.
2.2.4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1: (CT 5.26 Tr 162 [5]).
x
c1
=
1 2
.
5000 10
50%
( ) 5000 (2095,24 1904,76)
d d
d
G x
G W W
×
= =
− + − +
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2: (CT 5.25 Tr 162 [5]).
x
c2
=
1
.
5000 10
17,21%

5000 2095, 24
d d
d
G x
G W
×
= =
− −

2.3. Cân bằng nhiệt lượng
2.3.1. Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi
Gọi: P
1
, P
2
, P
nt
là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ.
∆P
1
: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2.
16

∆P
2
: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ.
∆P
t
: hiệu số áp suất của cả hệ thống.
Ta có: Áp suất của hơi đốt vào nồi 1: P

1
= 3 at.
Áp suất của thiết bị ngưng tụ Baromet: P
nt
= 0,5 at.
Khi đó hệ số áp suất cho cả hệ thống cô đặc là:
∆P
t
= P
1
− P
nt
= 3 − 0,5 = 2,5at.
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là:
1
2
P
P
∆
∆
= 1,85.
Kết hợp với phương trình: ∆P
1
+ ∆P
2
= ∆P
t
= 2,5at.
Suy ra: ∆P
1

= 1,388(at).
∆P
2
=1,62 (at).
P
2
= P
1
− ∆P
1
= 3 − 1,62 = 1,36 (at).
2.3.2. Xác định nhiệt độ trong mỗi nồi
Gọi: t
hd1
, t
hd2
, t
nt
là nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ.
t
ht1
, t
ht2
là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2.
Giả sử tổn thất nhiệt độ trên đường ống từ nồi 1 sang nồi 2 là 1
o
C.
Tra bảng : I. 250, STQTTB, Trang 312 [1].
I. 251, STQTTB, Trang 314 [1].
Bảng 2.1. Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi

Loại
Nồi 1 Nồi 2 Tháp ngưng tụ
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
o
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
o
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
o
C)
Hơi đốt 3 132,9 1,36 106,45 0,5 80,9
17
Hơi thứ 1,75 115,2 0,5 80,9
2.3.3. Xác định tổn thất nhiệt độ
Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do đường ống,
tổn thất do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống.
2.3.3.1. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (∆’)
Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung
môi nguyên chất.
Hiệu số nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất

nhiệt do nồng độ gây ra.
Ta có: ∆'= t
o
sdd
− t
o
sdmnc
(ở cùng áp suất)
Áp dụng công thức Tisenco: (CT VI.10 Tr 59 [2]).
∆'= ∆'
o
.f,
o
C
Với f = 16,2
×


(CT VI.11 Tr 59 [2]).
Trong đó: ∆'
o
: tổn thất nhiệt độ do t
sdd
> t
sdm
ở áp suất thường.
f: hệ số hiệu chỉnh.
T
s
: là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (

o
K).
r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg).

Bảng 2.2. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra
Tra đồ thị VI.2, STQTTB, Trang 60 [2].
Nồi 1 Nồi 2
Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 50 17,213
∆'
o
(
o
C)
2 0,25
18
Bảng 2.3. Nhiệt hóa hơi phụ thuộc áp suất
Tra bảng I.251, STQTTB Trang 314 [1].
Nồi 1 Nồi 2
Áp suất hơi thứ (at) 1,75 0,5
Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2219,5.10
3
2307.10
3
Nồi 1: ∆'
1
= ∆'
0
×
16,2
×

2
1
( 273)
s
T
r
+

= 2
×
16,2
×
2
3
(113,92 273)
2222 10
+
×
= 2,1
o
C.
Nồi 2: ∆'
2
= ∆'
0
×
16,2
×

2

2
(73,72 273)
r
+
= 0,25
×
16,2
×
2
3
(81,9 273)
2370 10
×
×
= 0,21
o
C.
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:
∆' = ∆'
1
+ ∆'
2
= 2,1 + 0,21 = 2,31
o
C.
2.3.3.2. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (∆’’)
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P (N/m
2
), ta có:
∆P =

2
1
ρ
S
.g.H
op
(N/m
2
) (CT 4.19 ST VDBT T10-Tr 185).
Trong đó: ρ
s
: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m
3
) , ρ
s
= 0,5 ρ
dd
ρ
dd
: Khối lượng riêng của dung dịch (kg/m
3
).
H
op
: Chiều cao thích hợp tính theo kính quan sát mực chất lỏng (m).
⇒ H
op
= [0,26 + 0,0014(ρ
dd
− ρ

dm
)].H
o
(CT 4.20 ST VDBT T10-Tr 185).
Từ ∆P ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông qua
công thức: P
tbi
= P’
i
+ ∆P
i
( i ): nồi thứ i
Bảng 2.4. Khối lượng riêng của dung môi và dung dịch
Tra bảng I.5 – I.86 STQTTB T1 – [Tr 11 – 58]
19
x
C
, % t,
o
C
ρ
dd ,
kg/m
3
ρ
dm
, kg/m
3
Nồi I 50 115,4 1231,74 947,32
Nồi II 17,21 80,9 1072,73 970,19

Coi ρ
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ đang xét.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
o
= 1,5 m.
Nồi 1: H
op1
= [0,26 + 0,0014(ρ
dd
− ρ
dm
)].H
o
= [0,26 + 0,0014(1231,74 − 947,32)].1,5 = 0,98 (m).
Áp suất trung bình:
P
tb1
= P’
1
+ ∆P
1
= 1,75 + 0,5*0,5*1231,74*10
-4
*0,98 = 1,78 at.
Tra sổ tay tại: P
tb1
= 1,78 (at) ta có

t”

1
= 115,4
o
C.
⇒ ∆”
1
= t”
1
− t’
1
= 115,4 − 115,2 = 0,2
o
C.
Nồi 2: H
op2
= [0,26 + 0,0014(ρ
dd
− ρ
dm
)].H
o

= [0,26 + 0,0014.(1072,73 − 970)].1,5 = 0,60 (m).
Áp suất trung bình:
P
tb2
= P’
2
+ ∆P
2

= 0,52 + 0,5*0,5*1072,73*10
-4
*0,60 = 0,54 at.
Tra sổ tay tại: P
tb2
= 0,54 (at) ta có t”
2
= 82,62
o
C.
⇒ ∆”
2
= t”
2
− t’
2
= 82,62 – 80,9 = 1,72
o
C.
Vật tổn thất nhiệt của hai nồi là: Σ∆” = ∆”
1
+ ∆”
2
= 0,2 + 1,72 = 1,92
o
C.
2.3.3.3. Tổn thất do trở lực thuỷ lực (
'''
∆
)

Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang
nồi kia và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1
o
C.
Do đó: ∆”’1 = 1
o
C.
∆”’2 = 1
o
C.
20
⇒ Σ∆”’ = ∆”’1 + ∆”’2 = 2
o
C.
Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống
∑∆ = ∆' + ∆" + ∆"' = 2,31 + 1,92 + 2 = 6,23
o
C.
2.3.3.4. Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống
Chênh lệch nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:
Nồi 1: ∆t
i1
= t
hd1
− t
hd2
− ∑∆
1
= 132,9 −106,4 − (2,1 + 0,2 + 1) = 23,2
o

C
Nồi 2: ∆t
i2
= t
hd2
− t
nt
− ∑∆
2
= 106,4 − 80,9 − (0,21 + 1,72 + 1) = 22,62
o
C
Nhiệt độ sôi thực tế:
Nồi 1: ∆t
i1
= t
hd1
− t
s1
⇒
t
s1
=

t
hd1
− ∆t
i1
= 132,9 − 23,2 = 109,7
o

C
Nồi 2 : ∆t
i2
= t
hd2
− t
s2

⇒

t
s2
= t
hd2
− ∆t
i2
= 106,45 − 22,62 = 83,83
o
C
2.4. Cân bằng nhiệt lượng
2.4.1. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi
C = 4190 − ( 2514 − 7,542.t ).x (J/Kg.độ) (CT I.50 ST T1 – Tr 153)
Trong đó: t: nhiệt độ của dung dịch
x: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng.
Ban đầu: Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (t
d
= 109,7
o
C, x = 10 %)
− C

d
= 4190 − ( 2514 − 7,542.109,7 ).0,10 = 4021,33 (J/Kg.độ)
Nồi 1: Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (t
s1
= 109,7
o
C, x = 50 %)
− C
1
= 4190 − ( 2514 − 7,542.109,7 ).0,50 = 3346,67 (J/Kg.độ)
Nồi 2: Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2 (t
s2
= 83,83, x = 17,213 %)
− C
2
= 4190 − ( 2514 − 7,542.83,83 ).0,17213 = 3866,83 (J/Kg.độ)
2.4.2. Nhiệt lượng riêng
• Gọi: D
1
, D
2
: lượng hơi đốt đi vào nồi 1 và nồi 2 (kg/h)
21
G
đ
, G
c
lượng dung dịch đầu, cuối (kg/h)
W, W
1

, W
2
: lượng hơi thứ bốc lên ở cả hệ thống và từng nồi (kg/h)
I
1
, I
2
: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2
i
1
, i
2
: hàm nhiệt của hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg)
C
đ
, C
c
: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối (J/kg.độ)
t
đ,
t
c
: nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch
o
C
θ
1
, θ
2
: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2

o
C
C
ng1
,C
ng2
: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2
o
C
Q
tt1
, Q
tt2
: nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh từ nồi 1 và nồi 2(W)
• Nhiệt lượng vào gồm có:
Nồi 1: Nhiệt do hơi đốt mang vào: D
1
I
1
Nhiệt do dung dịch đầu mang vào: (G
đ
-W
2
).C
2
t
s2
Nồi 2: Nhiệt do lượng hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 1): W
1
i

1
= D
2
I
2
Nhiệt do dung dịch sau nồi 1 mang vào: G
đ
C
đ
t
đ
• Nhiệt mang ra gồm:
Nồi 1: Hơi thứ mang ra: W
1
i
1
Do dung dịch mang ra: (G
d
− W)C
1
.t
s1
Do hơi nước ngưng tụ: D
1
C
ng1
θ
1
Do tổn thất chung: Q
tt1

= 0,05D(I
1
-C
ng1
θ
1
)
Nồi 2: Hơi thứ mang ra: W
2
i
2
Do dung dịch mang ra: (G
d
-W
2
)C
2
t
s2
Do hơi nước ngưng tụ: D
2
C
ng2
θ
2
Do tổn thất chung: Q
tt2
=0,05D
2
(I

2
-C
ng2
θ
2
)
22
Phương trình cân bằng nhiệt lượng:
Nồi 1: D
1
I
1
+(G
đ
-W
2
)C
2
t
s2
= W
1
i
1
+(G
đ
-W)C
1
t
s1

+D
1
C
ng1
θ
1
+0,05D
1
(I
1
-C
ng1
θ
1
) (1)
Nồi 2: D
2
I
2
+G
đ
C
đ
t
đ
= W
2
i
2
+(G

đ
-W
2
)C
2
t
s2
+D
2
C
ng2
θ
2
+0,05D(I
2
-C
ng2
θ
2
) (2)
Với: D
2
I
2


= W
1
i
1

; W = W
1
+W
2
Ta có: (2)
⇔
W
1
(0,95i
1
-C
2
t
s2
+i
2
-0,95C
ng2
θ
2
) = Wi
2
+(G
đ
-W)C
2
t
s2
-G
đ

C
đ
t
s2

⇔
W
1
=
2 2 2 2
1 2 2 2 2 2
( )
0,95 0,95
d s d d s
s ng
Wi G W C t G C t
i C t i C
θ
+ − −
− + −
Bảng 2.5. Thông số tính toán
Tra bảng: I. 249 STQTTB Trang 310 [1]
I. 250 STQTTB Trang 312 [1]
Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch
t (
0
C) I (J/kg) C
n
(J/kg.độ) t (
0

C) i(J/kg) C(J/kg.độ) t
s
(
0
C)
Nồi 1 132,9 2730,2 4284,9 115,2 2704,0 3346,67 109,7
Nồi 2 106,4 2694,8 4228,3 80,9 2647,6 3866,83 83,83
Với: θ
1
= t
hd1
; θ
2
= t
hd2
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là:
( )
3
1
3 3
4000 2647,6 10 5000 4000 3866,63 83,83 5000 83,83 4021,33
0,95 2704 10 3866,83 83,83 2647,6 10 0,95 4228,3 106, 45
W
× × + − × × − × ×
=
× × − × + × − × ×

= 2067,13 (kg/h)
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2:

2 1
W W W
= −
= 4000 – 2067,13 = 1932,87 (kg/h)
23
Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
C%(1) =
2067,13 2095,24
100% 1,35%
2067,13
−
=
< 5%
C%(2) =
%45,1%100
87,1932
76,190487,1932
=
−
< 5%
Lượng hơi đốt tiêu dùng:
D
1
=
1 1 1 1 2 2 2
1 1 1
. ( ). . ( ). .
0,95( . )
d s d s
ng

W i G W C t G W C t
I C
θ
+ − − −
−
3
3
2067,13 2704 10 1000 3346,67 109,7 (5000 1932,87) 3866,83 83,83
0,95 (2730,2 10 4284,9 132,9)
× × + × × − − × ×
=
× × − ×

= 2417,50 kg/h
Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng
Theo công thức 4.8, trang 182, [4]:

6,0
4000
50,2417
===
W
D
m
(kg
hơi đốt
/ kg
hơi thứ
)
Trong đó: D: lượng hơi đốt dùng cô đặc (kg/h)

W: lượng hơi thứ thoát ra khi cô đặc (kg/h).
24
Đáp ứng yêu
CHƯƠNG 3. TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT
3.1. Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc
3.1.1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp
Nồi 1: Q
1
= D.r(θ
1
) =
3600
2173,42417,50×
= 1459,5 (kW)
Nồi 2: Q
2
= W
1
.r(θ
2
) =
3600
2244,22067,13
×
= 1289,8 (kW)
3.2.2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi
Công thức tổng quát:

K=
i

tb
t
q
∆
(W/m
2
.K)
Hình 3.1. Truyền nhiệt qua tường phẳng.
Công thức tính tổng nhiệt trở:
r
Σ
= Σr
câu1
+
λ
δ
+ Σr
câu2
= 0,232.10
-3
+
3,16
10,2
3−
+ 0,387.10
-3
= 0,742.10
-3
(m
2

.K/W)
Chọn:
− Σr
câu1
là: nhiệt trở cặn bẩn hơi nước phía vách ngoài tường
Chọn là: 0,232.10
-3
(m
2
.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2])
− Σr
câu2
là: nhiệt trở cặn bẩn dung dịch đường phía vách trong tường
Chọn là: 0,387.10
-3
(m
2
.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2])
25