Thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi dung dịch đường sucrose

TRƯỜNG ĐẠI HỌC CẦN THƠ
KHOA NÔNG NGHIỆP & SINH HỌC ỨNG DỤNG
BỘ MÔN CÔNG NGHỆ THỰC PHẨM

Giáo viên hướng dẫn: Sinh viên thực hiện:
Th.s Trần Thanh Trúc Trương Thanh Tùng
MSSV: LT08210
Lớp: CNTP 34LT
Lớp: Công nghệ thực phẩm 34LT
Cần Thơ, tháng 6 năm 2009
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
Trang ii
LỜI NÓI ĐẦU
Theo chương trình đào tạo ngành công nghệ thực phẩm, sinh viên sẽ thực
hiện niên luận kỹ thuật thực phẩm. Việc thực hiện niên luận nhằm giúp sinh viên
làm quen với việc thiết kế một thiết bị chế biến và lựa chọn vật liệu thích hợp.
Đồng thời, niên luận này còn giúp sinh viên tổng hợp được kiến thức đã học ở các
môn cơ sở.
Được sự hướng dẫn của cô Trần Thanh Trúc, em đã thực hiện niên luận kỹ
thuật thực phẩm với đề tài:“Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi dung dịch đường
sucrose”
Tuy đã có nhiều cố gắng trong việc thực hiện niên luận, nhưng với kiến
thức còn hạn chế, quyển niên luận này vẫn có những thiếu sót không mong muốn,
rất mong nhận được sự đóng góp của quý Thầy, Cô cũng như các bạn trong ngành
Công nghệ thực phẩm để bản thân rút ra kinh nghiệm và thành công hơn trong
những đề tài tiếp theo.
Cuối cùng, xin chân thành cám ơn các Thầy cô trong bộ môn Công nghệ
thực phẩm đã tạo điều kiện cho em thực hiện niên luận này. Em xin cám ơn sự
giúp đỡ tận tình của Cô Trần Thanh Trúc và Thầy Nguyễn Văn Mười trong suốt
thời gian thực hiện niên luận cùng các anh chị trong ngành cũng như các bạn cùng
lớp.

Xin chân thành cảm ơn !
Sinh viên thực hiện
Trương Thanh Tùng
(Email: )
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
Trang iii
MỤC LỤC
LỜI NÓI ĐẦU ii
MỤC LỤC iii
DANH SÁCH HÌNH v
DANH SÁCH BẢNG vi
QUY ƯỚC KÝ HIỆU vii
PHẦN 1 GIỚI THIỆU 1
1.1. TỔNG QUAN VỀ ĐƯỜNG SUCROSE 1
1.2. GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ LÝ THUYẾT CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ
ĐẶC 1
1.2.1. Giới thiệu chung về cô đặc 1
1.2.2. Phân loại 2
1.2.3. Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm 3
PHẦN 2 THIẾT BỊ CHÍNH 5
2.1. CÂN BẰNG VẬT LIỆU 5
2.1.1. Lượng nước bốc hơi của cả hệ thống (hơi thứ ) 5
2.1.2. Lượng hơi thứ phân bố trong từng nồi 6
2.1.3. Tính nồng độ của dung dịch trong từng nồi 6
2.2. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG 7
2.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi 7
2.2.2. Xác định tổng tổn thất nhiệt độ ΣΔ 8
2.2.3. Hiệu số nhiệt độ hữu ích Δt
hi
và nhiệt độ sôi dung dịch 12

2.2.4. Xác định nhiệt dung riêng dung dịch 12
2.2.5. Lượng hơi đốt và lượng hơi thứ mỗi nồi 13
2.2.6. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi 15
2.3. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT 15
2.3.1. Lượng nhiệt do hơi đốt cung cấp 15
2.3.2. Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi 16
2.4. KÍCH THƯỚC BUỒNG ĐỐT 21
2.4.1. Số ống truyền nhiệt 21
2.4.2. Ống tuần hoàn trung tâm 22
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
Trang iv
2.4.3. Đường kính trong buồng đốt 23
2.5. KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC 24
2.6. ĐƯỜNG KÍNH CÁC ỐNG DẪN 25
2.6.1. Đối với dung dịch và nước ngưng 25
2.6.2. Đối với hơi bão hòa 25
2.7. TỔNG KẾT THIẾT BỊ CHÍNH 26
PHẦN 3 THIẾT BỊ PHỤ - THIẾT BỊ NGƯNG TỤ BAROMET 27
3.1. LƯỢNG NƯỚC LẠNH CẦN THIẾT ĐỂ NGƯNG TỤ 27
3.2. THỂ TÍCH KHÔNG KHÍ VÀ KHÍ KHÔNG NGƯNG CẦN HÚT RA
KHỎI BAROMET 27
3.3. KÍCH THƯỚC CHỦ YẾU CỦA THIẾT BỊ NGƯNG TỤ 28
3.3.1. Đường kính trong 29
3.3.2. Kích thước tấm ngăn 29
3.3.3. Chiều cao thiết bị ngưng tụ 30
3.3.4. Kích thước ống Baromet 32
PHẦN 4 TÍNH CƠ KHÍ 34
4.1. CHIẾU DÀY THIẾT BỊ 34
4.1.1. Nồi 1 34
4.1.2. Nồi 2 42

4.2. VỈ ỐNG 48
4.3. HỆ THỐNG TAI ĐỠ 49
4.3.1. Khối lượng vật liệu 49
4.3.2. Khối lượng nước 51
4.4. MẶT BÍCH 53
4.4.1. Để nối các ống dẫn 53
4.4.2. Để nối các bộ phận của thiết bị 54
PHẦN 5 SƠ ĐỒ QUY TRÌNH CÔ ĐẶC 55
5.1. HỆ THỐNG CÔ ĐẶC 2 NỒI XUÔI CHIỀU 55
5.2. THUYẾT MINH QUY TRÌNH 55
TÀI LIỆU THAM KHẢO 57
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
Trang v
DANH SÁCH HÌNH
Hình 1. Công thức cấu tạo của sacaroza 1
Hình 2. Sự thay đổi nhiệt độ trong quá trình cô đặc 9
Hình 3. Sơ đồ khối hệ thống cô đặc 2 nồi 13
Hình 4. Sự truyền nhiệt từ hơi đốt qua thành ống đến dung dịch 16
Hình 5. Sơ đồ thiết bị ngưng tụ Baromet 28
Hình 6. Sơ đồ hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều 55
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
Trang vi
DANH SÁCH BẢNG
Bảng 1. Nhiệt độ và áp suất hơi của mỗi nồi 8
Bảng 2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao 9
Bảng 3. Bảng tóm tắt tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh 11
Bảng 4. Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc 11
Bảng 5: Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose 13
Bảng 6. Các thông số về năng lượng 14
Bảng 7. Lượng nhiệt do hơi cung cấp 16

Bảng 8. Nhiệt tải riêng q
1
phía hơi ngưng 18
Bảng 9. Hệ số cấp nhiệt theo nhiệt độ sôi 19
Bảng 10. Nhiệt tải riêng q
2
phía dung dịch sôi 20
Bảng 11. Hiệu số nhiệt độ hữu ích 21
Bảng 12. Bề mặt truyền nhiệt 21
Bảng 13. Kích thước buồng bốc 25
Bảng 14. Kích thước các ống dẫn 26
Bảng 15. Bảng tóm tắt thiết bị chính 26
Bảng 16. Kích thước cơ bản của thiết bị ngưng tụ Baromet 31
Bảng 17. Tổng hợp chiều dày buồng đốt, buồng bốc 48
Bảng 18. Thể tích thép 50
Bảng 19. Thể tích đáy và nắp thiết bị 51
Bảng 20. Thể tích nước 52
Bảng 21. Chân thép đối với thiết bị thẳng đứng 53
Bảng 22 . Mối ghép bích nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn 54
Bảng 23. Mối ghép bích giữa thân với đáy và nắp 54
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
Trang vii
QUY ƯỚC KÝ HIỆU
Để đơn giản trong việc chú thích tài liệu, quy ước ký hiệu như sau:
- [AI – x] – Sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất, tập 1. Nhà xuất
bản Khoa học và Kỹ thuật
- [AII – x] – Sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất, tập 2. Nhà xuất
bản Khoa học và Kỹ thuật
- [B – x] – Sổ tay thiết kế thiết bị hóa chất và chế biến thực phẩm đa dụng,
T.S Phan Văn Thơm.

- [C – x] – Các quá trình và thiết bị trong Công nghệ hóa chất và thực phẩm,
tập 3 – Các quá trình và thiết bị truyền nhiệt, tác giả Phạm Xuân Toản.
Với: x: số trang
Số chỉ công thức, bảng, hay địa chỉ trang web được ghi trong dấu ( )
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 1
PHẦN 1 GIỚI THIỆU
1.1. TỔNG QUAN VỀ ĐƯỜNG SUCROSE
Surose là thành phần quan trọng nhất của mía, là sản phẩm của công nghiệp sản
xuất đường, là một disacarit có công thức C
12
H
22
O
11
. Trọng lượng phân tử của
sacaroza là 342,30. Sucrose được cấu tạo từ hai đường đơn là , D-glucose và ,
D-fructose
Hình 1. Công thức cấu tạo của sacaroza
Tinh thể đường sucrose trong suốt, không màu, nhiệt độ nóng chảy là 186 –
188
o
C. Nếu ta đưa từ từ đến nhiệt độ nóng chảy, đường biến thành 1 dạng sệt trong
suốt. Nếu kéo dài thời gian đun hoặc đun ở nhiệt độ cao, đường sẽ mất nước rồi
phân huỷ và biến thành caramen. Đường dễ hoà tan trong nước, không tan trong
dầu hoả, cloroform, benzen, ancol…Độ nhớt của dung dịch đường tăng theo chiều
tăng nồng độ và giảm theo chiều tăng nhiệt độ.
Do dung dịch đường sucrose không chịu được nhiệt độ cao (chất tan dễ bị
biến tính) nên đòi hỏi phải cô đặc ở nhiệt độ đủ thấp ứng với áp suất cân bằng ở
mặt thoáng thấp hay thường gọi là áp suất chân không.

Như vậy, sử dụng hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều để cô đặc dung dịch
đường sucrose.
1.2. GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ LÝ THUYẾT CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ
ĐẶC
1.2.1. Giới thiệu chung về cô đặc
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ một cấu tử nào đó trong dung dịch hay
nhiều cấu tử, bằng cách tách một phần dung môi ra khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn
dung chất hòa tan trong dung dịch không bay hơi, do đó nồng độ của dung chất sẽ
tăng dần lên.
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 2
Quá trình cô đặc thường 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.
Quá trình cô đặc thường được ứng dụng rộng rãi trong công nghiệp hóa chất
thực phẩm như cô đặc muối, đường, sữa,…
Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc được gọi là hơi thứ,
hơi thứ ở nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng cho một thiết bị khác, nếu dùng hơi
thứ để đun nóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đặc gọi là hơi phụ.
Truyền nhiệt trong quá trình cô đặc có thể thực hiện trực tiếp hoặc gián tiếp,
khi truyền nhiệt trực tiếp thường dùng khói lò cho tiếp xúc với dung dịch, còn
truyền nhiệt gián tiếp thường dùng hơi bão hòa để đốt nóng.
Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau, khi làm việc ở áp
suất thường thì có thể dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp suất khác (chân không
hoặc áp suất dư) thì dùng thiết bị kín.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành liên tục hay gián đoạn trong thiết bị một
nồi hoặc nhiều nồi.
Khi cô đặc một nồi, nếu muốn sử dụng hơi thứ để đốt nóng lại thì phải nén
hơi thứ đến áp suất của hơi đốt (gọi là thiết bị có bơm nhiệt).
Khi cô đặc nhiều nồi thì dung dịch đi từ nồi nọ sang nồi kia, hơi thứ của nồi
trước làm hơi đốt cho nồi sau.

1.2.2. Phân loại
Có nhiều cách phân loại khác nhau nhưng tổng quát lại cách phân loại theo đặc
điểm cấu tạo có 6 loại được chia làm ba nhóm chủ yếu sau đây:
- Nhóm 1: Dung dịch đối lưu tự nhiên.
+ Loại 1: Có buồng đốt trong; có thể có ống tuần hoàn trong hay ống tuần hoàn
ngoài.
+ Loại 2: Có buồng đốt ngoài.
- Nhóm 2: Dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức)
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 3
+ Loại 3: Có buồng đốt trong, có ống tuần hoàn ngoài.
+ Loại 4: Có buồng đốt ngoài, có ống tuần hoàn ngoài.
- Nhóm 3: Dung dịch chảy thành màng mỏng.
+ Loại 5: Màng dung dịch chảy ngược lên, có thể có buồng đốt trong hay
ngoài.
+ Loại 6: Màng dung dịch chảy xuôi, có thể có buồng đốt trong hay ngoài.
1.2.3. Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm
1.2.3.1.Cấu tạo: gồm
- Phòng đốt.
- Ống truyền nhiệt
- Ống tuần hoàn.
1.2.3.2.Nguyên tắc hoạt động
Dung dịch ở phòng đốt đi trong ống còn hơi đốt đi vào khoảng trống phía ngoài
ống. Khi làm việc, dung dịch ở trong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp hơi -
lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ dưới lên trên miệng ống, còn trong
ống tuần hoàn thể tích của dung dịch trên một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn
so với ống truyền nhiệt, do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít hơn, vì vậy, khối lượng
riêng của hỗn hợp hơi – lỏng ở đây lớn hơn trong ống truyền nhiệt, sẽ bị đẩy
xuống dưới. Kết quả là trong thiết bị có chuyển động tuần hoàn tự nhiên từ dưới
lên trong ống truyền nhiệt và từ trên xuống trong ống tuần hoàn.

Tốc độ tuần hoàn càng lớn thì tốc độ cấp nhiệt của dung dịch càng tăng và làm
giảm sự đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt.
Quá trình tuần hoàn tự nhiên của thiết bị được tiến hành liên tục cho đến khi
nồng độ dung dịch đạt yêu cầu thì mở van đáy để tháo sản phẩm ra.
1.2.3.3.Ưu và nhược điểm
- Ưu điểm:
+ Thiết bị cấu tạo đơn giản, dễ sữa chửa và làm sạch.
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 4
+ Hệ số truyền nhiệt K khá lớn.
+ Khó bị đóng cặn trên bề mặt gia nhiệt nên có thể dùng để cô đặc
dung
dịch dễ bị bẩn tắt.
+ Dung dịch tuần hòan tự nhiên giúp tiết kiệm được năng lượng.
- Nhược điểm: Tốc độ tuần hoàn giảm dần theo thời gian vì ống tuần hoàn
trung tâm cũng bị đun nóng.
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 5
PHẦN 2 THIẾT BỊ CHÍNH
2.1. CÂN BẰNG VẬT LIỆU
2.1.1. Lượng nước bốc hơi của cả hệ thống (hơi thứ )
Chọn căn bản tính là 1 giờ.
Cân bằng vật chất tổng quát:
G
đ
= G
c
+ W, kg/h
Với: G
đ

, G
c
, W: khối lượng dung dịch ban đầu, sản phẩm cuối, tổng lượng hơi
thứ, kg/h
Theo đầu đề: G
đ
= 3tấn/h = 3000 kg/h
 W = 3000- G
c
Cân bằng vật chất đối với cấu tử chất khô:
G
đ
.x
đ
= G
c
.x
c
Với: x
đ
, x
c
: nồng độ chất khô trong dung dịch ban đầu, sản phẩm cuối (% khối
lượng)
Ta có: x
đ
= 12%= 0,12
x
c
= 60% = 0,6

 0,12.G
đ
= 0,6.G
c
 G
c
=
6,0
12,0
.G
đ
=
6,0
12,0
.3000 = 600 kg/h
 W = 3000 – 600 = 2400 kg/h
G
đ
x
đ
W
G
c
x
c
Cô đặc
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 6
2.1.2. Lượng hơi thứ phân bố trong từng nồi
Gọi W

1
, W
2
lần lượt là lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 và nồi 2 , kg/h
Ta có: W
1
+ W
2
= 2400 kg/h
Giả sử lượng hơi thứ của từng nồi
1
2
1

W
W
, sau khi tính toán thực tế ta sẽ tìm
được W
1
và W
2
và so sánh với W
1
, W
2
theo giả thuyết ban đầu. Nếu sai số giữa
lượng hơi thứ thực tế và lượng hơi thứ lý thuyết < 5% là được.
 W
1
= W

2
=
2
2400
= 1200 kg/h
2.1.3. Tính nồng độ của dung dịch trong từng nồi
G
1
: khối lượng dung dịch ra khỏi nồi 1 trong 1 giờ (kg/h)
x
1
: nồng độ của dung dịch khi ra khỏi nồi 1 (% khối lượng)
- Nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 1:
Cân bằng vật chất tổng quát:
G
1
= G
đ
– W
1
= 3000 – 1200 = 1800 kg/h
Cân bằng vật chất đối với cấu tử chất khô:
G
đ
.x
đ
= G
1
.x
1

 x
1
=
1
G
G
đ
x
đ
=
1800
3000
. 0,12 = 0,2 = 20%
- Nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 2 (x
2
):
Nồng độ của dung dịch khi ra khỏi nồi 2 chính là nồng độ sản phẩm cuối
x
2
= x
c
= 60%
G
đ
x
đ
W
G
1
x

1
Nồi 1
G
c
x
c
W
Nồi 2
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 7
Nồng độ trung bình nồi 1:
%16100.
2
2012
100.
2
xx
x
1đ
tb1





Nồng độ trung bình nồi 2:
%40100.
2
6020
100.

2
xx
x
21
tb2





2.2. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG
2.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi
+ Chọn áp suất hơi đốt P
hđ1
= 2,134 at ứng với nhiệt độ hơi đốt T
hđ1
= 122
0
C
+ Áp suất trong thiết bị ngưng tụ P
ng
= 0,134 atm ứng với nhiệt độ T
ng
= 53,34
0
C
Hiệu số áp suất của cả hệ thống:
ΔP = P
hđ1
– P

ng
= P
1
+ P
2
= 2,134 – 0,134 = 2 atm (1)
P
1
: Hiệu số áp suất giữa hơi đốt đi vào nồi I và II: P
1
= P
hđ1
- P
hđ2
P
2
: Hiệu số áp suất giữa hơi đốt đi vào nồi II và tháp ngưng tụ:
P
2
= P
hđ2
– P
ng
- Giả thiết tỉ số giữa hiệu số áp suất của nồi 1 và nồi 2 là:
2
1
ΔP
ΔP
= 2,2 (2)
Từ (1) và (2) ta có hệ phương trình


P
1
+ P
2
= 2
P
1
= 2,2.P
2
 P
1
= 1,375 atm ; P
2
= 0,625 atm
 P
hđ2
= 2,134 – 1,375 = 0,759 atm
Dựa vào các dữ kiện trên và [B – 39] – II -7 ta xác định được áp suất của
hơi đốt và nhiệt độ của hơi thứ.
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 8
Bảng 1. Nhiệt độ và áp suất hơi của mỗi nồi
Nồi 1
Nồi 2
Tháp ngưng tụ
Loại
P (at)
T (
0

C)
P (at)
T (
0
C)
P (at)
T (
0
C)
Hơi đốt
2.134
122
0,759
91,5
Hơi thứ
0,759
92,5
0,114
53,34
0,134
54,34
Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi 1
0
C (do tổn
thất nhiệt trên đường ống), còn nhiệt độ hơi thứ của nồi cuối cùng bằng nhiệt độ ở
thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1
0
C
2.2.2. Xác định tổng tổn thất nhiệt độ ΣΔ
2.2.2.1.Tổn thất nhiệt do nồng độ nâng cao (Δ’)

Δ’ được xác định theo công thức gần đúng của Tisencô:
Δ’ = Δ
0
’.f ,
0
C - Với: f =16,2.
r
T
m
2
[AII – 59] – (VI.10)
Trong đó:
Δ
0
’: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường ( Δ
0
’ có thể được tra từ [AII – 60], do
cô đặc có tuần hoàn dung dịch nên tra theo nồng độ cuối và ứng với nhiệt độ hơi
thứ).
f: hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc thường làm việc ở áp suất khác với áp
suất thường.
r :ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi ở áp suất làm việc, ( J/kg ), [B-39]
T
m
: nhiệt độ của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc ( = nhiệt độ hơi
thứ) , K
Dựa vào các dữ kiện trên và sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất,
tập 2 ta xác định được tổn thất do nhiệt độ nâng cao.
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 9

Bảng 2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao
Đại
lượng
x
(%)
T
ht
(
0
C)
’
o
(
0
C )
P
hđ
(atm)
T
hđ
(
0
C)
r
(J/kg)
T
m
(K)

’

(
0
C)
Σ
’
Nồi 1
20
92,5
0,3
0
C
2,134
122
2281000
365,5
0,285
Nồi 2
60
54,34
1,5
0
C
0,759
91,5
2237000
327,34
1,099
1,383
Với: T
m

= T
ht
+ 273

’
o
tra từ ( )
2.2.2.2.Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao, Δ’’
Hình 2. Sự thay đổi nhiệt độ trong quá trình cô đặc
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 10
1 –2: Nhiệt độ hơi đốt.
3: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở đáy ống truyền nhiệt.
4: Nhiệt độ sôi trung bình của dung dịch.
5 – 6: Nhiệt độ sôi của dung dịch và của hơi thứ ngay trên mặt thoáng.
7: Nhiệt độ hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ
Áp suất hơi thứ dung dịch thay đổi theo chiều sâu của dung dịch: Ở trên bề
mặt dung dịch thì bằng áp suất hơi trong buồng bốc, còn ở đáy thì bằng áp suất
trên bề mặt cộng với áp suất thủy tĩnh của cột dung dịch kể từ đáy ống. Trong tính
toán ta thường tính theo áp suất trung bình của dung dịch.
Ta có công thức tính áp suất trung bình của dung dịch như sau:
P
tb
= P’ + ΔP , N/m
2
ΔP = (h
1
+
2
2

h
).ρ
s
.g, N/m
2
[AII – 60] – (VI.12)
ρ
s
=
2
s

, kg/m
3
Với: P’: áp suất hơi trên bề mặt dung dịch ( = áp suất hơi thứ) , N/m
2
.
ΔP : áp suất thủy tĩnh kể từ mặt dung dịch đến giữa ống , N/m
2
h
1
: chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến
mặt thoáng của dung dịch, m
h
2
: chiều cao của dung dịch chứa trong ống truyền nhiệt, m
ρ
s
: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m
3

g : gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s
2
Nếu biết được áp suất thủy tĩnh ta sẽ tính được áp suất trung bình (P
tb
) ở
từng nồi
- Nồi 1: P
tb1
= P
ht1
+ ΔP
1
, N/m
2
- Nồi 2: P
tb2
= P
htt2
+ ΔP
2
, N/m
2
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 11
Nhiệt độ tổn thất do áp suất thủy tĩnh ở các nồi bằng hiệu số giữa nhiệt độ
trung bình (T
tb
) và nhiệt độ của dung dịch trên mặt thoáng (T
mt
).

- Nồi 1: Δ
1
’’ = T
tb1
– T
mt
- Nồi 1: Δ
2
’’ = T
tb2
– T
mt
- Cả 2 nồi: Σ
’’
= 
’’
1
+ 
’’
2
Chọn chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến
mặt thoáng của dung dịch ở nồi 1 và nồi 2 bằng nhau: h
1
= 0,5 m
Chiều cao của dung dịch chứa trong ống truyền nhiệt: h
2
= 1,2 m.
Khối lượng riêng được tra dựa vào nồng độ trung bình và ứng với nhiệt độ
hơi thứ từ ( />Bảng 3. Bảng tóm tắt tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh
Đại

lượng
x
tb
(%)
T
mt
(
0
C)

(kg/m
3
)

s
(kg/m
3
)
P
(N/m
2
)
P
tb
(atm)
T
tb
(
0
C)


’’
(
0
C)
Σ
’’
(
0
C)
Nồi 1
16
92,78
1086,34
543,17
5861,32
0,84
94,25
1,47
Nồi 2
40
55,44
1343,84
671,92
7250,69
0,22
60,28
6,19
7,657
Nhiệt độ trung bình T

tb
tra [B – 39] – (II - 7) dựa vào áp suất trung bình P
tb
.
2.2.2.3.Tổn thất nhiệt độ do sức cản thủy lực trong các ống dẫn, Δ’’’
Thường chấp nhận tổn thất nhiệt trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này
sang nồi kia, từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là: Δ’’’ = 1 ÷ 1,5
0
C [AII – 67]
Chọn Δ
1
’’’ = Δ
2
’’’ = 1
0
C
2.2.2.4.Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc, ΣΔ
Bảng 4. Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc
Nồi
' (
0
C)
'' (
0
C)
''' (
0
C)
 (
0

C)
1
0,285
1,47
1
2,755
2
1,099
6,19
1
8,289

1,383
7,6567
2
11,04
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 12
Vậy tổng tổn thất chung là:
ΣΔ = (Δ
1
’ + Δ
2
’) + (Δ
1
’’ + Δ
2
’’) + (Δ
1
’’’ + Δ

2
’’’) = 11,04
0
C
2.2.3. Hiệu số nhiệt độ hữu ích Δt
hi
và nhiệt độ sôi dung dịch
Hiệu số nhiệt độ hữu ích là hiệu số giữa nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ sôi
trung bình của dung dịch.
2.2.3.1.Nhiệt độ sôi
- Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1:
T
s1
= T
ht1
+ Δ
’
1
+ Δ
’’
1
= 94,25
0
C
- Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 2:
T
s2
= T
ht2
+ Δ

’
2
+ Δ
’’
2
= 61,63
0
C
2.2.3.2. Hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi
Δt
hi
= T
hđ
– T
s
, (
0
C) [AII – 67] – (VI.17)
T
hđ
: nhiệt độ hơi đốt mỗi nồi.
T
s
: nhiệt độ sôi của dung dịch trong từng nồi.
- Đối với nồi 1:
Δt
hi1
= T
hđ1
– T

s1
= 122 – 94,25 = 27,75
0
C
- Đối với nồi 1:
Δt
hi2
= T
hđ2
– T
s2
= 92,5 – 61,63 = 30,87
0
C
Vậy tổng số nhiệt độ hữu ích: ∑∆t
hi
= 27,75 + 30,87 = 58,62
0
C
2.2.4. Xác định nhiệt dung riêng dung dịch
Giá trị nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose được tra dựa vào nồng
độ dung dịch ứng với nhiệt độ của dung dịch ở từng thời điểm từ
( />Ta có :
T
đ
, T
s1
,T
s2
: nhiệt độ dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2, (

0
C )
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 13
x
đ
, x
tb1
, x
tb2
: nồng độ dung dịch ban đầu, nồng độ của dung dịch ra khỏi
nồi 1 và nồi 2 , ( % ).
Bảng 5: Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose
Dung dịch
x (%)
T
s
(
0
C)
Nhiệt dung riêng (J/kg.độ)
Vào nồi 1
12
105
3922
Ra khỏi nồi 1
20
94,25
3901
Ra khỏi nồi 2

60
61,63
3166
2.2.5. Lượng hơi đốt và lượng hơi thứ mỗi nồi
Giả thiết:
+ Không lấy hơi phụ (toàn bộ hơi thứ nồi 1 làm hơi đốt cho nồi 2)
+ Không có tổn thất nhiệt ra môi trường
+ Bỏ qua nhiệt cô đặc (hay nhiệt khử nước)
Chọn nhiệt độ tham chiếu là 0
0
C
Hình 3. Sơ đồ khối hệ thống cô đặc 2 nồi
D, i
đ
G
đ
, T
đ
,
C
đ
D, C
n1
, 
1
G
1
, C
1
,

T
s1
G
2
, C
2
,
T
s2
W
1
, C
n2
, 
2
W
1
, i
1
W
2
, i
2
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 14
Phương trình cân bằng năng lượng:
- Nồi 1: D( i
đ
– C
n1

θ
1
) = G
1
C
1
T
s1
– G
đ
C
đ
T
đ
+ W
1
i
1
(a)
- Nồi 2: W
1
( i
1
– C
n2
θ
2
) = G
2
C

2
T
s2
– G
1
C
1
T
s1
+ W
2
i
2
(b)
Trong đó:
D : khối lượng hơi đốt cho hệ thống trong 1 giờ, kg/h
W
1
, W
2
: khối lượng hơi thứ nồi 1, nồi 2 trong 1 giờ, kg/h
G
đ
, G
1
, G
2
: khối lượng dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2 trong
1 giờ, kg/h
C

đ
, C
1
, C
2
: nhiệt dung riêng dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2,
J/kg.độ
T
đ
, T
s1
, T
s2
: nhiệt độ dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2,
0
C
i
đ
, i
1
, i
2
: enthalpy hơi đốt vào nồi 1, hơi thứ nồi 1, hơi thứ nồi 2, J/kg
C
n1
, C
n2
: nhiệt dung riêng nước ngưng nồi 1, nước ngưng nồi 2, J/kg.độ
θ
1

, θ
2
: nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2 ( = nhiệt độ hơi đốt của nồi 1 và 2,
nhiệt độ hơi đốt nồi 2 là nhiệt độ hơi thứ nồi 1),
0
C
Ta có: W = W
1
+ W
2
= 2400 kg/h (c)
Bảng 6. Các thông số về năng lượng
G,
kg/h
x
(%)
C,
J/kg.độ
T
dd
,
0
C
i,
J/kg
θ,
0
C
C
n

, J/kg.độ
Nhập liệu (đ)
3000
12
3922
105
2248000
Ra khỏi nồi 1
1800
20
3901
94,25
2281000
122
4122
Ra khỏi nồi 2
600
60
3166
61,63
2370000
92,5
4192
Ghi chú:
- C
n
được tra từ ( dựa
vào nhiệt độ hơi đốt.
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 15

- i = r do hơi đốt là hơi nước bão hòa và tra từ [B – 39] - (II-7) theo nhiệt
độ dung dịch tương ứng.
- T
dd
là nhiệt độ của dung dịch tương ứng,
0
C.
Thay các số liệu trong bảng 6 vào 2 phương trình cân bằng năng lượng (a)
và (b) trên. Giải hệ phương trình (a), (b) và (c) ta được:

Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là: W
1
= 1208 kg/h

Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 là: W
2
= 1192 kg/h

Lượng hơi thứ tiêu tốn chung là: D = 1260 kg/h
2.2.6. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi
Công thức so sánh:
.100%
W
WW
L
nL

< 5% thì chấp nhận
Trong đó:
W

L
: lượng hơi thứ giả thiết hay tính toán có giá trị lớn
W
n
: lượng hơi thứ giả thiết hay tính toán có giá trị nhỏ
Nồi 1:
%100.
1208
12001208 
= 0,66 % < 5%
Nồi 2:
%100.
1200
11921200 
= 0,67 % < 5%
Vậy giả thiết ban đầu được chấp nhận.
2.3. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT
2.3.1. Lượng nhiệt do hơi đốt cung cấp
Q = D.r, W [B – 115]
D : lượng hơi đốt cho mỗi nồi, kg/h
r : ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt mỗi nồi, J/kg
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 16
Bảng 7. Lượng nhiệt do hơi cung cấp
Nồi
D (kg/h)
T
hđ
(
0

C)
r, (J/kg)
Q, (W)
1
1260
122
2201070
769763,1
2
1208
92,5
2281560
770026,5
(Nhiệt độ hơi đốt nồi 2 là nhiệt độ hơi thứ nồi 1)
2.3.2. Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi
K =
hi
tb
t
q

, W/m
2
.độ [B – 116] – (III.17)
q
tb
: nhiệt tải riêng trung bình, W/m
2
Δt
hi

: hiệu số nhiệt độ hữu ích tính theo lý thuyết,
0
C
2.3.2.1.Nhiệt tải riêng trung bình
q
tb
=
2
qq
21

, W/m
2
[B – 116]
Hình 4. Sự truyền nhiệt từ hơi đốt qua thành ống đến dung dịch
q: nhiệt tải riêng do dẫn nhiệt qua thành ống đốt, W/m
2
q
1
: nhiệt tải riêng phía hơi ngưng tụ, W/m
2
q
2
: nhiệt tải riêng phía dung dịch sôi, W/m
2
t
bh
: nhiệt độ hơi nước bão hòa dùng làm hơi đốt,
0
C

t
bh
t
w1
t
w2
T
s
q
q
1
q
2


1

2
1/r
t
1
t
2
t
w
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 17
T
s
: nhiệt độ sôi dung dịch,

0
C
t
w1
, t
w2
: nhiệt độ thành ống đốt phía hơi ngưng tụ, phía dung dịch sôi,
0
C
Δt
1
= t
bh
– t
w1
,
0
C
Δt
2
= t
w2
– T
s
,
0
C
Σr: tổng nhiệt trở của thành ống đốt, m
2
.độ/W

α
1
, α
2
: hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, phía dung dịch sôi, W/m
2
.độ
Ta có:
q =
r
1
(t
w1
– t
w2
)
q
1
= α
1
Δt
1
q
2
= α
2
Δt
2
Theo lý thuyết q = q
1

= q
2
Do chưa có các giá trị hiệu số nhiệt độ ta phải giả sử Δt
1
để tính nhiệt tải
riêng, sau đó kiểm tra lại bằng cách so sánh q
1
và q
2
. Nếu kết quả so sánh nhỏ hơn
5% thì chấp nhận giả thiết.
2.3.2.2.Tổng nhiệt trở của thành ống đốt Σr
Σr = r
1
+


+ r
2
, m
2
.độ/W [AII – 3]
r
1
: nhiệt trở trung bình của hơi nước (có lẫn dầu nhờn)
r
1
= 0,232.10
-3
m

2
.độ/W [AII – 4]
r
2
: nhiệt trở trung bình lớp cặn bẩn
r
2
= 0,387.10
-3
m
2
.độ/W
δ: chiều dày thành ống đốt, m
λ: hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống đốt, W/m.độ
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt bằng thép CT3, tra bảng [AII – 313] –
(VII.7) ta được: λ = 50 W/m.độ
Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 18
Chọn : δ = 2,108 mm = 2,108.10
-3
m
Đường kính ngoài: d
ng
= 101,6 mm = 101,6.10
-3
m

Đường kính trong: d
tr
= d

ng
– 2.δ = 97,384.10
-3
m
( />Vậy: Σr = r
1
+


+ r
2
Σr = 0,232.10
-3
+
50
10.108,2
3
+ 0,387.10
-3
= 0,000661 m
2
.độ/W
2.3.2.3.Hệ số cấp nhiệt α
1
, α
2
a. α1 : hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, W/m2.độ
Trường hợp ngưng hơi bão hòa tinh khiết (không chứa khí không ngưng)
trên bề mặt đứng, hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức:
4

1
1
.HΔt
r
2,04Αα 
, W/m
2
.độ [AII – 28] – (V.101)
A : hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng T
m
[AII – 28] – (V.101)
T
m
= 0,5 (t
bh
+ t
w1
)
t
w1
: nhiệt độ bề mặt ống đốt phía hơi ngưng tụ,
0
C
t
bh
: nhiệt độ hơi bão hòa dùng làm hơi đốt ( nhiệt độ hơi đốt),
0
C
Δt
1

= t
bh
– t
w1
H : chiều cao ống, m
Bảng 8. Nhiệt tải riêng q
1
phía hơi ngưng
Nồi
t
bh
,
0
C
T
s
,
0
C
Δt
1
,
0
C
t
w1
,
0
C
T

m
,
0
C
A
r,
J/kg
α
1
,
W/m
2
.độ
q
1
,
W/m
2
1
122
94,25
2,2
119,8
120,9
189,045
2201000
11653,31
25637,29
2
92,5

61,63
2,4
90,1
90,8
174,4
2279000
10611,2
25466,89
Δt
1
tự chọn, sau đó kiểm tra lại với thực tế, nếu tỉ lệ sai số < 5% thì chấp
nhận. r= i, tra theo nhiệt đô hơi đốt từ [AII – 39] – (II - 7)