Đồ án cô đặc koh ống tuần hoàn tâm cuối

VIỆN KỸ THUẬT HOÁ HỌC
CỘNG HOÀ XÃ HỘI CHỦ NGHĨA
BỘ MƠN Q TRÌNH –THIẾT BỊ CƠNG VIỆT NAM
NGHỆ HỐ VÀ THỰC PHẨM
Độc lập – Tự do – Hạnh phúc
NHIỆM VỤ
THIẾT KẾ ĐỒ ÁN MÔN HỌC CH3440
(Dùng cho sinh viên khối cử nhân kỹ thuật/kỹ sư)
Họ và tên: Phạm Xuân Phương
Lớp: KTHH 08

MSSV: 20191029
Khóa: 64

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 cô đặc tuần hồn trung tâm
- Dung dịch cần cơ đặc: Kalihidroxit -KOH
II. Các số liệu ban đầu
- Năng suất: 5760 kg/h.
- Chiều cao ống gia nhiệt: 5 m.
- Nồng độ đầu của dung dịch: 6%.
- Nồng độ cuối của dung dịch: 25%.
- Áp suất hơi đốt nồi 1: 5 at.
- Độ chân không: 0,2 at.
III. Nội dung các phần thuyết minh và tính tốn
1. Phần mở đầu.
2. Vẽ và thút minh sơ đờ cơng 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 (lựa chọn 03 thiết bị phụ trong dây chuyền công nghệ).

6. Kết luận.
7. 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: PGS. Trần Trung Kiên
VI. Ngày giao nhiệm vụ: ngày tháng năm 2022.
VII. Ngày phải hồn thành: ngày tháng năm 2022.
Phê duyệt của Bộ mơn

Ngày tháng năm 2021
Người hướng dẫn


LỜI MỞ ĐẦU

Nhiệm vụ của bất kì mợt kĩ sư hóa học là phải biết thiết kế mợt thiết bị hay hệ thống
thiết bị thực hiện một nhiệm vụ trong sản xuất, chính vì vậy nên sinh viên Kỹ thuật Hóa
học trường Đại học Bách Khoa Hà Nợi được nhận đờ án mơn học: “ Quá trình và thiết bị
Cơng nghệ Hóa học”. Việc thực hiện đờ án là điều rất có ích cho mỗi sinh viên trong việc
từng bước tiếp cận với thực tiễn sau khi đã hoàn thành khối lượng kiến thức của môn học.
Trên cơ sở kiến thức đó và mợt 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
các 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 trình trong tính tốn
và thiết kế, tự nâng cao kĩ năng trình bày bản thiết kế theo văn phịng khoa học và nhìn
nhận vấn đề mợt cách có hệ thống.
Trong đờ án mơn học này, nhiệm vụ phải hoàn thành là thiết kế hệ thống cơ đặc hai
nời xi chiều, b̀ng đốt ngồi với dung dịch KOH , năng suất 5760 kg/h, nồng độ dung
dich ban đầu 6%, nồng độ sản phẩm 25%.

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 để đờ án của em
được hồn thiện hơn.
Em xin chân thành cảm ơn PGS. Trần Trung Kiên đã hướng dẫn em hoàn thành đồ
án này!


PHẦN I: CƠ SỞ LÝ THUYẾT
1. Tổng quan về quá trình cơ đặc
Quá trình cơ đặc là quá tình làm tăng nờng đợ của chất hịa tan (khơng hoặc khó bay
hơi) trong dung môi bay hơi. Đặc điểm cyra quá tình cơ đặc là dung mơi được tách ra khỏi
dung dịch dưới dạng hơi, còn chất hòa tan trong dung dịch khơng bay hơi, do đó nờng đợ
của dung chẩ sẽ tăng dần lên, khác với quá trình chưng cất, cấu tử trong hỗn hợp này cũng
bay hơi, chỉ khác nhau về nồng độ ở mỗi nhiệt độ. Hơi của dung mơi được tách ra trong
quá trình cơ đặc gọi là hơi thứ. Hơi thứ ở nhiệt đợ cao có thể dùng để đun nóng mợt thiết
bị khác. Nếu hơi thứ dùng để đun nóng mợt thiết bị khác ngồi hệ thống cơ đặc thì gọi là
hơi phụ.
Cơ đặc nhiều nời là q trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó có ý nghĩa về
sử dụng nhiệt hiệu quả. Nguyên tắc của cô đặc nhiều nồi là: nời đầu dung dịch được đun
nóng bằng hơi đốt, hơi thứ bốc lên ở nồi này được đưa vào làm hơi đốt của nồi hai, hơi thứ
của nồi hai được đưa vào làm hơi đốt của nồi ba,…hơi thứ của nồi cuối trong hệ thống
được đưa vào thiết bị ngưng tụ. Dung dịch đi vào lần lượt từ nồi đầu đến nồi cuối, qua mỗi
nồi nồng độ của dung dịch tăng dần lên do dung môi bốc hơi một phần.
Ưu điểm nổi bật của loại này là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước ra nồi sau nhờ
chênh lệch áp suất giữa các nời.
Nhược điểm của nó là nhiệt độ của nồi sau thấp hơn nhưng nồng độ lại cao hơn so
với nồng độ 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.
2. Giới thiệu chung về chất lỏng cần cô đặc KOH

2.1. Tính chất vật lý của KOH
-

Khối lượng mol: 56 g/mol
Khối lượng riêng: 2,044 g/cm3
Điểm nóng chảy: 406oC
Điểm sơi: 1327oC
Khả năng hịa tan: có thể hịa tan trong alcohol, glyxerol và khơng tan được trong
ete, amoniac lỏng.
Ăn mịn: dễ dàng ăn mịn thủy tinh, dạng nóng chảy có thể ăn mịn sứ (với điều
kiện trong mơi trường khơng khí), platin.


2.2. Tính chất hóa học của KOH
-

Kali hydroxit làm đổi màu chất chỉ thị (quỳ tím ẩm hóa xanh, phenolphtalein từ
khơng màu chuyển sang màu hờng).
Ở nhiệt đợ phịng, KOH tác dụng với oxit axit như SO2, CO2
KOH + SO2 → K 2 SO3 + H2 O
KOH + SO2 → KHSO3

-

Tác dụng với axit tạo thành muối và nước
KOH(dd) + HCl(dd) → KCl(dd) + H2 O

-

Tác dụng với các axit hữu cơ để tạo thành myoosi và thủy phân este, peptit

RCOOR1 + KOH → RCOOK + R1 OH

-

Tác dụng với muối tạo muối mới và bazo mới
2KOH + CuCl2 → 2KCl + Cu(OH)2

-

Phản ứng với một số kim loại mà oxit, hidroxit của chúng lưỡng tính
2KOH + 2Al + 2H2 O → 2KAlO2 + 3H2
2KOH + Zn → K 2 ZnO2 + H2

-

Phản ứng với một số hợp chất lưỡng tính
KOH + Al(OH)3 → KAlO2 + 2H2 O
2KOH + Al2 O3 → 2KAlO2 + H2 O

2.3. Phương pháp điều chế
-

Điện phân dung dịch KCl:
2H2 O + 2KCl → 2KOH + H2 + Cl2

Tuy nhiên quá trình sản xuất này tốn nhiều chi phí và không đem lại hiệu quả cao
nên rất ít khi được áp dụng.
-

Sản xuất từ Kali format:

2KCOOH + Ca(OH)2 + O2 → 2KOH + 2CaCO3 + 2H2 O

2.4. Ứng dụng trong thực tế


a. Trong công nghiệp
-

-

-

-

-

-

Dùng để sản xuất chất tẩy rửa gia dụng: xà phịng mềm, dầu gợi, chất tẩy trắng
răng giả,… các chất tẩy rửa công nghiệp, vệ sinh chuồng trại.
Sản xuất các hợp chất có chứa Kali như K2CO3, KMnO4,…
Trong sản xuất dầu diesel sinh học, bằng cách chuyển hóa triglyxerit trong dầu
thực vật. Dùng KOH xử lý dầu diesel tạo ra Glyxerin – một loại thức ăn gia súc
giá thành thấp (sau khi loại bỏ được metanol).
Đối với công nghệ dệt nhuộm là dung dịch để sản xuất thuốc nḥm vải, len,
sợi. Ngoài ra cịn dùng để xử lý da các loại động vật để chuẩn bị cho cơng nghệ
tḥc da.
Trong cơng nghiệp lụn kim, hóa chất KOH dùng để tẩy rỉ sét và xử lý bề mặt
các kim loại và hợp kim khơng bị ăn mịn bởi KOH. Một số ứng dụng phổ biến
là dùng trong các nhà máy lọc hóa dầu để loại bỏ hợp chất lưu huỳnh và các chất

không cần thiết.
Được sử dụng để thực hiện q trình chiết tách mà NaOH khơng thể dùng được
nhưng hiệu quả kém như chiết quạng dolomit để thu alumin.

b. Trong nông nghiệp
Kali hydroxit được dùng để sản xuất phân bón.
Điều chỉnh nờng đợ pH chứa trong phân bón hóa học có tính axit như KH2PO4
trước khi mang đi sử dụng cho những giống cây trồng nhạt cảm với sự dao đợng
của pH.

c. Trong y tế
Hóa chất KOH dùng để chuẩn đoán các bệnh về nấm và điều trị mụn cóc.
Xác định mợt số loại nấm như gilled, boletes, polypores, địa y bằng cách nhỏ
vào giọt dung dịch KOH nồng độ 3 – 5% rồi quan sát sự thay đổi màu sắc của
thịt nấm.

PHẦN 2: DÂY CHUYỀN CÔNG NGHỆ CÔ ĐẶC HAI NỒI XUÔI CHIỀU
1. Sơ đồ dây chuyền công nghệ


PHẦN 3: TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH
Số liệu ban đầu:
-

Năng suất tính theo dung dịch đầu: Gđ = 1,6 kg/s = 5760 kg/h
Nồng độ đầu của dung dịch: xđ = 6% khối lượng
Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 25% khối lượng
Hơi đốt: hơi nước bão hòa
Áp suất hơi đốt nồi 1: P1 = 5 at
Áp suất hơi ngưng tụ: Png = 0,2 at

Chiều dài ống truyền nhiệt: 3 m

1. Xác định lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống W
Áp dụng công thức VI.1 [2 – 55]:


W = Gđ (1 −

xđ
6
) = 5760 (1 − ) = 4377,6 (kg/h)
xc
25

2. Tính sơ bộ lượng hơi thứ bốc ra ở mỗi nồi
- Lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1: W1, kg/h
- Lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 2: W2, kg/h
Giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở các nồi W1 : W2 = 1 : 1,1
Ta có hệ:
{

W = 2084,57 (kg/h)
W1 + W2 = W = 4377,6
→{ 1
1,1W1 − W2 = 0
W2 = 2293,03 (kg/h)

3. Tính nồng độ cuối của dung dịch trong mỗi nồi
Theo công thức VI.2 [2 – 57]:
x i = Gđ

xđ
,%
Gđ − ∑ij Wj

Ta có:
• Với nời 1:
x1 = Gđ

xđ
6
= 5760
= 9,4 (%klg)
Gđ − W1
5670 − 2084,57

• Với nời 2:
x 2 = Gđ

xđ
6
= 5760
= 25 (%klg)
Gđ − W1 − W2
5670 − 2084,57 − 2293.03

4. Tính chênh lệch áp suất chung của hệ thống ∆𝐏
Chênh lệch áp suất chung của hệ thống ∆P là hiệu số giữa áp suất hơi đốt sơ cấp P1
ở nồi 1 và áp suất hoi thứ trong thiết bị ngưng tụ Png
Ta có cơng thức:

∆P = P1 − Png
→ ∆P = 5 − 0,2 = 4,8 at


5. Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt cho mỗi nồi
5.1.
Giả thiết phân bố áp suất hơi đốt giữa 2 nồi là ∆𝐏𝟏 ∶ ∆𝐏𝟐 = 𝟐, 𝟓 ∶ 𝟏
Trong đó:
∆P1 − Chênh lệch áp suất trong nời thứ 1, at
∆P2 − Chênh lệch áp suất trong nồi thứ 2, at
Ta có hệ:
{

5.2.

∆P = 3,43 (at)
∆P1 − 2,5∆P2 = 0
→{ 1
∆P1 + ∆P2 = ∆P = 4,8
∆P2 = 1,37 (at)

Tính áp suất hơi đốt từng nồi

Theo công thức:
Pi = Pi−1 − ∆Pi−1
Ta có:
• Nời 1: P1 = 5 (at)
• Nồi 2: P2 = P1 − ∆P1 = 5 − 3,43 = 1,57 (at)

5.3.

Xác định nhiệt độ hơi đốt 𝐓𝐢 , nhiệt lượng riêng 𝐢𝐢 và nhiệt hóa hơi 𝐫𝐢 của
từng nồi
Tra bảng I.251 [1 – 314] và nội suy ta có:
• Nời 1: P1 = 5 (at) ta được:
- Nhiệt độ hơi đốt: T1 = 151,1 (oC)
- Nhiệt lượng riêng: i1 = 2754000 (J/kg)
- Nhiệt hóa hơi: r1 = 2117000 (J/kg)
• Nời 2: P2 = 1,57 (at) ta được:
- Nhiệt độ hơi đốt: T2 = 112,1 (oC)
- Nhiệt lượng riêng: i2 = 2701500 (J/kg)
- Nhiệt hóa hơi: r2 = 2228500 (J/kg)


6. Tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi
Nhiệt độ hơi thứ ra khỏi từng nồi được xác định theo công thức:
t ′i = Ti+1 + ∆′′′
i ,℃
Trong đó:
t ′i − Nhiệt đợ hơi thứ ra khỏi nồi thứ i, oC
o
∆′′′
i − Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống, C
o
Chọn ∆1′′′ = 1 (oC) và ∆′′′
2 = 1,1 ( C), ta có:

• Nhiệt đợ hơi thứ ra khỏi nồi 1 là:
t1′ = T2 + ∆1′′′ = 112,1 + 1 = 113,1 (℃)
• Nhiệt đợ hơi thứ ra khỏi nồi 2 là:
t ′2 = Tng + ∆′′′

2
Trong đó: Tng − Nhiệt đợ nước ngưng ở thiết bị ngưng tụ
Với Png = 0,2 (at) ta được Tng = 59,7 (oC)
➔

o
t ′2 = Tng + ∆′′′
2 = 59,7 + 1,1 = 60,8 ( C)

Tra bảng I.250 [1 – 314] và nợi suy ta có:
• Nời 1: t1′ = 113,1 (℃) ta được
- Áp suất hơi thứ: P1′ = 1,624 (at)
- Nhiệt lượng riêng: i1′ = 2700960 (J/kg)
- Nhiệt hóa hơi: r1′ = 2225940 (J/kg)
• Nời 1: t1′ = 60,8 (℃) ta được
- Áp suất hơi thứ: P2′ = 0,211 (at)
- Nhiệt lượng riêng: i′2 = 2607252 (J/kg)
- Nhiệt hóa hơi: r2′ = 2255028 (J/kg)

BẢNG TỞNG HỢP SỚ LIỆU 1:
Nồi

Hơi đốt

Hơi thứ

x%


P, at

5
1,57

1
2

T, oC
151,1
112,1

i, J/kg
r, J/kg
P’, at
2754000 2117000 1,624
2701500 2228500 0,211

t’, oC
113,1
60,8

i’, J/kg
r’, J/kg
2700960 2225940 9,4
2607252 2355028 25

7. 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
áp suất thủy tĩnh tăng cao (∆′′ ), do nồng độ tăng cao (∆′ ), do trở lực đường ống (∆′′′ ).
7.1.

Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao ∆′′

Theo công thức:
∆′′i = t tbi −t ′i , ℃
Trong đó:
t tbi − Nhiệt đợ sôi ứng với Ptbi , at
t ′i − Nhiệt độ sôi ứng với Pi′ , at
Tổn thất này do nhiệt độ sôi ở đáy thiết bị cô đặc luôn lớn hơn nhiệt độ sôi của dung
dịch trên mặt thoáng. Thường tính tốn ở khoảng giữa ống trùn nhiệt. Áp dụng công thức
VI.12, [2 – 60]:
H
ρsi . g
Ptbi = Pi′ + (h1 + ) ∙
, at
2 9,81. 104
Trong đó:
Pi′ − Áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch, at
h1 − Chiều cao lớp dung dịch từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng,
chọn h1 = 0,5m
H – Chiều cao ống truyền nhiệt, m
ρsi − Khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3
ρdd − Khối lượng riêng của dung dịch, kg/m3
g – Gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s2
1

Lấy gần đúng khối lượng riêng của dung dịch khi sôi bằng khối lượng riêng của
2

dung dịch ở 20 C.
o

Tra bảng I.57, [1 – 45] và nội suy ta có:
x1 = 9,4% → ρdd1 = 1086 (kg/m3 ) → ρs1 =

1086

x2 = 25% → ρdd1 = 1239 (kg/m3 ) → ρs2 =

1239

2

2

= 543 (kg/m3 )
= 619,5 (kg/m3 )

• Với nồi 1:
H
ρs1 . g
3 543 . 9,81
Ptb1 = P1′ + (h1 + ) ∙
= 1,624 + (0,5 + ) ∙
= 1,733 (at)
4
2 9,81. 10
2 9,81 . 104
Tra bảng I.251 [1 – 314] với Ptb1 = 1,733 (at) → t tb1 = 115,09 (℃)
➔ → ∆1′′ = t tb1 −t1′ = 115,09 − 113,1 = 1,99 (℃)

• Với nời 2:
H
ρs2 . g
3 619,5 . 9,81
Ptb2 = P2′ + (h1 + ) ∙
=
0,211
+
(0,5
+
)∙
= 0,335 (at)
2 9,81. 104
2
9,81 . 104
Tra bảng I.251 [1 – 314] với Ptb2 = 0,335 (at) → t tb2 = 71,05(℃)
➔ → ∆′′2 = t tb2 −t ′2 = 71,05 − 60,8 = 10,25 (℃)
Tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao là:
∑ ∆′′ = ∆1′′ + ∆′′2 = 1,99 + 10,25 = 12,24 (℃)

7.2.

Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ∆′

Phụ tḥc vào tính chất tự nhiên của chất hịa tan và dung mơi vào nồng độ và áp
suất của chúng. ∆′ ở áp suất bất kỳ được xác định theo phương pháp Tysenco VI.10, [2 –
59]:
∆′i =

f. ∆′oi =

(Ti′ + 273)2 ′
t 2si ′
16,2 ′ ∆oi = 16,2
∆oi , ℃
ri
ri′

Với:
f = 16,2

(Ti′ + 273)2
ri′

(VI. 11, [2 − 59])


Trong đó:
Ti′ − Nhiệt đợ sơi của của dung mơi nguyên chất, ℃
f − Hệ số hiệu chỉnh
ri′ − Ẩn nhiệt hóa hơi của dung mơi ngun chất ở áp suất làm việc, J/kg
∆′i − Tổn thất nhiệt độ sôi do nồng độ ở áp suất bất kỳ (oC)
∆′oi − Tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi
của dung môi ở áp suất khí quyển (oC)
Tra bảng VI.2 [2 – 66] và nợi suy, ta có:
x1 = 9,4% → ∆′o1 = 5,32 (℃)
x2 = 25% → ∆′o2 = 10 (℃)
Vậy:
∆1′ =

f. ∆′o1 =

(T1′ + 273)2 ′
(113,1 + 273)2
16,2
∆o1 = 16,2 ∙
∙ 5,32 = 5,77 (℃)
r1′
2225940

∆′2 =

f. ∆′o2 =

(T2′ + 273)2 ′
(60,8 + 273)2
16,2
∆o2 = 16,2 ∙
∙ 5,32 = 7,66 (℃)
r2′
2225940

Tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao là:
∑ ∆′ = ∆1′ + ∆′2 = 5,77 + 7,66 = 13,43 (℃)

7.3.

Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống (∆′′′ )

Trở lực ở đây chủ yếu là các đoạn ống nối giữa các thiết bị. Đó là đoạn nối giữa nời

1 với nồi 2, nồi 2 với thiết bị ngưng tụ. Trong giả thiết mục 6, khi tính nhiệt đợ và áp suất
o
hơi thứ ra khỏi từng nồi ta đã chọn: ∆1′′′ = 1 (oC) và ∆′′′
2 = 1,1 ( C)
Tổng tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống là:
∑ ∆′′′ = ∆1′′′ + ∆′′′
2 = 1 + 1,1 = 2,1 (℃)

7.4.

Tính nhiệt độ tổn thất của hệ thống


∑ ∆ = ∑ ∆′ + ∑ ∆′′ + ∑ ∆′′′ = 13,43 + 12,24 + 2,1 = 27,77 (℃)

8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống
• Hiệu số nhiệt đợ hữu ích trong hệ thống cơ đặc
Áp dụng công thức VI.17 và VI.18, [2 – 67]:
n

n

∑ ∆Ti = T1 − Tng − ∑ ∆
i=1

,℃

i=1

Trong đó:

T1 − Nhiệt độ hơi đốt ở nồi 1, ℃
Tng − Nhiệt độ hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ, ℃
∑ni=1 ∆Ti − Tổng tổn thất nhiệt độ của n nồi, ℃
Tổng tổn thất nhiệt độ của 2 nồi cô đặc là:
2

2

∑ ∆Ti = T1 − Tng − ∑ ∆ = 151,1 − 59,70 − 27,77 = 63,63 (℃)
i=1

i=1

• Xác định nhiệt độ sôi của từng nồi
t si = t ′i + ∆′i + ∆′′i , ℃
-

Nồi 1:
t s1 = t1′ + ∆1′ + ∆1′′ = 113,1 + 5,77 + 1,99 = 120,86 (℃)

-

Nồi 2:

t s2 = t ′2 + ∆′2 + ∆′′2 = 60,8 + 7,66 + 10,25 = 78,71 (℃)
• Hiệu số nhiệt đợ hữu ích trong mỗi nời
∆Ti = Ti − t si , ℃
-

Nồi 1:

∆T1 = T1 − t s1 = 151,1 − 120,86 = 30,24 (℃)

-

Nồi 2:


∆T2 = T2 − t s2 = 112,1 − 78,71 = 33,39 (℃)

BẢNG TỞNG HỢP SỚ LIỆU 2
Nời
1
2

∆′ , [℃]
5,77
7,66

∆′′ , [℃]
1,99
10,25

∆′′′ , [℃]
1
1,1

∆T , [℃]
30,24
33,39

t s , [℃]
120,86
78,71

9. Thiết lập phương trình cân bằng nhiệt để tính lượng hơi đốt D và lượng hơi
thứ W ở từng nồi
9.1.
Sơ đồ cân bằng nhiệt lượng

Trong đó:
Gđ − Lượng hỗn hợp đầu đi vào thiết bị (kg/h)
D – Lượng hơi đốt vào nồi thứ nhất (kg/h)
W1 , W2 − Lượng hơi thứ bốc lên từ nồi 1, nồi 2 (kg/h)
i1 , i2 − Hàm nhiệt của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2 (J/kg)
i1′ , i′2 − Hàm nhiệt của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2 (J/kg)
θ1 , θ2 − Nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1, nồi 2 (oC)
Cđ − Nhiệt dung riêng của dung dịch đầu (J/kg.độ)
Cnc1 , Cnc2 − Nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1, nồi 2 (J/kg.độ)
C1 , C2 − Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2 (J/kg.độ)


Q m1 , Q m2 − Nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2 (J/h)
t so , t s1 , t s2 − Nhiệt độ sôi của dung dịch vào nồi 1, ở nồi 1, ở nồi 2 (oC)

9.2.
Lập hệ phương trình cân bằng nhiệt lượng
9.2.1. Các thơng số của dung dịch
• Nhiệt đợ sơi của dung dịch đi vào các nồi
Nồng độ dung dịch ban đầu: xđ = 6 (% khối lượng)
Tra bảng I.204, [1 – 236] nhiệt độ sôi của dung dịch là: t dds0 = 101,38 (℃)

Tra bảng I.249, [1 – 310] ta có áp suất của dung môi nguyên chất ở nhiệt độ sôi của
dung dịch là: Ps = 1,089 (at)
Áp dụng quy tắc Babo:
P
= const
Ps
Ta có:
P P′
=
Ps Ps′
1
P′
→(
)
=
1,089 T=101,38℃ Ps′
Có áp suất hơi thứ nồi 1: P′ = 1,624 (at) → Ps′ = 1,769 (at)
Tra bảng I.251, [1 – 314] ta được nhiệt độ sôi cỉa dung dịch ở P′ chính là nhiệt độ
sôi của dung môi ở áp suất Ps′ :
Ps′ = 1,769 (at) → t s0 = 115,74 (℃)
t s1 = 120,86 (℃)
t s2 = 78,71 (℃)

• Xác định nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi


Nhiệt dung riêng của dung dịch có nờng đợ nhỏ hơn 20% tính theo công thức I.43,
[1 – 152]:
C = 4186 . (1 − x)
-

Dung dịch đi vào nồi 1:
x = xo = 6 (%klg) → Co = 4186 . (1 −

-

, J/kg. độ

6
) = 3934,84 (J/kg. độ)
100

Dung dịch đi vào nồi 2:
x = x1 = 9,40 (%klg) → C1 = 4186 . (1 −

9,40
) = 3792,39 (J/kg. độ)
100

Nhiệt dung riêng của dung dịch có nờng đợ lớn hơn 20% tính theo công thức I.44,
[1 – 152]:
C = Cht . x + 4186 . (1 − x)

, J/kg. độ

Với Cht tính theo cơng thức I.41, [1 – 152]:
MKOH . Cht = ∑ Ci . Ni
Trong đó: Cht − Nhiệt dung riêng của chất hòa tan khan
M − Khối lượng phân tử của chất tan
Ci − Nhiệt dung riêng của các đơn chất

Ni − Số nguyên tử trong phân tử
Tra bảng I.141, [1 – 152] ta có:
CK = 26000 (J/kg nguyên tử. độ)
CO = 16800 (J/kg nguyên tử. độ)
CH = 9630 (J/kg nguyên tử. độ)
→ Cht =

-

NK . CK + NO . CO + NH . CH 1.26000 + 1.16800 + 1.9630
=
MKOH
56
= 936,25 (J/kg. độ)

Dung dịch đi ra nồi 2:
x = x2 = 25 (%klg) → C2 = 936,25 + 4186 . (1 −

25
) = 3373,56 (J/kg. độ)
100


9.2.2. Các thơng số nước ngưng
• Nhiệt đợ nước ngưng
θ1 = T1 = 151,1 (℃)
θ2 = T2 = 112,1 (℃)
• Nhiệt dung riêng của nước ngưng
Tra bảng I.249, [1 – 310] và nội suy, ta được:
Cnc1 = 4315,08 (J/kg. độ)

Cnc2 = 4236,57 (J/kg. độ)

9.2.3. Giải hệ phương trình
• Phương trình cân bằng nhiệt lượng cho từng nồi dựa trên nguyên tắc:
Tổng nhiệt đi vào = Tổng nhiệt đi ra
-

Nồi 1:
D. i1 + Gđ . Co . t so = W1 . i1′ + (Gđ − W1 ). C1 . t s1 + D. Cnc1 . θ1 + Q m1

-

Nồi 2:

W1 . θ2 + (Gđ − W1 ). C1 . t s1 = W2 . i′2 + (Gđ − W1 − W2 ). C2 . t s2 + W1 . Cnc2 . θ2 + Q m2
• Nhiệt mất mát ra ngoài môi trường của 2 nồi:
Nhiệt mất mát này thường lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn để bốc hơi ở từng nồi.
Q m1 = 0,05D(i1 − Cnc1 . θ1 )

(J/h)

Q m2 = 0,05W1 (i2 − Cnc2 . θ2 ) (J/h)
• Ta có hệ phương trình:
D. i1 + Gđ . Co . t so = W1 . i1′ + (Gđ − W1 ). C1 . t s1 + D. Cnc1 . θ1 + Q m1
{W1 . i2 + (Gđ − W1 ). C1 . t s1 = W2 . i′2 + (Gđ − W1 − W2 ). C2 . t s2 + W1 . Cnc2 . θ2 + Q m2
W1 + W2 = W


W(i′2 − C2 t s2 ) + Gđ (C2 t s2 − C1 t s1 )
0,95(i2 − Cnc2 θ2 ) + (i′2 − C1 t s1 )

→
Gđ (C1 t s1 − Co t so ) + W1 (i1′ − C1 t s1 )
D=
0,95(i1 − Cnc1 θ1 )
{
W2 = W − W1
W1 =

4377,60(2607252 − 3373,56.78,71) + 5760(3373,56.78,71 − 3792,39.120,86)
0,95(2701500 − 4236,57.112,1) + (2607252 − 3792,39.120,86)
→
5760(3792,39.120,86 − 3934,84.115,74) + W1 (2700960 − 3792,39.120,86)
D=
0,95(2754000 − 4315,08.151,1)
{
W2 = 4377,60 − W1
W1 =

W1 = 2143,56 (kg/h)
→ {W2 = 2234,04 (kg/h)
D = 2415,80 (kg/h)
Xác định lại tỉ lệ phân phối hơi thứ giữa hai nồi:
W1 ∶ W2 = 1 ∶ 1,04
Kiểm tra sai số giữa Wgiả thiết và Wtính toán ở mỗi nồi:
Vớ i nồi 1: ε1 =

|2143,56 − 2084,57|
∙ 100% = 2,83%
2084,57

Vớ i nồi 2: ε2 =

|2234,04 − 2293,03|
∙ 100% = 2,57%
2293,03

Các sai số đều nhỏ hơn 5% nên chấp nhận được giả thiết W1 : W2 = 1 ∶ 1,1

BẢNG TỔNG HỢP SỐ LIỆU 3
Nồi C, J/kg.độ
1
2

3792,39
3373,56

Cnc, J/kg.độ
4315,08
4236,57

θ, oC
151,1
112,1

W, kg/h
Giả thiết
2084,57
2293,03

Sai số ε, %

Tính
2143,56
2234,04

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

2,83
2,57


10.1.

Tính hệ số cấp nhiệt 𝛂𝟏 khi hơi ngưng tụ

Giả thiết chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống truyền nhiệt nồi 1 và nồi 2
là ∆t11 và ∆t12 .
Với điều kiện làm việc của phòng đốt trung tâm H = 5m, hơi ngưng tụ bên ngoài
ống, máng nước ngưng chảy dịng thì hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức V.101, [228]:
0,25
ri
α1i = 2,04. A. (
)
∆t1i . H

, W/m2 . độ

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 ngưng và nhiệt độ phía mặt tường tiếp xúc với

hơi ngưng của nồi i, oC
A – Hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng
ri − Ẩn nhiệt ngưng tụ tra theo bảng số liệu 1
Giả thiết ∆t11 = 3,17 ℃ và ∆t12 = 3,43 ℃
Với t m được tính theo công thức:
t mi = 0,5(t Ti + Ti ) , ℃

(∗)

Trong đó:
Ti − Nhiệt độ hơi đốt
t Ti − Nhiệt độ bề mặt tường
Mà ∆t1i = t i − t Ti → t Ti = t i − ∆t1i (∗∗)
Thay (∗∗) vào (∗) ta có:
t mi = Ti − 0,5∆t1i
• Với T1 = 151,1 ℃ → t m1 = 151,1 − 0,5 . 3,17 = 149,52 ℃
• Với T2 = 112,1 ℃ → t m2 = 112,1 − 0,5 . 3,43 = 110,39 ℃
Tra giá trị A theo bảng [2 – 29] ta được giá trị t m tương ứng:


t m1 = 149,52 ℃ → A1 = 195,43
t m2 = 110,39 ℃ → A2 = 183,68
Vậy ta có:

10.2.

α11

2117000 0,25
= 2,04 . 195,43 . (

)
= 8659,77 (W/m2 . độ)
3,17 . 3

α12

2228500 0,25
= 2,04 . 183,68 . (
)
= 8083,35 (W/m2 . độ)
3,43 . 3

Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ

Áp dụng cơng thức [3 – 333] ta có:
q1i = α1i . ∆t1i

, W/m2

Trong đó:
q1i − Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ nồi thứ i
q11 = α11 . ∆t11 = 8659,77 . 3,17 = 27451,48 (W/m2 )
q12 = α12 . ∆t12 = 8083,35 . 3,43 = 27725,89 (W/m2 )

BẢNG TỞNG HỢP SỚ LIỆU 4
∆t1i , ℃
3,17
3,43

Nời

1
2
10.3.

t mi , ℃
149,52
110,39

A
195,43
183,68

α1i , W/m2 . độ
8659,77
8083,35

q1i , W/m2
27451,48
27725,89

Tính hệ số cấp nhiệt 𝛂𝟐 từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi

Dung dịch khi sơi ở chế đợ sủi bọt, có đối lưu tự nhiên hệ số cấp nhiệt xác định theo
công thức [3 – 332]:
2,33
α2i = 45,3. P′0,5
i . ∆t 2i . ψi

Trong đó:
ψ − Hệ số hiệu chỉnh

, W/m2 . độ