Thiết kế hệ thống cô đặc NaOH hai nồi liên tục ống tuần hoàn trung tâm buồng đốt trong đối lưu tự nhiên nhằm cô đặc dung dịch NaOH từ 5% lên 35%

ĐẶT VẤN ĐỀ
Ngày nay, công nghiệp sản xuất hóa chất là một ngành công nghiệp
quan trọng ảnh hưởng đến nhiều ngành sản xuất khác. Một trong những
hóa chất được sản xuất và sử dụng nhiều là NaOH, vì khả năng ứng dụng
rộng rãi của nó.
Trong quy trình sản xuất NaOH, quá trình cô đặc là một khâu hết sức
quan trọng. Nó đưa dung dịch NaOH đến một nồng độ cao hơn, thỏa mãn
nhu cầu cầu sử dụng đa dạng và tiết kiệm chi phí vận chuyển, tồn trữ, và
tạo điều kiện cho quá trình kết tinh nếu cần.
Nhiệm vụ cụ thể của đồ án này là thiết kế hệ thống cô đặc NaOH hai
nồi liên tục ống tuần hoàn trung tâm buồng đốt trong đối lưu tự nhiên nhằm
cô đặc dung dịch NaOH từ 5% lên 35%.
Đối với sinh viên khối ngành công nghệ hóa chất và công nghệ thực
phẩm, việc thực hiện đồ án thiết bị là hết sức quan trọng. Nó vừa tạo cơ hội
cho sinh viên ôn tập và hiểu một cách sâu sắc những kiến thức đã học về
các quá trình thiết bị vừa giúp sinh viên tiếp xúc, quen dần với việc lựa
chọn, thiết kế, tính toán các chi tiết của một thiết bị với các thông số kỹ
thuật cụ thể.
Tuy nhiên, đồ án thiết bị là các môn học rất khó và kiến thức thực tế
của sinh viên thì hạn chế nên việc thực hiện đồ án thiết bị còn nhiều thiếu
sót. Vì vậy, em rất mong nhận được sự đóng góp và hướng dẫn của quý
thầy cô giáo và các bạn để có thể hoàn thành tốt đồ án được giao.
1
Phần 1:
TỔNG QUAN VỀ NGUYÊN LIỆU VÀ QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC
I- Giới thiệu về natri hydroxit.
1- Tình hình sử dụng natri hydroxit .
Trên thế giới, hằng năm có khoảng 45 - 50 triệu tấn natri hydroxit
được sản xuất. Trong đó, 16% (7 - 8 triệu tấn) được buôn bán trên thị
trường, chủ yếu là xút sản xuất ở Mỹ và châu Âu (chiếm 80% thị trường).
Khoảng 94% xút được buôn bán ở dạng lỏng (thường là 50% natri hydroxit

), trong đó gần 2 triệu tấn được vận chuển bằng đường bộ. Giá xút rắn
thường cao hơn giá xút lỏng (tính theo dạng khô) 100 – 200 USD/tấn.
Thị trường đối với xút rắn chủ yếu là ở các nước đang phát triển do
cơ sở hạ tầng không thích hợp cho việc vận chuyển và sử dụng xút lỏng.
Nhưng với cơ sở hạ tầng đang ngày càng được phát triển, những thị trường
lớn như Trung Quốc đang giảm tiêu thụ xút rắn và chuyển sang nhập xút
lỏng. Ngày nay các nước Cuba, Angiêri và châu Phi vẫn là những thị
trường tiêu thụ chính đối với xút rắn. Ở châu Á, Inđônêxia là nước duy nhất
còn nhập xút rắn với khối lượng lớn. Do giá xút rắn cao nên khối lượng
buôn bán sản phẩm này trên thế giới chỉ đạt 400.000 tấn/năm và đang giảm
với tốc độ 8% năm. Xút lỏng được buôn bán trên thế giới chủ yếu phục vụ
nhu cầu sản xuất nhôm oxit (alumin) tại các nước như Ôxtrâylia, Braxin,
Vênêzuêla, Surinam, Giamaica và Ghinê, trong đó đáng kể nhất là
Ôxtrâylia
Ở Việt Nam, sản xuất natri hydroxit là một trong những ngành công
nghiệp hóa chất quan trọng bậc nhất. Nó góp phần to lớn trong sự phát
triển của các ngành công nghiệp khác như sản xuất xà phòng, công nghệ
giấy; công nghiệp lọc dầu; công nghệ dệt nhuộm, thực phẩm; xử lý nước;
sản xuất các loại hóa chất đi từ xút như silicat natri, chất trợ lắng PAC,
2
2- Tính chất hóa lý của natri hydroxit .
Natri hydroxyt là khối tinh thể không màu, không mùi. Dễ tan trong
nước, tan nhiều trong rượu và không tan trong ete.
Natri hydroxit có trọng lượng riêng 2,02. Độ pH là 13,5. Nhiệt độ
nóng chảy 327,6 ± 0,9
o
C. Nhiệt độ sôi 1388
o
C. Hấp thụ nhanh CO
2

và nước
của không khí, chảy rữa và biến thành Na
2
CO
3
.
Natri hydroxit là một bazơ mạnh; có tính ăn da, khả năng ăn mòn
thiết bị cao; trong quá trình sản xuất cần lưu ý đến việc ăn mòn thiết bị,
đảm bảo an toàn lao động. Ngoài ra, natri hydroxit có tính hút ẩm mạnh,
sinh nhiệt khi hòa tan vào nước nên khi hòa tan natri hydroxit cần phải
dùng nước lạnh.
Các phương pháp điều chế natri hydroxit:
- Trong phòng thí nghiệm:
+ Natri tác dụng với nước
2Na + 2H
2
O > 2NaOH + H
2
+ Natri oxit với nước
2NaO + H
2
O > 2NaOH
- Trong công nghiệp: để sản xuất natri hydroxit; trước đây người ta
cho Ca(OH)
2
tác dụng với dung dịch Na
2
CO
3
loãng và nóng nhưng ngày

nay, để sản xuất ta dùng phương pháp phương pháp hiện đại hơn là tiến
hành điện phân dung dịch NaCl bão hoà có màng ngăn.
2NaCl
(dd)
+ 2H
2
O
(l)
2NaOH
(dd)
+ H
2(k)
↑+ Cl
2(k)
↑
Sản phẩm thu được trong các phương pháp trên tuy đạt chất lượng
cao, hàm lượng tạp chất thấp nhưng nồng độ loãng rất cao, khó khăn cho
việc vận chuyển, sử dụng. Do đó, để khắc phục nhược điểm trên ta cần phải
tiến hành sản xuất natri hydroxit bằng phương pháp cô đặc.
3
II- Tổng quan về quá trình cô đặc.
1- Sơ lượt về lý thuyết cô đặc.
1.1- Định nghĩa:
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.
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.
1.2- 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:
a) Bộ phận đun sôi dung dịch (phòng đốt) trong đó bố trí bề mặt
truyền nhiệt để đun sôi dung dịch.
b) 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.
4
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,
1.3- 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 trung tâm buồng đốt trong 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.
2- Thuyết minh quy trình công nghệ.
* Cấu tạo và nguyên tắc làm việc của nồi cô đặc.
Nồi cô đặc xuôi chiều ống tuần hoàn trung tâm cấu tạo gồm buồng
bốc, buồng đốt và bộ phận thu hồi cấu tử .Trong đó:
- Buồng đốt ở dưới bao gồm các ống truyền nhiệt và một ống tuần
hoàn trung tâm. Dung dịch đi trong ống còn hơi đốt ngoài ống. Nguyên tắc
hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm là: do ống tuần hoàn có đường kính
lớn hơn đường kính ống truyền nhiệt nên hệ số truyền nhiệt nhỏ, dung dịch
sẽ sôi ít hơn so với dung dịch trong ống truyền nhiệt. Khi sôi dung dịch sẽ
có khối lượng riêng giảm do đó tạo ra áp lực đẩy dung dịch từ trong ống
5
tuần hoàn sang ống truyền nhiệt. Kết quả, tạo nên dòng chuyển động tuần
hoàn đối lưu tự nhiên giữa ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn.
- Phía trên thiết bị là buồng bốc. Đây là một phòng trống, ở đây hơi
thứ được tách ra khỏi hỗn hợp lỏng - hơi của dung dịch sôi. Bên trong
buồng bốc còn có bộ phận thu hồi cấu tử để tách những giọt chất lỏng còn
lại do hơi thứ mang theo.
* Thuyết minh quy trình:
Hình 1 : Sơ đồ cô đặc 2 nồi xuôi chiều:
1- thiết bị gia nhiệt nguyên liệu đầu; 2,3- nồi cô đặc;
4- thiết bị ngưng tụ; 5- thiết bị tách bọt.

Nguyên liệu đầu tiên là dung dịch natri hydroxit có nồng độ đầu 5%
được bơm lên thiết bị gia nhiệt 1 và được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi. Thiết
bị gia nhiệt 1 là thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm có thân hình trụ, đặt
đứng, bên trong gồm nhiều ống nhỏ; các đầu ống được giữ chặt trên vĩ ống
và vĩ ống được hàn dính vào thân. Dung dịch được bơm vào thiết bị, đi bên
trong ống từ dưới lên còn hơi đốt đi bên ngoài ống. Hơi đốt sau khi cấp
nhiệt cho dung dịch nâng nhiệt độ của dung dịch lên đến nhiệt độ sôi sẽ
ngưng tụ lại. Dung dịch sau khi gia nhiệt sơ bộ được đưa vào thiết bị cô đặc
thực hiện quá trình bốc hơi.
6
Dung dịch được cô đặc ở nồi 2 tiếp tục chuyển sang nồi 3. Hơi đốt
được đưa vào phòng đốt của nồi 2 để đốt nóng dung dịch trong nồi 2. Sau
khi cô đặc lượng hơi thứ thoát ra ở nồi 2 sẽ dùng làm hơi đốt cho nồi 3,
hơi thứ của nồi 3 sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ 4. Dung dịch sau khi cô đặc
đến nồng độ yêu cầu 35% sẽ tháo ra ngoài theo ống tháo sản phẩm nhờ
bơm ly tâm.
Hơi thứ và khí không ngưng thoát ra phía trên của thiết bị cô đặc
được đưa vào thiết bị ngưng tụ baromet và được bơm chân không hút ra
ngoài. Khí không ngưng còn lại tiếp tục đi qua thiết bị tách bọt 5.
Trong quá trình cô đặc lượng hơi đốt sẽ cấp nhiệt cho dung dịch nên
ngưng tụ lại và được thu hồi ở cửa nước ngưng tụ.
7
Phần 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ
I- Tính cân bằng vật liệu.
1- Chuyển đơn vị năng suất từ (tấn/h) sang (kg/h):
Năng suất: G
D
=10 tấn/h = 10000 kg/h
Nồng độ nguyên liệu ban đầu: X
D

= 5 %
Nồng độ cuối của sản phẩm : X
C
= 35%
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất :
G
D
. X
D
= G
C
. X
C
Suy ra: G
C
=
C
DD
x
xG .
=
57,1428
35
5.10000
=
kg/h
2- Xác định lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W):
Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:
G
D

= G
C
+W (1)
Trong đó:
G
D
, G
C
: lưu lượng đi vào, đi ra khỏi thiết bị kg/h
W: lượng hơi thứ của toàn hệ thống kg/h
Viết cho cấu tử phân bố:
G
D
.X
D
= G
C
.X
C
+ W.X
W
Trong đó: X
D
, X
C
: nồng độ đầu, cuối của dung dịch (% khối lượng).
Xem lượng hơi thứ không mất mát, ta có:
G
D
.X

D
= G
C
.X
C
(2)
Vậy lượng hơi thứ bốc ra toàn hệ thống được xác định:
)1(
C
D
D
x
x
GW
−=
Theo giả thiết ta có:
G
D
=10 tấn/h = 10000 kg/h
X
D
= 5 %
X
C
= 35%
8
Thay vào ta có:
43,8571)
35
5

1.(10000
=−=
W
kg/h.
3- Xác đị nh nồ ng độ cuối của dung dịch ở từ ng nồ i :
Ta có: W= W
1
+ W
2
Với W
1
, W
2
là lượng hơi thứ bốc ra ở 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.
3,11,1
2
1
÷≥
W
W
Giả sử chọn tỉ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi 1 và 2 là :
1,1
2
1
=
W
W

Khi đó ta có hệ phương trình:
1,1
2
1
=
W
W
W
1
+ W
2
= W
Giải hệ trên có kết quả :
W
1
= 4489,8 kg/h
W
2
= 4081,63 kg/h
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1:
X
C1
=
07,9
8,448910000
5.10000
.
1
=
−

=
−
WG
xG
D
DD
%
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2 :
X
C2
=
35
63,40818,448910000
5.10000
.
21
=
−−
=
−−
WWG
xG
D
DD
%
II- Cân bằng nhiệt lượng:
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.
∆P
2
: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ.
9
∆P
t
: hiệu số áp suất của cả hệ thống.
Giả sử chọn:
Áp suất của hơi đốt vào nồi 1 là P
1
=3,7 at.
Áp suất hơi của thiết bị ngưng tụ là P
nt
= 0,5 at.
Khi đó hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là :
∆P
t
=P
1
– P
nt
= 3,7 – 0,5 = 3,2 at
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là:

6,1
2
1
=
∆
∆
P
P
Kết hợp với phương trình: ∆P
1
+ ∆P
2
= ∆P
t
= 3,2 at
Suy ra: ∆P
1
= 1,97 at
∆P
2
= 1,23 at
Gọi: t
ht1
, 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.
t
ht1
= t
hd2
+ 1
t
ht2
= t
nt
+ 1
Tra bảng : I. 250, STQTTB, T1/ Trang 312.
I. 251, STQTTB, T1/ Trang 314.
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 3,7 139,90 1,69 114,41
0,5 80,9
Hơi thứ 1,75 115,41 0,52 81,9
2- Xác định tổn thất nhiệt độ:
2.1- 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.
10
Ta có: ∆’=
o
sdmnc
o
sđ
tt
−
(ở cùng áp suất).
Áp dụng công thức của Tiaxenko:
r
T
s

o
2
,,
.2,16.
∆=∆
Trong đó ∆’
o
: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường gây ra.
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: Tra bảng VI.2, STQTTB, T2/Trang 67
Nồi 1 Nồi 2
Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 9,07 35
∆’
o
(
o
C)
2,47 22
Bảng 2.3: Tra bảng I.251, STQTTB, T1/Trang 314
Nồi 1 Nồi 2
Áp suất hơi thứ (at) 1,75 0,52
Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2297,26.10
3
2304,8.10
3

Nồi 1:
( )
1
2
1
,
,
1
273.2,16.
r
t
hto
+∆
=∆
=
( )
3
2
10.26,2297
27341,115.2,16.47,2 +
= 2,63
o
C
Nồi 2:
( )
3
2
,
2
10.8,2304

2739,81.2,16.22 +
=∆
= 19,48
o
C
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:
Σ∆’ = ∆’
1
+∆’
2
= 2,63 +19,48 =22,11
o
C
2.2- Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (
∆
’’ ):
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P:
Ta có: ∆P =
2
1
ρ
S
.g.H
op
N/m
2
Trong đó:
11
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
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 : Tra bảng I.2, STQTTB, T1/Trang 7.
II.249, STQTTB, T1/Trang 310.
X
C
,% t’ ,
o
C
ρ
dd ,
kg/m
3
ρ
dm
,kg/m
3
Nồi I 9,07 115,41 1049 946,72
Nồi II 35 81,9 1310,5 970,58
Coi ρ
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ bề
mặt đến độ sâu trung bình của chất lỏng.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
o
=4 m.
Nồi 1:
H
op1
= [0,26+ 0,0014.(ρ
dd
-ρ

dm
)]H
o
H
op1
=[0,26+ 0,0014.(1049- 946,72)].4= 1,613 m
Áp suất trung bình:
P
tb1
= P’
1
+∆P
1
= 1,75+ 0,5.0,5.1049.10
-4
.1,613 = 1,79 at
Tra bảng I.251, STQTTB, T1/Trang 314.
Tại P
tb1
= 1,79 at ta có t”
1
= 116,16
o
C
Suy ra : ∆”
1
=(t”
1
+∆’
1

)

– (t’
1
+∆’
1
)= 116,16– 115,41= 0,75
o
C
Nồi 2:
H
op2
= [0,26+ 0,0014.(ρ
dd
- ρ
dm
)].H
o

H
op2
= [0,26+0,0014(1310,5- 970,58)].1,4=2,94 m
12
Áp suất trung bình:
P
tb2
= P’
2
+ ∆P
2

= 0,52+ 0,5.0,5.1310,5.10
-4
.2,94 = 0,61 at
Tra bảng I.251, STQTTB, T1/Trang 314.
Tại P
tb2
=0.61 at ta có t”
2
= 86,06
o
C
Suy ra : ∆”
2
= (t”
2
+∆’
2
)

– (t’
2
+∆’
2
) = 86,06 – 81,9 =4,16
o
C
Vậy tổn thất nhiệt của hai nồi là:
Σ∆” =∆”
1
+∆”

2
= 4,16 + 0,75= 4,91
o
C.
2.3- Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (
∆
”’) :
Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi
này sang nồi nọ và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1
o
C.
Do đó:
∆”’
1
=1,0
o
C
∆”’
2
=1,0
o
C
,,,
2
,,,
1
,,,
∆+∆=∆∑
= 1+1= 2
o

C
2.4- Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc:
Σ∆=Σ∆’+Σ∆”+Σ∆”’= 22,11+ 4,91+ 2= 29,02
o
C.
2.5- Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:
Nồi 1:
∆t
i1
= T
1
– (T
2
+Σ∆
1
) = 139,9 – (114,41+ 2,63+ 0,75+ 1)= 21,11
o
C
Nồi 2:
∆t
i2
=T
2
– (t
ng
+Σ∆
2
) = 114,41– (80,9+ 19,48+ 4,16+ 1)= 8,88
o

C
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi 1: ∆t
i1
= T
1
– t
S1
suy ra t
S1
=T
1
- ∆t
i1
=139,9 – 8,88= 118,79
o
C
Nồi 2 : ∆ti
2
=T
2
–t
S2
suy ra t
S2
=T
2
- ∆t
i2
=114,41– 8,88= 105,53

o
C
Cho toàn hệ thống: ∆h
i
= 139,9 – 80,9 – 29,02 = 29,98
o
C
13
3- Cân bằng nhiệt lượng:
3.1- Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi :
- Nhiệt dung của dung dịch ban đầu:
Vì X
D
= 5% <20% nên ta áp dụng công thức:
C
D
= 4186 (1- X
D
) = 4186 (1- 0,05) = 3976,7 J/kg.độ
- Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1:
Vì X
C1
= 9,07% <20% nên ta có:
C
C1
= 4186.(1- X
C1
) = 4186.(1- 0,0907) = 3806,16 J/kg.độ
- Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2:
Vì X

C2
= 35% >20% nên ta áp dụng công thức:
C= C
ht
.x+ 4186.(1- x)
Trong đó:
C
ht
là nhiệt dung riêng của chất hoà tan J/kg.độ
M.C
ht
=n
Na
.c
Na
+ n
O
.c
O
+ n
H
.c
H
(*)
Tra bảng I.141, STQTTB T1/Trang 152 ta có:
M
NaOH
=40
N
Na

=n
O
=n
H
=1
c
Na
= 26000 J/kg nguyên tử.độ
c
O
= 16800 J/kg nguyên tử.độ
c
H
= 9630 J/kg nguyên tử.độ
Thay vào (*) ta có: C
ht
=
40
96301680026000
++
= 1310,75 J/kg.độ
Suy ra: C
C2
= C
ht
.X
C2
+ 4186.(1- X
C2
)

= 1310,75.0,35+ 4186.(1-0,35)= 3179,66 J/kg.độ
3.2- Lậ p phương trình cân bằ ng nhiệ t lượ ng (CBNL):
Nồ i 1: D.i+ G
D
.C
D
.t
D
= W
1
.i
1
+ (G
D
– W
1
)C
1
.t
1
+ D.C
ng1
. θ
1
+ Q
xq1
Nồ i 2: W
1
.i
1

+ (G
D
–W
1
)C
1
.t
1
= W
2
.i
2
+(G
D
– W)C
2
.t
2
+ W
1
.C
ng2
.θ
2
+ Q
xq2
Trong
đó: D: lượng hơi đốt dùng cho toàn hệ thống kg/h
i, i
1

, i
2
: hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi 1 và nồi 2 J/kg
14
t
D
, t
1
, t
2
: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1, nồi 2 của dung dịch
o
C
C
D
, C
1
, C
2
: nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung
dịch J/kg.độ
θ
1,
θ
2
: nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi 1 và nồi 2
o
C
C
ng1

, C
ng2
: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2
J/kg.độ
Q
xq1
,Q
xq2
:nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh J
G
D
: lượng dung dịch lúc ban đầu kg/h

Chọn hơi đốt, hơi thứ là hơi bão hoà, nước ngưng là lỏng sôi ở cùng nhiệt
độ, khi đó ta có:
i- C
ng1
. θ
1
=r (θ
1
) và i
1
- C
ng2
. θ
2
=r(θ
2
)

Bảng 2.5: Tra bảng I.249, STQTTB, T1/Trang 310.
I.250, STQTTB, T1/Trang 312.
Đầu vào Đầu ra nồi 1 Đầu ra nồi 2
Dung dịch NaOH Dung dịch NaOH Dung dịch NaOH
t
D
= 118,79
o
C t
1
=118,79
o
C t
2
= 105,53
o
C
C
D
= 3976,7 J/kg.độ C
1
= 3806,16 J/kg.độ C
2
= 3179,66
J/kg.độ
G
D
= 10000 kg/h Hơi thứ G
2
= 1428,57 kg/h

Hơi đốt
θ
2
= 114,41
Hơi thứ
θ
1
= 139,9
o
C
i
1
=2703062 J/kg t’
2
= 81,9
o
C
i= 2739860 J/kg C
ng2
= 4247,94
J/kg.độ
i
2
= 2647420 J/kg
C
ng1
= 4286,79 J/kg.độ W
1
= 4489,80 kg/h W
2

= 4081,63 kg/h
Cho : Q
xp1
=0,05.D.(i – C
ng1
. θ
1
)
Q
xp1
=0,05.W.(i
1
– C
ng2
. θ
2
)
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là :
11211
11222
1
.) (95,0
).(.
tCiCi
tCGtCWGiW
W
ng
DD
−+−
−−+

=
θ
=
79,118.16,38062647420)9,139.79,42862739860.(95,0
79,118.16,3806.1000053,105.66,3179).43,857110000(2647420.43,8571
−+−
−−+
=
15
= 4410,69 kg/h
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 là:
W
2
= W - W
1
= 8571,43 – 4410,69 = 4160,74 kg/h
Lượng hơi đốt tiêu đốt chung là:
D=
=
−
−−+
).(95,0
).(.
111
11111
θ
ng
DDDD
Ci
tCGtCWGiW

)9,139.79,42862703062(95,0
79,118.7,3976.1000079,118.16,3806).69,441010000(2703062.69,4410
−
−−+
=
= 4867,24 kg/h
3.3- Kiể m tra lạ i giả thiế t phân bố hơi thứ ở các nồ i :
C%(1) =
%5%76,1%100
8,4489
69,44108,4489
<=
−

C%(2) =
%5%90,1%100
74,4160
63,408174,4160
<=
−

Vậy :
Lượng hơi thứ nồi 1là: W
1
= 4410,69 kg/h
Lượng hơi thứ nồi 2 là: W
2
= 4160,74kg/h
Lượng hơi đốt nồi I là: D = 4871,05 kg/h
III- Tính bề mặt truyền nhiệt:

1- Các thơng số cơ bản của dung dịch:
1.1- Độ nhớt:
Ta sử dụng cơng thức Pavolov:
constK
tt
==
−
−
21
21
θθ
Với t
1
, t
2
là nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt μ
1
, μ
2.
21
,
θθ
là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.
Nên:
2
2
2
2
θθ
θθ

+
−
=→=
−
−
K
tt
K
tt
s
s
s
s
Nồi 1: Nồng độ dung dịch x
1
= 9,07%
Chọn chất chuẩn là H
2
0
Tra bảng của nước phụ thuộc nhiệt độ.
I.102, STQTTB T1/ Trang 94
16
Đáp ứng u cầu
I.101, STQTTB T1/ Trang 91
)(31,16)/.(10.10234,1)(40
1
23
11
CmsNCt
oo

=→=→=→
−
θµ
)(26,8)/.(10.3756,1)(30
2
23
22
CmsNCt
oo
=→=→=→
−
θµ
242,1
26,831,16
3040
=
−
−
=→
K
Từ đó ta có:
)(63,7726,8
242,1
3016,116
2
21
C
k
tt
o

s
s
=+
−
=+
−
=
θθ

⇒
µ
s1
= 0,62.10
-3
(N.s/m
2
)

Nồi 2: Nồng độ dung dịch x
2
= 35%
Chọn chất chuẩn là H
2
0
Tra bảng :
I.101, STQTTB T1/ Trang 91 và sử dụng phương pháp ngoại suy.
I.102, STQTTB T1/ Trang 94.
)(75,3)/.(10.58,1)(160
1
23

11
CmsNCt
oo
=→=→=→
−
θµ
)(63,1)/.(10.695,1)(150
2
23
22
CmsNCt
oo
=→=→=→
−
θµ
72,4
63,175,3
150160
=
−
−
=→ K
Từ đó ta có:
)(2075,3
72,4
45,83160
2
22
C
k

tt
o
s
s
=+
−
=+
−
=
θθ

⇒
µ
s2
= 26,5.10
-3
(N.s/m
2
)
1.2- Hệ số truyền nhiệt của dung dịch:
Áp dụng công thức I.32 ST QTTB T1/ Trang 123
3

M
CpA
dd
ρ
ρλ
=
W/m.độ

Với:
A:là hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước
Cp:nhiêt dung riêng đẳng áp của chất lỏng (J/kg. độ)
ρ
:khối lượng riêng (kg/m
3
)
M:là khối lượng mol của chất lỏng
17
Chọn A=3,58.10
-8
OHiddi
MmMmM
2
).1(.
−+=
Mà
OH
i
d
i
d
i
i
M
x
M
x
M
x

m
2
2
2
1
−
+
=
Nồi 1:
043,0
18
0907,01
40
0907,0
40
0907,0
1
=
−
+
=m
946.1818).043,01(40.043,0
1
=−+=→ M
545,0
946,18
1049
.1049.16,3806.10.58,3
3
8

1
==→
−
λ
(W/m.độ)
Nồi 2:
195,0
18
35,01
40
35,0
40
35,0
2
=
−
+
=m
29,2218).195,01(40.195,0
2
=−+=→ M
58,0
29,22
5,1310
5,1310.66,3179.10.58,3
3
8
2
==→
−

λ
(W/m.độ)
1.3- Hệ số cấp nhiệt: α
1.3.1- Về phía hơi ngưng tụ: α
1
Áp dụng công thức V.101, STQTTB, T2/ Trang 28
4
1
1
.
04,2
tH
r
A
∆
=
α
W/m
2
.độ
Với r: ẩn nhiệt ngưng (J/kg)
H: chiều cao ống truyền nhiệt (chọn H = 4m )
4
32
.
µ
λρ
=
A
: là hệ số phụ thuộc nhiệt độ nước ngưng tụ.

t
m
= 0,5(t
T1
+t
hd
)
11 Thd
ttt
−=∆
Nồi 1: Chọn ∆t
1
= 3,95
o
C
18
t
T1
= t
hđ1
- ∆t
1
= 139,9 – 3,95 = 135,95
o
C
t
m1
= 0,5.(t
T1
+ t

hd
)=
C
o
923,137
2
9,13995,135
=
+
→A
1
=129,67
Tra bảng I.250 STQTTB, T1 / Trang 312.
→ r
1,n1
= 2150,3.10
3
J/kg
→
91,5078
95,3.4
2150,3.10
.67,129.04,2
4
3
1,1
==
n
α
W/m

2
.độ
→ q
1,n1
= α
1,n1
.∆t
1
= 5078,91.3,95= 200061,71 W/m
2
Nồi 2: Chọn ∆t
1
= 7,15
o
C
t
T1
= t
hđ2
- ∆t
1
= 114,41 – 7,15= 107,26
o
C
t
m2
=
84,110
2
41,11426,107

=
+

o
C
→ A
2
= 59,63
Tra bảng I.250 STQTTB, T1 / Trang 312.
→ r
1,n2
= 2222,52.10
3
J/kg

→
26,2030
15,7.4
2222,52.10
.63,59.04,2
4
3
2,1
==
n
α
W/m
2
.độ
→ q

1,n2
= α
1,n2
.∆t
1
= 2030,26.7,15= 14516,35 W/m
2
1.3.2- Về phía dung dịch sôi: α
2

Ta có:
n
αϕα
.
2
=
Với:
ϕ
là hệ số hiệu chỉnh.
n
α
là hệ số cấp nhiệt của nước.
Mà theo CT VI.27, STQTTB, T2/Trang 71
Ta có:
435,0
2565,0
2
222











































=
d
n
n
d
n
d
n
d
C
C
µ
µ
ρ
ρ
λ
λ
ϕ
Theo CT V.91, STQTTB, T2/Trang 26
5,033,2
2

145,0 pt
n
∆=
α
W/m
2
.độ
Trong đó : P là áp suất hơi thứ
Ta có: ∑ r = r
1
+ r
2
+ r
3
19
Chọn theo bảng V.I, STQTTB, T2/ Trang 4.

31
rrr
++=
∑
λ
δ
Trong đó r
1
: nhiệt trở của lớp hơi nước

γ
δ
=

2
r
: nhiệt trở của tường
λ : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhệt

δ
: bề dày ống truyền nhiệt (
δ
=2mm)
r
3
: nhiệt trở của lớp cặn bẩn
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 λ = 50 W/m độ (Tra bảng
XII.7,STQTTB, T2/ Trang 313)
→ ∑ r
1
=
3333
10.659,010.387,010.
50
2
10.232,0
−−−−
=++
m
2
độ/W
Nồi 1: Tại t
s1
= t

2
= 116,16
o
C.
Ta có : ∆t = q
1.
∑ r
1
= 200061,71.0,699.10
-3
= 13,22
o
C
→ t
T2
= t
T1
- ∆t = 135,95 – 13,22 = 122,73
o
C
Hệ số cấp nhiệt của nước :
∆t
2
= t
T2
- t
2
= 122,73 – 116,16 = 6,57
o
C

Áp suất hơi thứ tại nồi 1 :
P
ht1
= 1,75.98100= 1,72.10
5
N/m
2
Vậy
=
1,nn
α
0,145.6,57
2,33
.(1,72.10
5
)
0,5
= 4831,31 W/m
2
độ
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/Trang 311
C
n1
= 4242,68 J/kg.độ
µ
n1
= 2,46.10
-4
N.s/m
2

λ
n1
= 0,685 W/m
2
.độ
ρ
n1
= 946,50 kg/m
3
435,0
3
3
2565,0
1
10.63,0
10.246,0
.
68,4242
33,3806
72,946
1049
.
685,0
545,0



































=
−

−
n
ϕ
= 0,61
20
==
1,11,2
.
nnn
αϕα
0,61.4831,31 = 2947,10 W/m
2
độ
→ q
2,n1
= α
2,n1
.∆t
2,n1
= 6,57 .2947,10 = 19358,48 W/m
2
Nên ta có:
%63,3%100.
48,19338
48,1933871,20061
1
=
−
=
η

< 5% nên đạt
Vậy nhiệt tải trung bình:
1,19710
2
48,1933871,200061
2
1,21,1
1
=
+
=
+
=
nn
qq
Q
W/m
2
Nồi 2: Tại t
s2
= t
2
= 86,06
o
C.
Ta có : ∆t = q
1,n2.
∑ r
1
= 14516,35 .0,659.10

-3
= 9,57
o
C
→ t
T2
= t
T1
- ∆t = 107,26- 9,57 = 97,69
o
C
Hệ số cấp nhiệt của nước :
∆t
2
= t
T2
- t
2
= 97,69 – 86,06 = 11,64
o
C
Áp suất hơi thứ tại nồi 1 :
P
ht2
= 0,52.98100= 0,51.10
5
N/m
2
Vậy
=

2,nn
α
0,145.11,64
2,33
.(0,51.10
5
)
0,5
= 9973,92 W/m
2
độ
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/Trang 311
C
n2
= 3494,67 J/kg.độ
µ
n2
= 3,38.10
-4
N.s/m
2
λ
n2
= 0,677 W/m
2
.độ
ρ
n2
= 969,59 kg/m
3

435,0
3
3
2565,0
2
10.5,26
10.338,0
.
67,3494
66,3179
59,969
5,1310
.
677,0
58,0



































=
−
−
n
ϕ
= 0,13
==
2,22,2
.
nnnn
αϕα

0,13.9973,92= 1296,61 W/m
2
độ
→ q
2,n2
= α
2,n2
.∆t
2
= 11,64 .1296,61 = 15095,85 W/m
2
Nên ta có:
%83,3%100.
85,15095
85,1509535,14516
1
=
−
=
η
< 5% nên đạt
Vậy nhiệt tải trung bình:
1,14806
2
85,1509535,14516
2
2,22,1
2
=
+

=
+
=
nn
qq
Q
W/m
2
21
1.3.3- Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi:
Xem bề mặt truyền nhiệt trong các nồi như nhau: F1= F2 nên nhiệt
độ hữu ích phân bố trong các nồi là:
hi
n
i
i
i
hi
t
K
Q
kt
∆∑
∑
=∆
=
=
.)(
2
1

Trong đó:
hi
t∆
là nhiệt độ hữu ích trong các nồi (
o
C )
Q
i
: lượng nhiệt cung cấp (J/s )
K
i
: hệ số truyền nhiệt
Ta có:
3600
.
ii
i
rD
Q
=
Trong đó:
D
i
là lượng hơi đốt mỗi nồi
r
i
: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi
21
11
1

αα
+∑+
=
r
K
i
Nồi 1:
06,3670339
3600
10.3,2150.204,4867
3600
.
3
11
1
===
rD
Q
J
67,616
87,3192
1
10.659,0
91,5078
1
1
3
1
=
++

=
−
K
83,5951
67,616
06,3670339
1
1
==
K
Q
Nồi 2:
01,2030758
3600
10.52,2222.69,4410
3600
.
3
22
2
===
rD
Q
08,710
61,1296
1
10.659,0
26,2030
1
1

3
2
=
++
=
−
K
22
91,2859
08,710
01,2030758
2
2
==
K
Q
Nên:
74,881191,285983,5951
2
2
1
1
2
1
=+=+=∑
=
=
K
Q
K

Q
K
Q
i
i
n
i
Vậy:
)(25,20
74,8811
83,5951
.98,29
1
Ct
o
hi
==∆
)(73,9
74,8811
91,2859
.98,29
2
Ct
o
hi
==∆
Tính sai số:
%07,4%100.
11,21
25,2011,21

1
=
−
=
η
%72,8%100.
73,9
73,988,8
2
=
−
=
η
Tính bề mặt truyền nhiệt F:
)(
.
2
,
m
tK
Q
F
ihii
i
∆
=
Nồi 1:
)(89,293
25,20.67,616
06,3670339

2
1
mF ==
Nồi 2:
)(89,293
73,9.08,710
01,2030758
2
2
mF ==
Theo quy chuẩn bảng VI.6, STQTTB, T2/ Trang 80
Chọn bề mặt truyền nhiệt F= 315 m
2
23
Bảng 2.6- Tóm tắt:
Nồi 1 Nồi 2
q
1
(W/m2) 200061,71 14516,35
q
2
(W/m2) 19358,48 16095,85
Sai số 3,63 3,83
q (W/m2) 19710,1 14800,1
D
i
(kg/h) 4867,204 4410,69
r
i
(J/kg) 2150,3 2222,52

Q
i
(J/s) 3670339,67 2030758,01
K
i
616,67 710,08
Q
i
/K
i
5951,83 2859,91
∆
thi(i)
dự đoán
21,11 8,88
∆
thi(i)
tính toán
20,25 9,73
Sai số (%) 4,07 8,72
24
Phần 3: TÍNH THIẾT BỊ CHÍNH
I- Buồng đốt:
1- Tính số ống truyền nhiệt:
Tra bảng VI.6, STQTTB T2/Trang 80 chọn đường kính ống truyền nhiệt là
d
n
= 0,057 m
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là 4 m
99,439

14,3.4.057,0
315

===
π
hd
F
n
n
ống
Theo bảng qui chuẩn số ống truyền nhiệt V.11, STQTTB T2/Trang 48
Chọn n= 469 ống.
Chọn cách xếp ống theo hình lục giác đều
Số ống trên đường truyền xuyên tâm là 25
Số ống trong tất cả các viên phân là 48
2- Đường ống tuần hoàn trung tâm:
π
t
th
f
D
.4
=
Chọn f
t
= 0,3.F
D
=0,3
4

2
nd
π
=0,3
4
469.057.0.14,3
2
= 0,359 m
2
.
Vậy :
π
t
th
f
D
.4
=
=
14.3
359,0.4
= 0,676 m
Chọn D
th
= 700 mm
3- Đường kính thiết bị buồng đốt:
Đối với thiết bị cô đặc tuần hoàn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục
giác đều thì đường kính trong của buồng đốt có thể tính theo công thức :
D
t

=
l
dF
dd
n
nth
.
60sin 4,0
).2(
02
2
ψ
β
β
++
m
Trong đó :
β=
n
d
t
= 1,4 : Hệ số, thường β = 1,3 –1,5
t =1,4.d
n
: Bước ống , m (thường t = 1,2 – 1,5d
n
)
d
n
=0,057 : Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt m

ψ
= 0,8 : Hệ số sử dụng lưới đỡ ống, thường ψ = 0,7 – 0,9
l =4 m : Chiều dài của ống truyền nhiệt m
25