Thiết kế thiết bị cô đặc ba nồi xuôi chiều, buồng đốt trong, ống tuần hoàn trung tâm 28 tấn giờ

MỤC LỤC
Trang
ĐẶT VẤN ĐỀ 1
Chương I. TỔNG QUAN SẢN PHẨM- PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ-
CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ 2
I. Giới thiệu sơ lược về nguyên liệu
2
II. Lý thuyết cơ bản của quá trình 2
1. Định nghĩa
2
2. Các phương pháp cô đặc 2
3. Bản chất của sự cô đặc do nhiệt
3
4. Ứng dụng của sự cô đặc 3
5. Các thiết bị cô đặc nhiệt
3
III. Lựa chọn phương án thiết kế - Thuyết minh quy trình công nghệ
1. Lựa chọn phương án thiết kế
4
2. Thuyết minh quy trình công nghệ 5
Chương II. TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
6
A. TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT 6
1.1. Xác định lượng hơi thứ thoát ra khỏi hệ thống
6
1.2. Xác định nồng độ cuối mỗi nồi 7
B. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG
7
2.1. Xác định áp xuất trong mỗi nồi 7
2.2. Xác định nhiệt độ trong các nồi
7

2.3. Xác định các loại tổn thất nhiệt trong các nồi 8
1.3.1. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (
'∆
)
8
2.3.2. Tổn thất nhiệt do áp xuất thủy tĩnh (
'∆
') 9
2.3.3. Tổn thất do trở lực trên đường ống (
'∆
'')
10
2.3.4. Hiệu xuất nhiệt độ có ích cho toàn bộ hệ thống và cho từng nồi 11
2.4. Cân bằng nhiệt lượng
11
2.4.1. Tính nhiệt dung riêng C (J/kg.độ) 11
2.4.2. Tính nhiệt lượng riêng
12
2.4.3. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng 12
C. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT
15
3.2. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch (
λ
) 16
3.3. Hệ số cấp nhiệt (
α
)
17
3.3.1. Về phía hơi ngưng tụ (
α

) 17
3.3.2. Về phía dung dịch sôi (
α
)
18
3.4. Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi 20
Chương III THIẾT KẾ CHÍNH
23
3.1. Buồng đốt
3 1.1.Tính số ống truyền nhiệt
23
3.1.2. Buồng bốc 23
3.2.1. Đường kính buồng bốc
23
3.2.2. Chiều cao buồng bốc 23
3.3.1. Đường kính ống dẫn hơi đốt
25
3.3.3. Đường kính ống dẫn dung dịch 26
3.3.4. Đường kính ống tháo nước ngưng
28
3.3.5. Đường kính ống tuần hoàn ngoài 29
3.4. Chiều dài vĩ ống
30
3.5. Chiều dày lớp cách nhiệt 30
3.5.1. Tính bề dày lớp cách nhệt của ống dẫn
30
3.5.2. Tính về bề dày của lớp cách nhiệt của thân thiết bị 32
3.6. Chọn mặt bích
33
3.6.1. Buồng đốt 33

3.6.2. Buồng bốc
33
3.7. Chọn tai treo 34
3.7.1. Tai treo buồng đốt
34
Chương 4. THIẾT BỊ PHỤ 44
4.1. Cân bằng vật liệu
44
4.1.1. Lượng nước lạnh cần thiết để tưới vào thiết bị ngưng tụ 44
. .4.1.2.Thể tích khí không ngưng và không khí được hút ra khỏi thiết bị
. 4.2. Kích thước thiết bị ngưng tụ 45
4.2.1. Đường kính thiết bị ngưng tụ
45
4.2.2. Kích thước tấm ngăn 46
4.2.3. Chiều cao thiết bị ngưng tụ
47
4.2.4. Tính kích thước óng baromet 48
4.3. Chọn bơm
50
4.3.1. Bơm chân không 50
4.3.2. Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ
51
4.3.3. Bơm dung dịch lên thùng cao vị 54

56
Chương 5. KẾT LUẬN 59
TÀI LIỆU THAM KHẢO
60
ĐẶT VẤN ĐỀ
Công nghiệp mía đường là một nghành công nghiệp lâu đời ở nươc ta. Trong

những năm qua, ở một số tỉnh thành, nghành công nghiệp đã có bươc nhảy vọt rất
lớn, diện tích mía tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không còn
là một nghành đơn lẽ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp có liên quan chặt chẽ
với nhau. Mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các nghành
công nghiệp như bánh kẹo, sữa đồng thời tạo ra phụ phẩm làm nguyên liệu giá rẻ
cho ngành sản xuất cồn
Trong tương lai khả năng này còn có thể phát triển cao hơn nữa nếu có sự
quan tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với năng cao khả năng chế biến và tieu thụ
sản phẩm. Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, hàm lượng đường sẽ giảm nhiều
và nhanh chóng thu hoạch trể và không chế biến kịp thời. Vì vậy, vấn đề đặt ra là
hiệu quả sản xuất phải đảm bảo hiệu xuất thu hồi đường là cao nhất. Hiện nay,
nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như Bình Dương, Quảng Ngãi. Tây
Ninh, 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, thiếc bị cũ kỉ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình
sản xuất.
Vì vậy, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy, đổi mới dây
chuyền thiếc bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần thiết và cấp
bách. Trong đó nghiên cứu cải tiến thiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không
kém trong hệ thống sản xuất.
Bên cạnh đó, cùng với sự phát triển không ngừng của khoa học và công nghệ,
nghành công nghiệp nước ta dang phải đối đầu với những thách thức to lớn. Việc
đào tạo nguồn nhân lực trẻ có đức có tài ngày càng trở thành một vấn đề hết sức
quan trọng và không thể thiếu. Để trở thành một người kỷ sư, việc giải các bài
toán công nghệ hay việc thực hiện công tác thiếc kế máy móc, thiết bị và dây
chuyền công nghệ là một việc rất cần thiết và tất yếu. Ý thức được tầm quan trọng
và vai trò của mình trong tương lai, em đã vận dụng những kiến thức mà mình đã
được học trong suốt các năm học vừa qua vào việc hoàn thành đồ án thiết kế này.
Chương I TỔNG QUAN SẢN PHẨM - PHƯƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ-
CHỌN PHƯƠNG ÁN THIẾT KẾ

I. Giới thiệu sơ lược về nguyên liệu
Đường là nguyên liệu quan trọng được sử dụng nhiều trong các nhành công
nghiệp chế biến như nước ngọt, bánh kẹo, dược, hóa học, đặc biệt trong đời sống
của con người. Đường cung cấp chất dinh dưỡng cho hoạt động sống của con
người. Do đó nghành công nghiệp sản xuất đường rất phát triển trên thế giới có
nhiều nguyên liệu sản xuất đường như mía, củ cải đường. Ở Việt Nam mía là cây
phát triển mạnh ở khí hậu nhiệt đới nên đươc sử dụng là cây chủ lực sản xuất
đường.
Nguyên liệu cho công đoạn cô đặc là nước chè trong (đã được làm sạch, loại
bỏ các tạp chất, tẩy màu, tẩy mùi) có pH =6,8 - 7 ; Bx = 13-15% . Thành phần
chính của nước chè trong là đường saccharose một phần nhỏ là các đường đơn
(glucose, fructose ) và một số các chất vô cơ, hữu cơ khác ( axit amin, HNO
3,
NH
3,
protein, )
Do có hàm lượng đường cao, nước mía là môi trường thuận lợi cho vi sinh
vật phát triển nên trong quy trình sản xuất đường, nước mía cần được chứa đựng,
vận chuyển, sử lí trong các thiết bị kín, liên tục.
Đường saccharose không bền nhiệt, ở nhiệt độ cao và pH axit, nó dễ bị biến
đổi thành các đường đơn, các hợp chất có màu làm giảm hiệu suất thu hồi đường
và giãm giá thành sản phẩm. Vì vậy trong quá trình sản xuất, người ta luôn tìm
cách giảm nhiệt độ vẫn bảo và giảm thời gian dung dịch tiếp xúc với nhiệt độ cao.
II. Lý thuyết cơ bản của quá trình
1. Định nghĩa
Cô đặc là phương pháp dùng để nâng cao nồng độ các chất hòa tan trong dung
dịch hai hay nhiều cấu tử. Quá trình cô đặc của dung dịch lỏng - rắn hay lỏng-
lỏng có chênh lệch nhiệt độ sôi rất cao thường được tiến hành bằng cách tách một
phần dung môi (cấu tử dễ bay hơi hơn ) . Đó là các quá trình vật lí - hóa học.
2. Các phương pháp cô đặc

- Phương pháp nhiệt ( đun nóng ): dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang
trạng thái hơi dưới tác dụng của nhiệt khi áp suất riêng phần của đó bằng áp suất
tác dụng lên mặt thoáng chất lỏng.
- Phương pháp lạnh : khi hạ thấp nhiệt độ đến một mức nào đó thì một cấu tử sẽ
tách ra dạng tinh thể đơn chất tinh khiết, thường là kết tinh dung môi để tăng nồng
độ chất tan. Tùy tính chất cấu tử và áp suất bên ngoài tác dụng lên mặc thoáng mà
quá trình kết tinh đó xảy ra ở nhiệt độ cao hay thấp và đôi khi phải dùng đến máy
lạnh.
3. Bản chất của sự cô đặc do nhiệt
Dựa theo thuyết động học phân tử :
- Để tạo thành hơi ( trạng thái tự do ) thì tốc độ chuyển động vì nhiệt của các
phân tử chất lỏng gần mặt thoáng lớn hơn tốc độ giới hạn. phan tử khi bay hơi sẽ
thu nhiệt để khắc phục lực liên kết ở trạng thái lỏng và trở lực bên ngoài. Do đó, ta
cần cung cấp nhiệt để các phần tử đủ năng lượng thực hiện quá trình này.
-Bên cạnh đó, sự bay hơi chủ yếu là do các bọt khí hình thành trong quá trình
cấp nhiệt và chuyển động liên tục, do chênh lệch khối lượng riêng các phần tử ở
trên bề mặt và dưới đáy tạo nên sự tuần hoàn tự nhiên trong nồi cô đặc. Tách
không khí và lắng keo (protit) khi đun sơ bộ sẽ ngăn chặn được sự tạo bọt khi cô
đặc.
4. Ứng dụng của sự cô đặc
- Dùng trong sản xuất thực phẩm: đường,mì chính,nước trái cây
- Dùng trong sản xuất hóa chất:NaOH, NaCl,CaCl
2
,
các muối vô cơ
5. Các thiết bị cô đặc nhiệt
a. Phân loại và ứng dụng
*Theo cấu tạo
Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên ) dùng cô đặc dung dịch
khá loãng, độ nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dể dàng qua bề mặt truyền nhiệt.

Gồm :
- Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc ), có thể có ống tuần hoàn trong
hoặc ngoài.
- Có buồng đốt ngoài (không đồng trục buồng bốc).
Nhóm 2 : dung dịch đối lưu cưỡng bức, dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5
- 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt. Có ưu điểm : tăng cường hệ số truyền nhiệt, dùng
cho dung dịch đặc sệt, độ nhớt cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền
nhiệt. Gồm :
- Có buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài.
- Có buồng đốt ngoài, ống tuần hoàn ngoài.
Nhóm 3 : dung dịch chảy thành màng mỏng, chảy một lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu
làm biến chất sản phẩm.Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như dung
dịch nước trái cây, hoa quả ép Gồm :
- Màng dung dịch chảy ngược, có buồng đốt trong hay ngoài : dung dịch sôi tạo
bọt khó vỡ.
- Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt trong hay ngoài : dung dich sôi ít tạo
bọt và bọt dễ vỡ.
* Theo phương pháp thực hiện quá trình
- Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở) : có nhiệt độ sôi, áp suất không đổi.
Thường dùng cô đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định để đạt năng
xuất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn nhất. Tuy nhiên, nồng độ dung dịch đạt
được là không cao.
- Cô đặc áp chân không : dung dịch có nhiệt độ sôi dưới 100
o
C, áp suất chân
không. Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, sự bay hơi nước liên tục.
- Cô đặc nhiều nồi : mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi không nên
lớn quá vì sẽ làm hiệu quả tiết kiệm hơi. Có thể cô chân không, cô áp lực hay phối
hợp cả hai phương pháp. Đặt biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để
nâng cao hiệu quả kinh tế.

- Cô đặc liên tục : cho kết quả tốt hơn cô đặc gián đoạn.có thể áp dụng điều
khiển tự động, nhưng chưa có cảm biến tinh cậy.
III. Lựa chọn phương án thiết kế- Thuyết minh qui trình công nghệ
1. Lựa chọn phương án thiết kế
Theo tính chất của nguyên liệu, cũng như ưu nhược điểm của các dạng thiết
bị nói trên ta chọn loại thiết bị cô đặc ba nồi xuôi chiều, phòng đốt trong ống tuần
hoàn trong.
- Ưu điểm
Khi cô đặc xuôi chiều thì 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 nhiệt
độ sôi của nồi sau,do đó dung dịch đi vào mỗi nồi đều có nhiệt độ cao hơn
nhiệt dộ sôi,kết quả là dung dịch được làm nguội đi và lượng nhiệt này sẽ
làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc.
Hệ thống cô đặc này thường dùng cho các dung dịch có độ nhớt cao, ăn mòn.
- Nhược điểm
.Khi cô đặc xuôi chiều thì nhiệt của dung dịch ở các nồi sau thấp dần, nhưng
nồng độ của dung dịch tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh,
kết quả là hệ số truyền nhiệt giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.
2. Thuyết minh quy trình công nghệ
Dung dịch ban đầu trong thùng chứa(1)được bơm(2) bơm lên thùng cao vị (3)
qua van tiết lưu đều chỉnh lưu lượng qua lưu lượng kế sao đó vào thiết bị đun nóng
(4). Tại thiết bị gia nhiệt(4)dung dịch đến nhiệt độ sôi của nồi 1.Tại nồi 1 dung
dịch đường bốc hơi một phần tại buồng bốc(8),hơi thứ thoát lên đi vào phòng đốt
của nồi 2, hơi thứ của nồi 2 đi vào phòng đốt của nồi 3 và hơi thứ của nồi 3 đi vào
thiết bị ngưng tụ (12 )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 dung dịch vào
nồi một tiếp tục chuyển sang nồi 2 rồi nồi 3 nhờ chênh lệch áp suất trong các nồi
để tiếp tục quá trình cô đặc, khi đến nòng độ yêu cầu thì được đưa ra ngoài vào để
chứa sản phẩm(17).
Ở nồi 1 hơi đốt được cung cấp từ ngoài vào, còn ở nồi 2 thì hơi đốt chính là hơi

thứ của nồi 1.ở nồi 3 thì hơi đốt chính là hơi thứ của nồi 2.

Chương II.TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
A. TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT
Các số liệu ban đầu :
- Năng suất tính theo dung dịch đầu ( Tấn/h) : 28 tấn /h = 28000 Kg/h
- Nồng độ ban đầu của dung dịch : 18% Khối lượng
- Nồng độ cuối của dung dịch : 53% Khối lượng
- Áp suất hơi đốt nồi 1: 4,5 at
- Áp suất hơi còn lại trong thiết bị ngưng : 0,3 at
1.1. Xác định lượng hơi thứ thoát ra khỏi hệ thống( w)
- Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống
G
đ
= G
c
+ W (1)
Trong đó :
+ G
đ,
G
c :
Lưu lượng đi vào, đi ra khỏi thiết bị ( Kg/h)
+ W : Lượng hơi thứ thoát ra của toàn bộ hệ thống ( Kg/h)
- Viết cho cấu tử phân bố:
G
đ
. x
đ
= G

c
. x
c
+ Wx
w
Trong đó :
x
đ,
x
c
là nồng độ của dung dịch vào ở nồi đầu và ra khỏi ở nồi cuối ( % Khối
lượng )
Xem lượng hơi thứ thoát ra, ta có :
G
đ
. x
đ
= G
c
. x
c
(2)
Vậy lượng hơi thưu thoát ra khỏi toàn bộ hệ thống:
W = G
đ
( 1-
Xc
Xđ
)
Theo giả thiết, ta có : G

đ
= 28(tấn /h)= 28000Kg/h
X
đ
= 18%
X
c
= 53%
Thay vào, ta có :
W= 28000( 1-
53
18
) = 18490,566 (Kg/h)
1.2. Xác định nồng độ của mỗi nồi:
Ta có: W = W
1
+ W
2
+ W
3
= 18490,566 (kg/h)
Trong đó : W
1
, W
2
, W
3
: lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1, 2, 3
Lượng hơi thư bốc ra ở mỗi nồi là khác nhau, giả sử cho:

2
1
W
W
=
1,1
1

3
2
W
W
=
2,1
1,1
Vậy ta tính được :
W
1
= 5603,202 (kg/h)
W
2
= 6163,522 (kg/h)
W
3
= 6723,842(kg/h)
Nồng độ cuối mỗi nồi:
Nồi 1: X
1
= G
đ

.
1WGđ
Xđ
−
= 28000.
202,560328000
18
−
= 22,503 %
Nồi 2: X
2
= G
đ
.
)21( wwGđ
Xđ
+−
= 28000.
)522,6163202,5603(28000
18
+−
= 31,047%
Nồi 3: X
3
=
)321(
.
WWWGđ
XđGđ
++−

=
)842,6723522,6163202,5603(28000
18.28000
++−
= 53%
B. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG
2.1. Xác định áp suất trong mỗi nồi:
Gọi P
1
, P
2
, P
3
, P
nt
: là áp suất của nồi 1, 2, 3 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 nổi 2 so với nồi 3
∆
P
3:
hiệu số áp suất của nổi 3 so với thiết bị ngưng tụ
∆
P

:
hiệu số áp suất của toàn bộ hệ thống
Giả sư rằng sử dụng hơi đốt để dùng bốc hơi và đun nóng là hơi nước bảo hòa
Ta có :
∆
P
=
∆
P
1
+
∆
P
2
+
∆
P
3
=
∆
P
hđ
-
∆
P
ntu
= 4,5- 0,3= 4,2 (at)
Giả sử chọn :
=
∆

∆
=
∆
∆
3
2
2
1
P
P
P
P
1,6
Suy ra :

∆
P
1
= 2,084( at)

∆
P
2
=1,302 ( at)

∆
P
3
= 0,814 (at)
Suy ra :

∆
P
1 =
P
1
- P
2

⇒
P
2
=P
1
-
∆
P
1
= 4,5 - 2,084 = 2,416 (at)

∆
P
2
= P
2
- P
3

⇒
P

3
= 2,416 - 1,302 = 1,114 (at)
2.2.Xác định nhiệt độ trong các nồi
Gọi t
hđ1
, t
hđ2,
t
hđ3,
t
nt:
nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ t
ht1,
t
ht2
,t
ht3
:
nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2, 3.
Giả sử tổn thất nhiệt do trở lực trên đường ống gây ra khỏi chuyển từ nồi 1 sang
nồi 2, từ nồi 2 sang nồi 3 là 1
o
C
t
ht1
= t
hđ2
+1
t
ht2

= t
hđ3
+1
t
ht3
= 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.
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3
Thiết bị
ngưng tụ
P (at) t
o
C P (at) t
o
C P (at) t
o
C P
(at)
t
o
C
Hơi
đốt

4,5

147 2,416 125,133 1,114 102,007 0,3 68,7
Hơi
thứ 2,455 126,133 1,153 103,007 0,314 69,7
2.3. Xác định tổn thất nhiệt độ
2.3.1. Tổn thất nhiệt độ 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 của nhiệt độ sôi của dunh 0dichj và dung môi nguyên
chất gọi là tổn thất của nhiệt độ do nồng độ gây ra.
Ta có:
∆
'
=t
o
sdd
- t
o
sdm
(ở cùng áp suất )
Áp công thức của Tasenco:

∆
'
=
∆
'
o
*f

Trong đó:

∆
'
o
: Tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường.
f: Hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp
suất thường.
f=16.2 *
ri
it
2
)'273( +

t'
i
: nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ i
r
i
: ẩn nhiệt hóa hơi của hơi ở nhiệt độ t'
i
Bảng 2.2. Tra bảng VI.2.STQTTB, T
2
/ trang 60
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3
Nồng độ dung dịch(% khối lượng) 22,503 31,047 53
'
o
∆
(

o
C)
0,35 0,6 1,9
Tra bảng I.251.STQTTB,T1 / trang 314 .Xác định nhiệt độ hóa hơi
Ta có bảng sau.
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3
Áp suất hơi thứ(at) 2,455 1,153 0,314
Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2191,165.10
3
2252,525.10
3
2333,76.10
3
Với nồi 1:

'
1
∆
=
'
01
∆
*
1
2
)'273(
2.16
r
t
i

+

∆
'
1
= 0,35.
3
2
10.165,2191
)273133,126.(2,16 +
= 0,412
0
C

'
2
∆
=
'
02
∆
*
2
2
)'273(
2.16
r
t
i
+

∆
'
2
= 0,6.
3
2
10.525,2252
)273007,103.(2,16 +
= 0,61
0
C

'
3
∆
=
'
03
∆
*
3
2
)'273(
2.16
r
t
i
+

∆
'
3
= 1,9.
3
2
10.76,2333
)2737,69.(2,16 +
=1,549
0
C

''
∆=∆⇒
1
+
'∆
2
+
'∆
3
=0,412+0,61+1,549 = 2,571
0
C
2.3.2. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (
''∆
)
Áp suất dung dịch thay đổi theo chiều sâu của lớp dung dịch. Ở trên bề mặt thì
bằng áp suất hơi trong phòng bốc hơi ,còn ở đáy ống thì bằng áp suất trên maawtj
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 :
P
tb
= P
o
+ ( h
1
+
2
2h
)
ρ
dds
.g ,N/m
2
Hay P
tb
= P
o
+ (h
1
+
2
2h
)
ρ
dds.
4
10.81,9
g

,
at
Trong đó :
P
o
: áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch ,N/m
2
h
1
: chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên của ống truyền
nhiệt đến mặt thoáng dung dịch , m ( chọn h
1
= 0,5 m cho cả 3 nồi ).
h
2
: chiều cao ống truyền nhiệt ,m. Chọn h
2
=4 m cho cả 3 nồi.

ρ
dds
: Khối lượng riêng của dung dịch khi sôi , kg/m
3
Với :
ρ
dds
=
2
dd
ρ

g: gia tốc trọng trường ,m/s
2
,g = 9,81 m/s
2
Nồi 1 : Ứng với x
1
= 22,503 %
( Tra bảng I.86 STQTTB,T1/Trang 59 )

ρ
⇒
dd1
= 1094,055 (kg/m
3
)

ρ
⇒
dds
=
2
1dd
ρ
=
2
055,1094
= 547,028 (kg/m
3
)

Ta có : P
o1
= 2,455 (at)
Suy ra :
P
tb1
= 2,455+ ( 0,5 +
2
4
)
4
10.81,9
81,9.208,547
= 2,592 (at)

⇒
t
tb1
= 127,474 (
o
C) (Tra bảng I.251 STQTTB,T1/Trang 314 )
Mà
''∆
1
= t
tb1
- t
mt1
Với t
mt1

: nhiệt độ mặt thoáng của dung dịch.
t
mt1
=
'∆
1
+ t
ht1
= 0,412+ 126,133 = 126,545 (
o
C)

⇒

"
1
∆
= 127,474 - 126,545 = 0,929
0
C
Nồi 2 . Ứng với x2= 31,047 %
Tra bảng I. 86. STQTTB.T1/Trang 59 .
⇒

ρ
dd2 =
1134,006
.
(kg/m
3

)
⇒

ρ
dds
=
2
2dd
ρ
=
2
006,1134
= 567,003(kg/m
3
)
P
o2
= 1,153 (at)
Suy ra :
P
tb2
= 1,153 + (0,5+
2
4
)
4
10.81,9
81,9.003,567
= 1,295 (at)
⇒

t
tb2
= 106,338
0
C .Tra bảng I. 251 .STQTTB, T
1
/Trang 314.
Mà :
∆
"
2
= t
tb3
- t
mt2
t
mt2=
∆
"
2
+ t
ht2
= 0,61 + 103,007 = 103,617 (
o
C)

⇒

∆
"

2
= 106,338 - 103,617 = 2,721 (
o
C)
Nồi 3 . Ứng với : x
3
= 53%
Tra bảng I. 86 . STQTTB.T
1
/Trang 61
⇒

ρ
dd3
= 1248,44 (kg/m
3
)
⇒

ρ
dds
=
2
3dd
ρ
=
2
44,1248
= 624,22(kg/m
3

)
Ta có : P
03
=0,314 (at)



⇒

ρ
tb3
= 0,314 + ( 0,5+
2
4
)
4
10.81,9
81,9.22,624
= 0,47 (at)

⇒
t
tb3
= 79,25
0
C Tra bảng I. 251.STQTTB,T
1
/Trang 314
Mà
∆

"
3
= t
tb3
- t
tm3
t
mt3
=
∆
'
1
+ t
ht3
= 1,549 + 69,7 = 71,249 (
o
C)

⇒

∆
"
3
= 79,25 - 71,249 = 8,001 (
o
C)
Vậy tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tinh trên toàn hệ thống:

∆
"

=
∆
"
1
+
∆
"
2
+
∆
"
3
= 0,929+ 2,721+ 8,001 = 11,651 (
o
C)
2.3.3. Tổn thất do trở lực trên đường ống (
∆
"'
)
- nồi 1 :
∆
"'
1
= 1 (
o
C)
- nồi 2 :
∆
"'
2

= 1 (
o
C)
- nồi 3 :
∆
"'
3
= 1 (
o
C)
⇒

∆
"'
=
∆
"'
1
+
∆
"'
2
+
∆
"'
3
= 1 + 1+ 1 = 3 (
o
C)
Tổn thất cho toàn hệ thống :

∆
=
∆
'
1
+
∆
"
2
+
∆
"'
3
= 2,571 + 11,651 +3 = 17,222 (
o
C)
2.3.4. Hiệu số nhiệt độ có ích cho toàn hệ thống và cho từng nồi:
-Cho từng nồi
+ Nồi 1 :

∆
t
hi1
= t
hd1
- t
hd2
-
Σ

∆
1
= 147 - 125,133- ( 0,412 + 0,929 +1 ) = 19,526
0
C

∆
t
hi1
= t
hd1
- t
s1

⇒
t
s1
= t
hd1
-
∆
t
hi1
= 147- 19,526 = 127,474 (
o
C)
+Nồi 2 :

∆
t

hi2
= t
hd2
- t
hd3
-
∑
∆
2
= 125,133 - 102,007 - ( 0,61 + 2,721 + 1) = 18,725
0
C

∆
t
hi2
= t
hd2
- t
s2

⇒
t
s2
= t
hd2
-
∆
t
hi2

= 125,133-18,725 = 106,338 (
o
C)
+Nồi 3 :

∆
hi3
= t
hd3
- t
ng
-
∑
∆
3
= 102,007- 68,7- ( 1,549 + 8,001 +1) = 22.757
0
C

∆
t
hi3
= t
hd3
- t
s3

⇒
t
s3

= t
hd3
-
∆
t
hi3

= 102,007- 22,757 = 79,25
0
C
Cho toàn hệ thống :

∆
hi
= t
chung
-
∆
∑
= t
hd1
- t
ng
-
∑
∆

∆
hi
= 147 - 68,7 - 17,222 = 61,078

0
C
2.4. Cân bằng nhiệt lượng.
2.4.1. Tính nhiệt dung riêng C ( J/ kg.độ)
Ta có :
C = 4190 - (2514 - 7,542.t ).x , J/kg.độ.
Trong đó : t : nhiệt độ sôi của dung dịch,
o
C
x : nồng độ dung dịch ,%
Nồi 1 : x
1
= 22,502 %
C
1
= 4190- ( 2514 - 7,542. 127,474).0,22503 = 3840,620 (J/kg.độ)
Nồi 2 : x
2
= 31,047 %
C
2
= 4190 - (2514 - 7,542.106,338 ).0,31047 = 3658,475 (J/kg.độ)
Nồi 3 : x
3
= 53 %
C
3
= 4190 - ( 2514- 7,542. 79,25).0,53 = 3174,363 (J/kg.độ)
- Nhiệt dung riêng của dung dịch đầu : x = 18 %
C

1
= 4190 - (2514 -7,542 .127,474 ).0,18 = 3910,534 (J/kg.độ)
2.4.2. Tính nhiệt lượng riêng
I : nhiệt lượng riêng của hơi đốt (J/kg)
i : nhiệt lượng riêng của hơi thứ (J/kg)
(Tra bảng I.249 STQTTB,T1/Trang 310,bảng I.250 STQTTB,T1/Trang 312)
Nồi
Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch
t
(
o
C)
I.10
3
(J/kg)
C
n
(J/kg.độ)
t
(
o
C)
i.10
3
(J/kg)
C
(J/kgđộ)
t
s
(

o
C)
1 147 2749,4 4304,5 126,133 2719,813 3840,620 127,474
2 125,133 2718,213 4258,213 103,007 2683,811 3658,475 106,338
3 102,007 2682,211 4222,609 69,7 2625,772 3174,363 79,25
2.4.3.Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng và tính lượng hơi đốt cần thiết:
Gọi:
– D
1
, D
2
, D
3
là lượng hơi đốt vào nồi 1, 2, 3 (kg/h)
– G
đ
, G
c
là lượng dung dịch đầu và cuối hệ thống (kg/h).
– W
1
, W
2
, W
3
là lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1, 2, 3. (kg/h).
– C
1
, C
2

, C
3
là nhiệt dung riêng của dung dịch trong nồi 1,2,3 (J/kg.độ).
– C
đ
, C
c
là nhiệt dung riêng của dung dịch dịch vào và ra (J/kg.độ).
– Cn
1
, Cn
2
, Cn
3
là nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, 2, 3 (J/kg.độ).
– I
1
, I
2
, I
3
là hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, 2, 3, (J/kg).
– i
1
, i
2
, i
3
là hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, 2, 3, (J/kg).
– t

đ
, t
c
là nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch, (
o
C).
– t
1
, t
2
, t
3
là nhiệt độ sôi của dung dịch nồi 1, 2, 3 ở P
tb
(
o
C)
–
θ
1,
θ
2,
θ
3.
là nhiệt độ nước ngưng nồi 1, 2, 3, (
o
C).
– Q
tt1
, Q

tt2
, Q
tt3
là nhiệt tổn thất ra môi trường nồi 1, 2, 3, (J)
Nhiệt lượng vào :
Nồi 1 :
+ Do hơi đốt mang vào : D
1
I
1
+Do dung dịch mang vào : G
đ
C
đ
t
đ
Nồi 2 :
+ Do hơi đốt mang vào (hơi thứ nồi 1) :D
2
I
2 =
W
1
i
1
+Do dung dịch ở nồi 1 mang vào : (G
đ
-W
1
)C

1
t
s1
Nồi 3 :
+ Do hơi đốt mang vào ( hơi thứ nồi 2) : D
3
I
3
= W
2
i
2

+Do dung dịch ở nồi 2 mang vào : ( G
đ
-W
1
-W
2
)C
2
t
s2
Nhiệt lượng ra
Nồi 1 :
+ Do hơi thứ mang ra : W
1
i
1

+Do dung dịch mang ra : (G
đ
-W
1
)C
1
t
s1
+ Do hơi nước ngưng tụ mang ra : D
1
C
n1
θ
1
+ Do tổn thất chung : Q
tt1
= 0,05 D
1
(I
1
- C
n1
θ
1
)
Nồi 2:
+ Do hơi thứ mang ra : W
2
i
2

+ Do dung dịch mang ra : (G
đ
- W
1
-W
2
)C
2
t
s2
+ Do hơi nước ngưng tụ mang ra : D
2
C
n2
θ
2
+ Do tổn thất chung : Q
tt2
= 0,05 D
2
(I
2
- C
n2
θ
2
)
Nồi 3 :
+ Do hơi thứ mang ra : W
3

i
3
+ Do sản phẩm mang ra : (G
đ
-W)C
3
t
s3
+ Do hơi nước ngưng tụ mang ra : D
3
C
n3
θ
3

+ Do tổn thất chung : Q
tt3
= 0,05 D
3
(I
3
- C
n3
θ
3
)
Phương trình cân bằng nhiệt lượng: ΣQ
vào
= ΣQ
ra

Nồi 1 :
D
1
I
1
+ G
đ
C
đ
t
đ
= W
1
i
1
+( G
đ
-W
1
)C
1
t
s1
+D
1
C
n1
θ
1
+0,05 D

1
(I
1
-Cn
1
θ
1
) (1)
Nồi 2 :
D
2
I
2
+( G
đ
-W
1
)C
1
t
s1
= W
2
i
2
+( G
đ
-W
1
-W

2
)C
2
t
s2
+D
2
C
n2
θ
2
+0,05D
2
(I
2
-Cn
2
θ
2
) (2)
Với D
2
I
2
= W
1
i
1

Nồi 3 :

D
3
I
3
+( G
đ
-W
1
-W
2
)C
2
t
s2
= W
3
i
3
+(G
đ
-W)C
3
t
s3
+D
3
C
n3
θ
3

+0,05D
3
(I
3
-C
3
θ
3
) (3)
Với D
3
I
3
= W
2
i
2
, W= W
1
+W
2
+ W
3
Ta có :
(2)
⇔
W
1
.(0,95i
1

+ C
2
t
s2
-C
1
t
s1
- 0,95C
n2
θ
2
) + W
2
( C
2
t
s2
- i
2
) = G
đ
( C
2
t
s2
- C
1
t
s1

)
Với :
G
đ
= 28000 (kg/h) ,C
1
=3840,620 (J/kg.độ),C
2
= 3658,475(J/kg.độ),
C
n2
=4258,213(J/kg.độ),i
1
= 2719,813.10
3
(J/kg),i
2
= 2683,811.10
3
(J/kg),
t
s1
= 127,474
0
C,t
s2
= 106,338
0
C,
θ

2
= t
hd2
= 125,133
0
C
(3)
⇔
W
1
(i
3
-

C
2
t
s2
) +W
2
.(0,95i
2
+ i
3
- C
2
t
s2
- 0,95C
n3

θ
3
) =G
đ
( C
3
t
s3
- C
2
t
s2
)
+W( i
3
-C
3
t
s3
)
Với :
G
đ
= 28000 (kg/h) ,C
2
= 3658,475(J/kg.độ),C
3
= 3174,363 (J/kg.độ),
i
2

= 2683,811.10
3
(J/kg), i
3
= 2625,772.10
3
(J/kg),t
s2
= 106,338
0
C,

t
s3
= 79,25
0
C,
θ
3
= t
hđ3
=102,007
0
C, W= 18490,566(kg/h)
Giải hệ (2),(3) ta được : W
1
= 5772,628(kg/h)
W
2
=6200,244(kg/h)

⇒
W
3
= W- (W
1
+W
2
) = 18490,566 -(5772,628 +6200,244 ) = 6517,694(kg/h)
Thay W
1
vừa tìm được vào (1) ta có :
0,95D
1
(I
1
-Cn
1
θ
1
) =W
1
i
1
+( G
đ
-W
1
)C
1

t
s1
-G
đ
C
đ
t
đ

⇒
D
1
= [ W
1
i
1
+( G
đ
-W
1
)C
1
t
s1
-G
đ
C
đ
t
đ

/ [ 0,95(I
1
-Cn
1
θ
1
) ]
Với :
W
1
= 5772,628(kg/h), W= 18490,566(kg/h) ,G
đ
= 28000 (kg/h) ,
i
1
= 2719,813.10
3
(J/kg), t
đ
= t
s1
= 127,474
0
C,C
1
=3840,620 (J/kg.độ)
I
1
= 2749,4.10
3

(J/kg),
θ
1
= t
hđ1
=147
0
C,C
đ
= 3910,534(J/kg.độ)
⇒
D
1
= 6278,46(kg/h)
Tính sai số theo công thức :
η
1
=
%100.
628,5772
202,5603628,5772 −
=2,935%< 5%


η
2
=
%100.
244,6200
522,6163244,6200 −

=0,592%< 5%

η
3
=
%100.
842,6723
694,6517842,6723 −
=3,066%< 5%

C. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT
3.1 Độ nhớt: (
µ
)
*Nồi 1 :
X1 = 22,675 (%)
Chọn t
1
= 80
o
C, ta có
µ
1
= 0,689.10
3−
(N.s/m
2
)
t
2

= 85
o
C, ta có
µ
2
= 0,639 .10
3−
(N.s/m
2
)
Tại t
s1
= 127,474
o
C ta có
µ
s1
= 0,214.10
3−
(N.s/m
2
)
Tra
µ
1,
µ
2
dựa

vào bảng I.112 STQTTB T1/Trang 114

*Nồi 2 :X2 = 31,447 (%)
Chọn t
1
= 80
o
C, ta có
µ
1
= 1,016.10
3−
(N.s/m
2
)
t
2
= 85
o
C, ta có
µ
2
= 0,934 .10
3−
(N.s/m
2
)
Tại t
s2
= 106,338
o
C ta có

µ
s2
= 0,584.10
3−
(N.s/m
2
)
*Nồi 3 : X1 = 53 (%)
Chọn t
1
= 80
o
C, ta có
µ
1
= 1,818.10
3−
(N.s/m
2
)
t
2
= 85
o
C, ta có
µ
2
= 1,657 .10
3−
(N.s/m

2
)
Tại t
s3
= 79,25
o
C ta có
µ
s3
= 1,843.10
3−
(N.s/m
2
)
3.2. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch (
λ
)
λ
dd
= A.c
p.
ρ
3
M
P
( W/m.độ) ( Công thức I.32 STQTTB T1/Trang 123)
Với :
A: hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước.
C
p

:nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng (J/kg.độ)

ρ
: khối lượng riêng (kg/m
3
)
M: khối lượng mol của chất lỏng.
Chọn A = 3,58.10
8−

Ta có: M=m
i
.M
dd
+(1-m
i
).M
nước
Mà :
M
i
=
OHđ
i
dd
i
M
Xi
M
X

M
X
2
1−
+
Vậy
*Nồi 1 :
m
i1
=
18
%675,221
342
%675,22
342
%675,22
−
+
= 0,015
⇒
M
1
= 0,015.342+(1-0.015).18 = 22,86
⇒
λ
1
= 3,58.10
8−
.3837,95.1094,878
3

86,22
878,1094
= 0,546 (W/m.độ)
*Nồi 2 :
m
i2
=
18
%447,311
342
%447,31
342
%447,31
−
+
= 0,024
⇒
M
2
= 0,024.342 +( 1- 0,024).18 = 25,452
⇒
λ
2
= 3,58.10
8−
.3651,628 .1135,930.
3
452,25
930,1135
= 0,527 (W/m.độ)

Nồi 3:
m
i3
=
18
%531
342
%53
342
%53
−
+
= 0,056
⇒
M
3
= 0,056.342 +( 1- 0,056).18 = 39,222
⇒
λ
2
= 3,58.10
8−
.3174,363.1248,44
3
222,39
44,1248
= 0,45 (W/m.độ)
3.3. Hệ số cấp nhiệt (
α
)

3.3.1. Về phía hơi ngưng tụ (
α
1
)
α
1
= 2,04 .A.
4
1
. tH
r
∆
(Công thức V.100STQTTB T2/Trang 28 )
Với r : ẩn nhiệt ngưng (J/kg)
H : chiều cao ống truyền nhiệt (chon H= 4 m)
A=
4
2
.
u
λρ
: là hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng t
m
T
m
= 0,5 (t
T1
+t
hd
)

∆
t
1
=t
hd
-t
t1
Nồi 1 : Chọn
∆
t
11
= 2,07 (
o
C)
⇒
t
T11
= t
hd1
-
∆
t
11
= 147 - 2,07 = 144,93(
o
C)
⇒
t
m1
= 0,5( 147 + 144,93 ) = 145,965(

o
C)
Tra STQTTB,T/Trang 29 ta có: A
1
= 194,895
Từ t
hđ1
= 147
o
C ta có r
1
= 2123.10
3
(J/kg) (tra bảng I.250 STQTTB,
T1/Trang312)
→

α
11
= 2,04. 194,895.
4
3
07,2.4
10.2123
= 8946,657 (W/m
2
.độ)
→
q
11

=
α
11
.
∆
t
11
= 8946,657 .2,07 = 18519,58 (W/m
2
)
Nồi 2 : Chọn
∆
t
12
= 1,77 (
o
C)
⇒
t
T12
=t
hd2
-
∆
t
12
= 125,133 - 1,77 = 123,363 (
o
C)
⇒

t
m2
= 0,5 ( 125,133 + 123,363 ) = 124,248 (
o
C)
Tra STQTTB,T/Trang 29 ta có: A
2
= 189,274
Từ t
hd2
= 125,133
o
C, ta có r
2
= 2193,601.10
3
(J/kg) (tra bảng I.250 STQTTB,
T2/Trang312)
→

α
12
= 2,04.189,274.
4
3
77,1.4
10.601,2193
= 9109,661 (W/m
2
.độ)

→
q
12
=
α
12.
∆
t
12
= 9109,661 .1,77 = 16124,1 (W/m
2
.độ)
Nồi 3: Chọn
∆
t
13
= 2,204(
o
C)
⇒
t
T13
=t
hd3
-
∆
t
13
= 102,007 - 2,204 = 99,803 (
o

C)
⇒
t
m3
= 0,5 ( 102,007+ 99,803) = 100,905 (
o
C)
Tra STQTTB,T/Trang 29 ta có: A
2
= 179,407
Từ t
hd2
= 102,007
o
C, ta có r
2
= 2255,183.10
3
(J/kg) (tra bảng I.250 STQTTB,
T2/Trang312)
→

α
12
= 2,04.179,407.
4
3
204,2.4
10.183,2255
= 8230,896 (W/m

2
.độ)
→
q
12
=
α
12.
∆
t
12
= 8230,896 .2,204 = 18140,895 (W/m
2
.độ)
3.3.2. Về phía dung dịch sôi (
α
2
)
Ta có
α
2
=
ϕ
α
n
Với :
ϕ
: hệ số hiệu chỉnh

α

n
: hệ số cấp nhiệt của nước
Mà:
ϕ
=
435,0
2565,0
2
232
.




















































d
n
n
d
n
d
n
d
u
u
C
C
ρ
ρ
λ
λ

α
n
= 0,145.
∆
t
2
2,33
.p
0,5
, (W/m
2
.độ)
Trong đó:

λ
dd
,
ρ
dd
,C
dd
.u
dd
lần lượt là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng và
độ nhớt của dung dịch.
λ
n
,
ρ
n
,C
n
,u
n
là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng và độ nhớt
của nước.
Ta có:
Σ
r=r
1
+r
2
+r
3

Chọn theo bảng V.1, STQTTB,T2 / Trang 4

Σ
r=r
1
+
λ
δ
+r
3
Trong đó: r
1
: nhiệt trở do lớp nước ngưng
r
2
: nhiệt trở do lớp cặn của dung dịch bám trên thành ống

δ
: bề mặt ống truyền nhiệt (
δ
=2mm)

λ
: hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt.
r
3
: nhiệt trở qua lớp vật liệu
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 có
λ
= 50W/m.độ ( Tra bảng XII.7,

STQTTB, T2/313
Chọn: r
1
= 0,232.10
3−
(m
2
. độ/W); r
3
= 0,387.10
3−
(m
2
. độ/W)
⇒

Σ
r= 0,232.10
3−
+
50
10.2
3−
+ 0,387.10
3−
= 0,659.10
3−
.
-Nồi 1: Tại t
s1

= 127,474
o
C = t
21
Ta có:
∆
t
I
=q
11
.
Σ
r = 18519,58 . 0,659.10
3−
= 12,204 (
o
C)
⇒
t
T21
=t
T11
-
∆
t
I
= 144,93 - 12,204 = 132,726 (
o
C)
Hiệu số cấp nhiệt của nước:

∆
t
21
=t
T21
- t
21
= 132,726 - 127,474 = 5,252 (
o
C)
Áp suất trung bình tại nồi 1:
P
tb1
= 2,592.98100 = 254275,2 (N/m
2
)
⇒
α
n1
= 0,145 .5,252
33,2
. 254275,2
5,0
= 3486,395 (W/m
2
.độ)
Tra bảng I.149 STQTTB,T1 /Trang311, ta có:
C
n
= 4261,958 J/kg.độ

µ
n
= 0,223.10
3−
N.s/m
2

λ
n
= 0,686 W/m.độ

ρ
n
= 936,897 kg/m
2
ϕ
1
=
435,0
3
3
2565,0
10.214,0
10.223,0
958,4216
95,3837
897,936
878,1094
.

686,0
546,0



































−
−
= 0,979
⇒

α
21
=
ϕ
1
α
n1
= 0,979 . 3486,395 = 3413,181 (W/m
2
.độ)
⇒
q
21
=
α
21.
∆
t
21

= 3413,181.5,252 = 17926,027 (W/m
2
)
Nên ta có:

η
1
=
58,18519
027,1792658,18519 −
100%= 3,205 % < 5%
Vậy nhiệt tải trung bình là:

Q
1
=
2
027,1792658,18519 +
= 18222,804 (W/m
2
)
-Nồi 2: Tại t
st2
= 106,338
o
C=t
22
Ta có:
∆
t

2
= q
12
.
Σ
r = 16124,1 . 0,659.10
3−
= 10,626 (
o
C)
⇒
t
T22
=t
T12
-
∆
t
2
= 123,363 - 10,626 = 112,737 (
o
C)
Hiệu số cấp nhiệt của nước:
∆
t
22
= t
T22
- t
22

= 112,737 - 106,338 = 6,399 (
o
C)
Áp suất trung bình tại nồi 2:
P
tb2
= 1,295.98100 = 127039,5 (N/m
2
)
⇒

α
n2
= 0,145. 6,399
33,2
. 127039,5
5,0
= 3904,618 (W/m
2
.độ)
Tra bảng I.149 STQTTB,T1 /Trang311, ta có:
C
n
= 4228,239 J/kg.độ

µ
n
= 0,267.10
3−
N.s/m

2

λ
n
= 0,683 W/m.độ

ρ
n
= 953,71 kg/m
2