Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi ngược chiều, thiết bị cô đặc buồng đốt ngoài kiểu đứng, tuần hoàn tự nhiên

Đồ Án QTTB
PHẦN I: TỔNG QUAN VỀ CÔ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG
I. Giới thiệu chung
Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở
nước ta. Do nhu cầu thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy
mô nhỏ ở nhiều địa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy
nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các
ngành công nghiệp có liên quan không gắn kết với nhau đã gây khó khăn
cho việc phát triển công nghiệp đường mía.
Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công
nghiệp mía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên
một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không phải là một ngành đơn
lẻ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp các ngành có quan hệ chặt chẽ
với nhau. Mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các
ngành công nghiệp như bánh, kẹo, sữa… đồng thời tạo ra phế liệu là
nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất như rượu, acid lactic…
Trong tương lai, khả năng này còn có thể phát triển hơn nữa nếu có sự
quan tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với nâng cao khả năng chế biến và
tiêu thụ sản phẩm. Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, độ đường sẽ
giảm nhiều và nhanh chóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kịp thời.
Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra
là hiệu quả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện
nay, nước ta đã có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng
Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre … nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía,
khả năng đáp ứng là rất khó. Bên cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự
cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng với công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ
kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất.
Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng
nhà máy, đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá
trình là hết sức cần thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ.
Trong đó, cải tiến thiết bị cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong

hệ thống sản xuất vì đây là một thành phần không thể xem thường.
1
Đồ Án QTTB
II. Nguyên liệu và sản phẩm
1. Đặc điểm nguyên liệu
Nguyên liệu cô đặc ở dạng dung dịch, gồm:
- Dung môi: nước.
- Các chất hoà tan : gồm nhiều cấu tử với hàm lượng rất thấp (xem như
không có) và chiếm chủ yếu là đường saccaroze. Các cấu tử này xem như
không bay hơi trong quá trình cô đặc.
Tùy theo độ đường mà hàm lượng đường là nhiều hay ít. Tuy nhiên,
trước khi cô đặc, nồng độ đường thấp, khoảng 6 -10% khối lượng.
2. Đặc điểm sản phẩm
Sản phẩm ở dạng dung dịch, gồm:
- Dung môi: nước.
- Các chất hoà tan : có nồng độ cao.
3. Biến đổi nguyên liệu và sản phẩm
Trong quá trình cô đặc, tính chất cơ bản của nguyên liệu và sản phẩm
biến đổi không ngừng.
a. Biến đổi tính chất vật lý:
Thời gian cô đặc tăng làm cho nồng độ dung dịch tăng dẫn đến tính
chất dung dịch thay đổi:
- Các đại lượng giảm: hệ số dẫn nhiệt, nhiệt dung, hệ số cấp nhiệt, hệ
số truyền nhiệt.
- Các đại lượng tăng: khối lượng riêng dung dịch, độ nhớt, tổn thất
nhiệt do nồng độ, nhiệt độ sôi.
b. Biến đổi tính chất hoá học :
Thay đổi pH môi trường : thường là giảm pH do các phản ứng phân
hủy amit (Vd : asparagin) của các cấu tử tạo thành các acid.
Đóng cặn dơ : do trong dung dịch chứa một số muối Ca

2+
ít hoà tan
ở nồng độ cao, phân hủy muối hữu cơ tạo kết tủa.
Phân hủy chất cô đặc.
Tăng màu do caramen hoá đường, phân hủy đường khử, tác dụng
tương hỗ giữa các sản phẩm phân hủy và các amino acid.
Phân hủy một số vitamin.
2
Đồ Án QTTB
c. Biến đổi sinh học :
Tiêu diệt vi sinh vật (ở nhiệt độ cao).
Hạn chế khả năng hoạt động của các vi sinh vật ở nồng độ cao.
4. Yêu cầu chất lượng sản phẩm và giá trị sinh hóa
Thực hiện một chế độ hết sức nghiêm ngặt để:
- Đảm bảo các cấu tử quý trong sản phẩm có mùi, vị đặc trưng được
giữ nguyên.
- Đạt nồng độ và độ tinh khiết yêu cầu.
- Thành phần hoá học chủ yếu không thay đổi.
III. Cô đặc và quá trình cô đặc
1. Định nghĩa cô đặc
Cô đặc là phương pháp thường được dùng để làm tăng nồng độ của
một cấu tử nào đó trong dung dịch hai hay nhiều cấu tử. Quá trình cô đặc
của dung dịch lõng rắn hay dung dịch lõng lõng mà có chênh lệch nhiệt độ
sôi rất cao thì thường được tiến hành bằng cách tách một phần dung môi.
Tuỳ theo tính chất của cấu tử khó bay hơi hay không bay hơi trong quá
trình đó mà ta có thể tách một phần dung môi bằng phương pháp nhiệt độ
hay phương pháp làm lạnh kết tinh.
2. Các phương pháp cô đặc
a. 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 nó bằng áp suất bên ngoài tác dụng lên
mặt thoáng dung dịch. Để cô đặc được dung dịch không chịu được nhiệt độ
cao đòi hỏi phải cô đặc ở nhiệt độ đủ thấp ứng với nhiệt độ ở mặt thoáng
thấp. Đó là phương pháp cô đặc chân không.
b. 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 mặt
thoáng mà quá trình kết tinh đó xảy ra ở nhiệt độ cao hay thấp và đôi khi
phải dùng đến máy lạnh.
3
Đồ Án QTTB
3. Bản chất của sự cô đặc bằng phương pháp 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. Phân 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.
4. Ứng dụng của sự cô đặc
Dùng trong sản xuất thực phẩm: dung dịch đường, mì chính, các dung
dịch nước trái cây…
Dùng trong sản xuất hóa chất : NaOH, NaCl, CaCl
2
, KCl các muối
vô cơ …

5. Đánh giá khả năng phát triển của sự cô đặc
Hiện nay, phần lớn các nhà máy sản xuất hoá chất, thực phẩm đều sử
dụng thiết bị cô đặc như một thiết bị hữu hiệu để đạt nồng độ sản phẩm
mong muốn. Mặc dù chỉ là một hoạt động gián tiếp nhưng rất cần thiết và
gắn liền với sự tồn tại của nhà máy. Cùng với sự phát triển của nhà máy thì
việc cải thiện hiệu quả của thiết bị cô đặc là một tất yếu. Nó đòi hỏi phải có
những thiết bị hiện đại, đảm bảo an toàn và hiệu suất cao. Đưa đến yêu cầu
người kỹ sư phải có kiến thức chắc chắn hơn và đa dạng hơn, chủ động
khám phá các nguyên lý mới của thiết bị cô đặc.
IV. Phân loại và đặc điểm cấu tạo thiết bị cô đặc
1. Phân loại và ứng dụng
a. 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 dễ dàng qua bề
mặt truyền nhiệt. Gồm:
4
Đồ Án QTTB
- 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: dùng

cho dung dịch sôi tạo bọt khó vỡ.
- Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt trong hay ngoài: dùng cho
dung dịch sôi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ.
b. 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 suất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn nhất.Tuy nhiên, nồng
độ dung dịch đạt được là không cao.
- Cô đặc áp suất 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 năng lượng( tiết kiệm
hơi đốt). Số nồi không nên lớn quá vì sẽ làm giảm hiệu quả tiết kiệm hơi.
Có thể cô chân không, cô áp lực hay phối hợp cả hai phương pháp. Đặc 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 tin cậy.
5
Đồ Án QTTB
2. Hệ thống cô đặc chân không nhiều nồi xuôi chiều liên tục
- Trong thực tế sản xuất khi cần cô đặc một dung dịch từ nồng độ
khá loãng lên nồng độ khá đặc thì người ta hay dùng các hệ cô đặc nhiều
nồi công nghiệp thông dụng: hệ xuôi chiều và ngược chiều.
- Hệ xuôi chiều thích hợp để cô đặc các dung dịch mà chất tan dễ
biến tính vì nhiệt độ cao như dung dịch nước đường hay dung dịch nước
trái cây, thực phẩm. Vì trong hệ xuôi chiều các nồi đầu có áp suất và nhiệt
độ cao hơn các nồi sau nên sản phẩm được hình thành ở nồi có nhiệt độ
thấp nhất.

- Hệ ngược chiều thích hợp cô đặc các dung dịch vô cơ không bị biến
tính vì nhiệt độ cao.
- Dùng hệ thống cô đặc chân không nhằm hạ thấp nhiệt độ sôi của
dung dịch để giữ được chất lượng của sản phẩm và thành phần quý (tính
chất tự nhiên, màu, mùi, vị, đảm bảo lượng vitamin, …) nhờ nhiệt độ thấp
và không tiếp xúc Oxy.
3. Các thiết bị và chi tiết
a. Thiết bị chính:
- Ống tuần hoàn, ống truyền nhiệt.
- Buồng đốt , buồng bốc, đáy, nắp…
- Ống : hơi đốt, tháo nước ngưng, khí không ngưng…
b.Thiết bị phụ:
- Bể chứa sản phẩm, nguyên liệu.
- Các loại bơm: bơm dung dịch, bơm nước, bơm chân không.
- Thiết bị gia nhiệt.
- Thiết bị ngưng tụ Baromet.
- Các loại van.
- Thiết bị đo…
4. Yêu cầu thiết bị và vấn đề năng lượng
- Sản phẩm có thời gian lưu nhỏ: giảm tổn thất, tránh phân hủy sản phẩm.
- Cường độ truyền nhiệt cao trong giới hạn chênh lệch nhiệt độ.
- Đơn giản, dễ sữa chữa, tháo lắp, dễ làm sạch bề mặt truyền nhiệt.
- Phân bố hơi đều.
- Xả liên tục và ổn định nước ngưng tụ và khí không ngưng.
6
Đồ Án QTTB
- Thu hồi bọt do hơi thứ mang theo.
- Tổn thất năng lượng( do thất thoát nhiệt là nhỏ nhất).
- Thao tác, khống chế giản đơn, tự động hóa dễ dàng.
V. Quy trình công nghệ

1. Nguyên lý hoạt động thiết bị cô đặc
Nguyên liệu được nhập liệu vào nồi cô đặc sẽ trao đổi nhiệt với hơi
thông qua các ống truyền nhiệt sẽ sôi và trở nên nhẹ hơn và được tuần hoàn
trở lên phía buồng bốc. Tại đây, hơi nước được tách ra khỏi dung dịch,
dung dịch đi theo ống tuần hoàn trung tâm xuống đáy thiết bị và theo ống
truyền nhiệt trở lên trên. Quá trình trao đổi nhiệt được thực hiện chủ yếu
trong ống truyền nhiệt.
Sau nhiều lần như vậy, hơi nước tách khỏi dung dịch càng nhiều nồng
độ dung dịch càng tăng, độ nhớt dung dịch tăng. Do đó, tốc độ chuyển
động dung dịch càng chậm lại về sau. Quá trình kết thúc khi dung dịch đã
đạt được nồng độ theo yêu cầu.
Tốc độ chuyển động tuần hoàn càng tăng thì hệ số cấp nhiệt về phía
dung dịch càng tăng, quá trình bốc hơi xảy ra càng mạnh mẽ, nồng độ chất
tan càng nhanh chóng đạt yêu cầu và ngược lại. Tuy nhiên sẽ hao phí năng
lượng khuấy.
2. Nguyên lý hoạt động thiết bị ngưng tụ Baromet
Đây là thiết bị ngưng tụ kiểu trực tiếp. Nó rất thông dụng trong ngành
hoá chất và thực phẩm, thường đi theo các thiết bị cô đặc các dung dịch
trong nước ở áp suất chân không( như dung dịch đường, muối, glycêrin, bột
ngọt, nước mắm, xút…)
Hơi thứ sau khi ra khỏi thiết bị cô đặc sẽ được dẫn vào thiết bị ngưng
tụ Baromet, nước sẽ được chảy từ trên xuống dưới theo các ngăn và phun
thành tia. Hơi trao đổi nhiệt với nước, ở áp suất thấp do bơm chân không
tạo ra, sẽ ngưng tụ lại, theo ống Baromet chảy ra ngoài.
3. Nguyên tắc hoạt động của hệ thống:
Dung dịch từ bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn
cao vị dung dịch chảy qua lưu lượng kế xuống thiết bị gia nhiệt và được gia
nhiệt đến nhiệt độ sôi rồi đi vào nồi cô đặc thứ I để thực hiện quá trình bốc
7
Đồ Án QTTB

hơi. Dung dịch sau khi cô đặc ở nồi I được dẫn ra ở phía dưới để đi vào nồi
cô đặc thứ II. Hơi thứ và khí không ngưng đi ra phía trên của nồi I được
dẫn vào buồng đốt của nồi thứ II. Quá trình cô đặc lại tiếp tục được diễn ra
lần thứ hai. Dung dịch sau khi được cô đặc trong nồi thứ hai đã đạt được
nồng độ theo yêu cầu được bơm tháo liệu bơm ra ngoài và dẫn vào bể chứa
sản phẩm. Hơi thứ và khí không ngưng sinh ra trong nồi hai này sẽ được
hút vào thiết bị ngưng tụ baromet, một phần ngưng tụ thành lỏng chảy ra
ngoài bồn chứa, phần không ngưng qua bộ phận tách giọt để chỉ còn khí
được bơm chân không hút ra ngoài.
Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc : phần dưới của thiết bị là buồng
đốt gồm có nhiều ống truyền nhiệt và một ống tuần hoàn trung tâm. Dung
dịch đi trong ống, hơi đốt sẽ đi trong khoảng không gian phía ngoài ống.
Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm là: do ống tuần hoàn có
đường kính lớn hơn rất nhiều so với các ống truyền nhiệt do đó tỉ lệ diện
tích bề mặt truyền nhiệt trên một đơn vị thể tích dung dịch trong đó sẽ nhỏ
hơn so với dung dịch trong các ống truyền nhiệt .Vì vậy dung dịch trong đó
sôi ít hơn(có nhiệt độ thấp hơn) so với dung dịch trong ống truyền nhiệt.
Khi đó dung dịch sẽ khối lượng riêng lớn hơn và sẽ tạo áp lực đẩy dung
dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt. Kết quả là tạo một dòng
chuyển động tuần hoàn của dung dịch trong thiết bị. Để ống tuần hoàn
trung tâm hoạt động có hiệu quả dung dịch chỉ nên cho dung dịch vào
khoảng 0,4 – 0,7 chiều cao ống truyền nhiệt. Phần phía trên thiết bị là
buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng bốc còn có bộ phận
tách giọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ.
Hơi đốt theo ống dẫn đưa vào buồng đốt ở áp suất 3.5 at. Hơi thứ
ngưng tụ theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi chảy ra ngoài và phần khí
không ngưng được xả ra ngoài theo cửa xả khí không ngưng.
8
Đồ Án QTTB
PHẦN II:TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT , THIẾT BỊ CHÍNH

VÀ THIẾT BỊ PHỤ
CHƯƠNG I : TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH
Dữ kiện ban đầu
- Dung dịch nước mía.
- Nồng độ đầu của dung dịch: x
đ
= 13 %,
- Nồng độ cuối của dung dịch: x
c
= 58%.
- Năng suất tính theo dung dịch đầu:G
d
: = 10000 (kg/h)
- Áp suất hơi đốt nồi 1: P
1
= 3.5 at.
- Áp suất ở thiết bị ngưng tụ baromet : P
nt
= 0.5 at.
1.Tính toán công nghệ:
1.1.Tính cân bằng vật liệu:
1.1.1.Xác định lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W)
Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn bộ hệ thống
G
d
= G
c
+ W
Trong đó:
G

d
, G
c
: lưu lượng đi vào , đi ra khỏi thiết bị (kg/h)
W:lượng hơi thứ đi ra khỏi thiết bị (kg/h)
Viết cho cấu tử phân bố
G
d
x
d
=G
c
x
c
+Wx
w
Xem lượng hơi thứ không mất mát, ta có:
G
d
x
d
=G
c
x
c
Vậy lượng hơi bốc ra của toàn bộ hệ thống được xác định

)1(
c
d

d
x
x
GW −=
∑
(kg/h)
Thay số vào ta có:
13
(1 ) 10000.(1 ) 7758.621
58
d
d
c
x
W G
x
∑
= − = − =
kg/h.
9
Đồ Án QTTB
1.1.2.Xác định nồng độ cuối của mỗi nồi:
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

Ta chọn
1.1
2
1
=
W
W
Khi đó ta có hệ phương trình:
1.1
2
1
=
W
W
1 2
=7758.621W W+

Giải hệ trên có kết quả :
W
1
=4064.04 (kg/h)
W
2
= 3694.581(kg/h)

- Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1:
x
c1

=
1
.
10000 13
21.90%
10000 4064.04
d d
d
G x
G W
×
= =
− −

Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2:
x
c1
=
1 2
.
10000 13
58%
10000 4064.04 3694.58
d d
d
G x
G W W
×
= =
− − − −

2.1.1.2.Cân bằng năng lượng
2.1.1.2.1.Xác định áp suất của mỗi nồi:
Gọi P
1
, P
2
,P
nt
: là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ
1
P∆
:hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2
2
P∆
:hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ
P∆
:hiệu số áp suất của toàn hệ thống
Giả sử rằng sử dụng hơi đốt để dùng bốc hơi và đun nóng là hơi nước
bão hòa
Ta có:
10
Đồ Án QTTB
∆P =P
1
– P
nt
= 3.5 – 0.5 = 3 (at)
P∆
=
1

P∆
+
2
P∆
=3(at)
Giả sử chọn :
61.1
2
1
=
∆
∆
P
P
Suy ra : ∆P
1
= 1.85 (at)
∆P
2
= 1.15 (at)
2.1.1.2.2.Xác định nhiệt độ trong các nồi:
Gọi
t
hd1
, t
hd2
, t
nt
: nhiệt độ hơi đốt đi vào nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ
t

ht1,
t
ht2
:nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2
Giá sử tổn thất nhiệt độ do trở lực trên đường ống gây ra khi chuyển
từ nồi 1 sang nồi 2 là 1độ
Tra bảng I.250, STQTTB, T1/Trang 312
I.251.STQTTB, T1/Trang 314
Bảng 2.1: Tóm tắt nhiệt độ, áp suất của các dòng hơi
Loại
Nồi I Nồi II Tháp ngưng tụ
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Hơi đốt P

1
= 3.50 T
1
=137.9 P
1
=1.65 T
2
=113.6
P
ng
=0.5 t
ng
=80.9
Hơi thứ P’
1
=1.7 t’
1
=114.6 P’
2
=0.52 t’
2
=81.9
2.1.1.2.3. Xác định tổn thất nhiệ độ:
2.1.1.2.3.1. Tổn thất 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 dung dịch và dung
môi nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt độ do nông độ gây ra
Ta có:

' 0 0
sdd sdmnc
t t∆ = −
Áp dụng công thức của Tisenco:
∆’ = ∆’
o
. f
11
Đồ Án QTTB
Ở đây :
∆’
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 (áp suất khí quyển)
f
i
i
r
t
2
)'273(
2.16
+
=
t’
i
: nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ i
r
i

: ẩn nhiệt hoá hơi của hơi ở nhiệt độ t’
i
.
Từ các dữ kiện trên ta lập được bảng sau:
Nồng độ
dung dịch
∆’
o
(
0
C )
Nhiệt độ r.10
-3
(j/kg )
∆’
i
(
0
C )
Nồi I 21.90% 0.5 114.6 2221.85 0.548
Nồi II 58% 2.8 81.9 2304.8 2.478
Từ đây ta có tổng tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao :
Σ∆’ = ∆’
1
+∆’
2
= 0.548+2.478 = 3.026
0
C
2.1.1.2.3.2.Tổn thất do áp suất thuỷ tĩnh (

''∆
)
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P
(N/m
2
), ta có:
∆P =
2
1
ρ
S
.g.H
op
(N/m
2
)
Trong đó:
ρ
s
: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m
3
)
ρ
s
=0.5 ρ
dd
ρ
dd
: Khối lượng riêng của dung dịch (kg/m
3

)
H
op
: Chiều cao thích hợp tính theo kính quan sát mực chất lỏng (m)
H
op
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
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
Tra sổ tay ta có được bảng sau:
12
Đồ Án QTTB
x
C
,% t’ ,
0
C
ρ

dd ,
kg/m
3
ρ
dm
,kg/m
3
Nồi I 21.90 114.6 1091.38 947.32
Nồi II 58 81.9 1277.03 970.62
Coi ρ
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ
đang xét.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
o
= 1.5 m.
Nồi 1:
H
op1
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
= [0.26+0.0014(1091.38 -
947.32)]1.5
= 0.65 (m)
Áp suất trung bình:
P

tb1
= P’
1
+ ∆P
1
=1.703 + 0,5*0,5*1091.38*9.81*0.69*10
-5
= 1.72 (at)
Tra sổ tay tại P
tb1
= 1.72 (at) ta có

t”
1
=114.86
0
C.
Suy ra : ∆”
1
= t”
1
– t’
1
= 114.86– 114.6 = 0.26
0
C
Nồi 2:
H
op2
= [0.26 + 0.0014(ρ

dd
- ρ
dm
)].H
o
= [0.26 + 0.0014.(1277.03 -
970.62)]*1.5
=1.033 (m)
Áp suất trung bình:
P
tb2
= P’
2
+ ∆P
2
=0,52 + 0,5*0,5*1277.03*9.81*1.033*10
-5
= 0,55 at
Tra sổ tay tại P
tb2
= 0.55 (at) ta có t”
2
= 83.2
0
C.
Suy ra : ∆”
2
= t”
2
– t”

2
= 83.2 – 81.9 =1.3
0
C
Vật tổn thất nhiệt của hai nồi là:
Σ∆” =∆”
1
+∆”
2
=0.26 + 1.3 = 1.56
0
C
2.1.1.2.3.3.Tổn thất do trở lực thuỷ lực (
'''∆
)
Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này
sang nồi nọ và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1
0
C. Do đó:
∆”’
1
=1
0
C
∆”’
2
=1
0
C
Σ∆”’ =∆”’

1
+∆”’
2
= 2
0
C
2.1.1.2.3.4.Tổng tổn thất
Σ∆ = Σ∆’ + Σ∆” + Σ∆”’ = 3.026 + 1.56 + 2 = 6.59
0
C
13
Đồ Án QTTB
2.1.1.2.3.5.Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
*Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆ti
1
= T
1
– (T
2
+ Σ∆
1
) =137.9 – (113.6 + 0.548 + 0.26 + 1) =
22.492
0
C
Nồi II: ∆ti
2
= T
2

– (t
nt
+ Σ∆
2
) =113.6– (80.9 + 2.478 + 1.3 + 1) =
27.92
0
C
*Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆t
1
= T
1
– t
S1
suy ra t
S1
= T
1
+ ∆t
1
= 137.9 – 22.492 = 115.408
0
C
Nồi II: ∆t
2
= T
2
– t
S2

suy ra t
S2
= T
2
- ∆t
2
= 113.6 – 27.92 = 85.68
0
C
2.1.1.2.4. Cân bằng nhiệt lượng
2.1.1.2.4.1. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi:
C = 4190 - ( 2514 - 7,542.t ).x (J/Kg.độ)
Trong đó:
t: nhiệt độ của dung dịch
x: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng.
Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (t
d
= 115.408
o
C, x = 13%)
C
d
= 4190 - ( 2514 - 7,542*115.408 ).0,13 = 3976.33 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (t
s1
=115.08
o
C, x = 21.90%)
C
1

= 4190 - ( 2514 - 7,542*115.408 ).0,219 = 3830.053 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2 (t = 85.86
o
C, x = 58%)
C
2
= 4190 - ( 2514 - 7,542*85.68 ).0,58 = 3106.675 (J/Kg.độ)
2.1.1.2.4.2. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng
Nồi I:
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
Nồi II:
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 hệ thống (kg/h)
i, i
1
, i
2
: hàm nhiệt của hơi đốt , hơi thứ nồi 1 và nồi 2 (j/kg)
t
d
, t
1
, t
2
: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung dịch (
0
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 (
0
C)
14
Đồ Án QTTB
C
ng1
, C
ng2
: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 (j/kg.độ).
Q
xq1
,Q
xq
: 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
)
Tra sổ tay ta có bảngI.249ST1 trang 312 các thông số sau đây:
Đầu vào Đầu ra nồi I Đầu ra nồi II
Dung dịch đường Dung dịch đường Dung dịch đường
t
d
= 115.408
0
C t
1
= 115.408
0
C t
2
= 85.68
0
C
C
d
= 3976.33 j/kg.độ C
1
= 3830.053 j/kg.độ C

2
= 3106.675 j/kg.độ
G
d
= 10000 kg/h Hơi thứ :
Hơi đốt W
1
= 4064.04 kg/h Hơi thứ
θ
1
= 137.9 θ
2
= 113.6
0
C
W
2
=3694.581 kg/h
i
D
= 2737060 j/kg i
1
= 2703200 j/kg t’
2
= 81.9
0
C
C
ng1
= 4270 j/kg.độ C

ng2
= 4230 j/kg.độ i
2
= 2647420 j/kg
Cho : Q
xp1
= 0.05.D.(i – C
ng1
. θ
1
)
Q
xp2
= 0.05.W.(i
1
– C
ng2
. θ
2
)
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi I là:
=
−+
−−+
=
1121ng11
11222
1
.) .C - (i.95.0
).(.

tCi
tCGtCWGiW
W
dd
θ

=
7758.621*2647420 (10000 7758.621)*3106.675*85.86 10000*3830.053*115.408
0.95*(2703200 4270*137.9) 2647420 3830.053*115.08
+ − −
=
− + −
W
1
= 3966.91(kg/h)
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi II là:
W
2
= W - W
1
=7758.621 –3966.91 = 3791.711 (kg/h)
Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
C%(1) =
3966.91 4064.04
100% 2.44
3966.91
−
=
< 5%
C%(2) =

3791.711 3694.581
100% 2.56%
3791.711
−
=
< 5%
Vậy :
15
Đáp ứng yêu cầu
Đồ Án QTTB
Lượng hơi thứ nồi I là : W
1
= 3966.91 kg/h
Lượng hơi thứ nồi II là : W
2
= 3791.711 kg/h
Lượng hơi đốt dùng cho cô đặc
Lượng hơi đốt tiêu đốt chung là:
D’ =
=
−
−−+
).(95.0
).(.
111
11111
θ
ng
dddd
Ci

tCGtCWGiW
=
3966.91*2703200(10000 3966.91)*3830.053*115.408 10000*3976.33*115.408
0.95*(2703200 4270*137.9)
− −
−
=4381.596 kg/h
Lượng hơi đốt nồi 1 là : D = 1386.76 kg/h

1
1
10000 13
21.55%
10000 3966.91
d d
d
G x
x
G W
∗
∗
= = =
− −
2
1 2
10000 13
58%
10000 3966.91 3791.711
d d
d

G x
x
G W W
∗
∗
= = =
− − − −
2.1.1.3.Tính bề mặt truyền nhiệt:
Xác định thông số cơ bản của dung dịch
2.1.1.3.1.Độ nhớt (
µ
)
Ta dùng công thức Pavolov:
1 2
1 2
onst
t t
K c
θ θ
−
= =
−
Với: t
1
,t
2
: là nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt
21
,
µµ

.

21
,
θθ
:là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tưng ứng.
Nên:
1 2 1 2
1 2
1 2
t t t t
K
K
θ θ
θ θ
− −
= → = +
−
. (1)
Chọn chất chuẩn là nước
Nồi 1: Nồng độ dung dịch:
1
21.55%x =
Tại nhiệt độ:
0
1
0
2
40
60

t C
t C

=


=



Tra bảng I.112, STQTTB T1/T114ta được độ nhớt dung dịch:
3 2
1
3 2
2
1.35 10 . /
0.89 10 . /
N s m
N s m
µ
µ
−

= ∗


= ∗


16

Đồ Án QTTB
Ứng với nhiệt độ của nước là:
0
1
0
2
8.9
24.74
C
C
θ
θ

=


=


( Tra bảng I.102; ST
QTTB T
1
/T
94
)
60 40
1.26
24.74 8.9
K
−

⇒ = =
−
Nồi 1 có t
s
=115.408
0
C
0
115.408 60
8.9 52.74( )
1.26
s
C
θ
−
⇒ = + =
Tra bảng I.102, STQTTB T1/T94 :
3 2
1
1.032.10 ( . / )N s m
µ
−
=
Nồi 2: Nồng độ dung dịch:
3
58%x =
Tại nhiệt độ:
0
1
0

2
75
70
t C
t C

=


=



Tra bảng I.112, STQTTB T1/T114ta được độ nhớt dung dịch:
3 2
1
3 2
2
1,690.10 . /
1,767.10 . /
N s m
N s m
µ
µ

=


=



Ứng với nhiệt độ của nước là:
0
1
0
2
1,707
0,41
C
C
θ
θ

=


=


( Tra bảng I.102; ST
QTTB T
1
/T
94
)
75 70
3,86
1,707 0,41
K
−

⇒ = =
−
Nồi 3 có t
s
= 72,39
0
C
0
72,392 70
0,41 1,03( )
3,86
s
C
θ
−
⇒ = + =
Tra bảng I.102, STQTTB T1/T94 :
3 2
3
1,729.10 ( . / )N s m
µ
−
=

2.1.1.3.2.Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch
3
.
M
AC
pdd

ρ
ρλ
=
(W/m độ) (CT I.32, STQTTB, T1/123)
A: là hệ số tỷ lệ 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)
:khối lượng riêng (kg/m
3
)
M:khối lượng mol của chất lỏng
Chọn A=3,58.10
-8
Mà
17
Đồ Án QTTB
2
dd
dd
1
i
i
i i
H O
x
M
m
x x
M M

=
−
+
Nồi1:
1
0.2155
342
0.0143
0.2155 1 0.2155
342 18
m
= =
−
+
M
1
=0,0143.342+(1- 0,0143).18=22,633
3 0
3
1
1089.805
3.58*10 3897.82 1089.805 0.553( / . )
243
W m
λ
−
= ∗ ∗ =
Nồi 2:
2
0,58

342
0.0678
0,58 1 0,58
342 18
m
= =
−
+
1
0.0678 342(1 0.0678) 18 39.967M = ∗ − ∗ =
8 0
3
2
1277.03
3.58 10 3070.13 1277.03 0.206( / )
342
W m
λ
−
= ∗ ∗ ∗ =
2.1.1.3.3.Hệ số cấp nhiệt
2.1.1.3.3.1.Về phía hơi ngưng tụ:
α
1
= 2.04A.
4
1
. tH
r
∆

(CT V.101, STQTTB, T2/28)
Với :
r: ẩn nhiệt ngưng (J/kg)
H: chiều cao ống truyền nhiệt (H=1.5m)
2 3
4
.
A
ρ λ
µ
=
: hệ số phụ thuộc t
m
18
Đồ Án QTTB
t
m
= 0,5(t
T1
- t
hd
)
1hd T
t t t∆ = −
Nồi 1:chọn
0
1
1.74t C∆ =
1 1 1
137.9 1.74 136.16

T hd
t t t= − ∆ = − =
0
1
0.5(137.9 136.16) 137.03
m
t C= + =
t
m
(
o
C) 0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200
A 104 120 139 155 169 179 188 194 197 199 199
Suy ra: A
1
=193,109
Tra bảng I.250, STQTTB, T1/313
1, 1
2156300( / )
n
r J kg=
2 0
4
1, 1
2156300
2.04 193.109 11876.811( / . )
1.5 1.74
n
W m
α

⇒ = ∗ ∗ =
∗
2
1, 1 1, 1 1
. 11876.811 1.74 22665.651( / )
n n
q t W m
α
⇒ = ∆ = ∗ =
Nồi2: chọn
0
2
1.86t C∆ =
0
1 2 1
113.6 1.86 111.74
T hd
t t t C= −∆ = − =
0
2
0.5(111.74 113.6) 112.67
m
t C= + =
t
m
(
o
C) 0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200
A 104 120 139 155 169 179 188 194 197 199 199
Suy ra :A=180.70

Tra bảng I.250, STQTTB, T1/313
2
2224640( / )r J kg=
2 0
4
1, 2
22246400
2.04 180.70 1093.658(v / . )
1.5 1.86
n
W m
α
= ∗ ∗ =
∗
2
1, 2 1, 2 1
10393.658 1.86 19332.204( / )
n n
q t W m
α
= ∗∆ = ∗ =
2.1.1.3.3.2.Về phía dung dịch sôi:
2
α
Ta có:
19
Đồ Án QTTB
2 n
α ϕ α
= ∗

Với:
ϕ
: hệ số hiệu chỉnh
n
α
:hệ số cấp nhiệt của nước
Mà:
0,435
0,565 2
. . .
dd dd dd n
n n n dd
C
C
λ ρ µ
ϕ
λ ρ µ
 
     
 
=
 ÷  ÷  ÷
 
     
 
(CT VI.27, STQTTB, T1/71)
Ta có:
2.33 0.5 2 0
2
0.145 ( / . )

n
t p W m
α
= ∗∆ ∗
(CT V.91, STQTTB, T2/26)
Trong đó:
P: áp suất hơi thứ
1 2 3
r r r r= + +
∑
Trong đó:
r
1:
nhiệt trở của lớp hơi nước
2.33 5 0.5
, 1
0.145 (7.132) (1.671 10 ) 5765.522
n n
α
= ∗ ∗ =
:
nhiệt trở của tường
δ
:bề dày ống truyền nhiệt(=2mm)
λ
: hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt
3
r
:nhiệt trở của lớp cặn bẩn
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 có

0
50( / )W m
λ
=
Tra bảng XII7, STQTTB, T2, trang 313)
3 3 3 3 2
1
2
0.232 10 10 0.387 10 0.659 10 ( / )
50
r m do W
− − − −
= ∗ + ∗ + ∗ = ∗
∑
Nồi1:Tại t
s1
=t
2
=115.408
0
C
3 0
1, 1 1
20665.651 0.659 10 13.62
n
t q r C
−
∆ = = ∗ ∗ =
∑
0

2 1
136.16 13.62 122.54
T T
t t t C⇒ = − ∆ = − =
Hệ số cấp nhiệt của nước :
0
2 2 2
122.54 115.408 7.132
T
t t t C∆ = − = − =
Áp suất hơi thứ tại nồi 1:
5 2
1
1.703 98100 1.671 10 ( / )
ht
P N m= ∗ = ∗
Vậy :
20
Đồ Án QTTB
2.33 5 0.5
, 1
0.145 (7.132) (1.671 10 ) 5765.522
n n
α
= ∗ ∗ =
Tra bảng I.249,STQTTB, T1/314
0
1
4 2
1

2 0
1
3
1
4270 /
0.247 10 . /
0.685 / .
946.73 /
n
n
n
n
C J kg
N s m
W m
kg m
µ
λ
ρ
−
=
= ∗
=
=
0,435
0,565 2
3
3
0.553 1089.805 3897.82 0.243 10
. . . 0.553

0.685 946.73 4270 0.83 10
ϕ
−
−
 
∗
     
= =
 
 ÷  ÷  ÷
∗
     
 
 
Nên:
2 0
2, 1 1 , 1
. 0.553 5765.522 3185.851 / .
n n n
W m
α ϕ α
= = ∗ =
2, 1 2, 1 2, 1
7.132 3185.851 22721.487
n n n
q t
α
⇒ = ∆ ∗ = ∗ =
Nên ta có:
1

22665.651 22721.487
100 0.25
22721.487
η
−
= ∗ =
Vậy tải nhiệt trung bình:
2
1
22665.651 22721.487
22693.569 /
2
Q W m
+
= =
Nồi 2: tại t
s2
=t
2
=85.68
0
C
Ta có:
3 0
1, 2 1
27241.632 0.659 10 17.95
n
t q r C
−
∆ = ∗ = ∗ ∗ =

∑
0
2 1
111.74 17.95 93.79
T T
t t t C⇒ = − ∆ = − =
Hệ số cấp nhiệt của nước
0
2
3
2
2
3
2
4235.168 /
0.329 10
0.681
968.15 /
n
n
n
C J kg
kg m
µ
λ
ρ
−
=
= ∗
=

=
Áp suất hơi thứ tại nồi 2:
5
0.52 98100 0.51012 10
ht
P = ∗ = ∗
Vậy
( )
0.5
2.33 5 2.0
, 2
0.145 8.11 0.51012 10 6297.568 /
n n
W m
α
= ∗ ∗ =
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/314
21
Đồ Án QTTB
0
2
3
2
2
3
2
4235.168 /
0.329 10
0.681
968.15 /

n
n
n
C J kg
kg m
µ
λ
ρ
−
=
= ∗
=
=
0,435
0,565 2
3
3
0.206 1277.03 3106.675 0.329 10
. . . 0.37
0.681 968.15 4235.168 4.512 10
ϕ
−
−
 
∗
     
= =
 
 ÷  ÷  ÷
∗

     
 
 
Nên :
2 0
2, 2 2 , 2
0.37 6297.568 2330.1 / .
n n n n
W m
α ϕ α
= ∗ = ∗ =
2
2, 2 2 2, 2
8.11 2330.1 18897.112 /
n n
q t W m
α
⇒ = ∆ ∗ = ∗ =
Nên ta có:
2
19332.204 18897.112
100 2.302 5%
18897.112
η
−
= ∗ = <
Vậy nhiệt tải trung bình
2
2
19332.204 18897.112

19114.658( / )
2
Q W m
+
= =
2.1.1.3.4.Tính hệ số phân bố nhiệt hữu ích cho các nồi:
Xem bề mạt truyền nhiệt trong các nồi như nhau nên nhiệt độ hữu
ích phân bố trong các nồi là
2
1
( )
i
i
hi hi
n
i
i
i
Q
K
t i t
Q
K
=
=
∆ = ∗ ∆
∑
∑
Trong đó:
hi

t∆
:nhiệt độ hữu ích trong các nồi
i
Q
:là nhiệt lượng cung cấp(J/s)
i
K
:là hệ số truyền nhiệt
Ta có:
3600
i i
i
D r
Q
∗
=
Trong đó:
i
D
:lượng hơi đốt của mỗi nồi
i
r
:ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước
22
Đồ Án QTTB
1 2
1
1 1
i
K

r
α α
=
+ +
∑
Nồi1:
4381.596 2156300
262454.293( / )
3600
i
Q J s
∗
= =
4
1
946.074
1 1
6.59 10
11677.84 3168.86
i
K
−
= =
+ ∗ +
1
1
2624454.293
2774.047
946.074
Q

K
= =
Nồi2:
2
3966.91 2224640
2451374.073( / )
3600
Q J s
∗
= =
2
4
1
844.59
1 1
6.59 10
10193.658 2310.1
K
−
= =
+ ∗ +
1
1
241374.073
2917.093
844.59
Q
K
= =
Vậy:

0
1
0
2
2774.047
22.492 21.9
5676.49
2917.093
27.92 26.78
5676.49
h
h
t C
t C
∆ = ∗ =
∆ = ∗ =
Tính sai số:
1
2
21.9 22.492
100 2.2% 5%
22.492
26.78 27.92
100 4.08% 5%
27.92
η
η
−
= ∗ = <
−

= ∗ = <
23
Đồ Án QTTB
Tính bề mặt truyền nhiệt:
2
,
2624454.293
126.6( )
946.047 21.9
i
i hi i
Q
F m
K t
= = =
∗∆ ∗
2.1.2.Thiết kế chính:
2.1.2.1.Buồng đốt:
2.1.2.1.1.Tính số ống truyền nhiệt:
Chọn loại ống truyền nhiệt có đường kính 38*2 mm nên
d=d
t
=34mm(theo bảng VI.6,STQTTB, T2/80)
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là h=1.5m
125
780
. . 0.034 1.5 3.14
t
F
n

d h
π
= = =
∗ ∗
Chọn n=721 ống
Chọn cách xếp ống theo hình sáu cạnh
Số hình sáu cạnh là 14
Số ống trên đường xuyên tâm của lục giác b=29 ống
2.1.2.1.2.Đường kính thiết bị buồng đốt:
( 1) 4.
t n
D t b d= − +
(Theo công thứcV.141.STQTTB,T2/490
Trong đó:
t:là bước ống thường chont=(1.2-1.5).d
n
Chọn t=1,5.0,0.8=0,057(m)
0.057 (29 1) 4 0.038 1.75( )
t
D m⇒ = ∗ − + ∗ =
Chọn D
t
=1.8(m) (theo XIII.6, STQTTB,T2/359)
2.1.2.2.Buồng bốc:
2.1.2.2.1.Đường kính buồng bốc:
Chọn D
t
=2(m)
2.1.2.2.2.Chiều cao buồng bốc hơi:
Thể tích không gian hơi được xác đinh

3
( )
.
kgh
h tt
W
V m
u
ρ
=
Trong đó:
kgh
V
:là thể tích không gian hơi (m
3
)
24
Đồ Án QTTB
W
:lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị (m
3
)
h
ρ
:khối lượng riêng của hơi thúkg/m
3
)
tt
u
:cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không hian hơi

trong một đơn vị thời gia m
3
/m
3
.h)
Theo công thức VI.33, STQTTB,T2/72
(1 )
.
tt tt at
u f u=
khi P# 1at
Với:
(1 )tt at
u
:cường độ bốc hơi cho phép ở P=1at
Thường thi u
tt
=1600-1700(m
3
/m
3
.h)
Chọn u
tt
=1600
Chiều cao không gian hơi:
2
4.
.
kgh

kgh
t
V
H
D
π
=
(công thức VI.34, STQTTB,T2/72)
Nồi1:
Áp suất hơi thứ P
1ht
=1.7 (at)
Nhiệt độ hơi thứ: t
1ht
=114.6
0
C
3
1
0.91( / )
ht
kg m
ρ
=
Tra đồ thị , ta được f=0.92 (VI.3,STQTTB,T2/72)
Vậy:
3 3
3
1
1

1
1
2
0.92 1600 1472( / )
3966.91
2.96( )
. 0.91 1472
4 2.96
0.943( )
3.14 2
tt
kgh
ht tt
kgh
u m m h
W
V m
u
H m
ρ
= ∗ =
= = =
∗
∗
= =
∗
Nồi 2:
Áp suất hơi thứ P
1ht
=0.52 (at)

Nhiệt độ hơi thứ: t
1ht
=81.9
0
C
3
1
0.31396( / )
ht
kg m
ρ
=
Tra đồ thị , ta được f=0.89 (VI.3,STQTTB,T2/72)
Vậy:
25