Đồ án hóa công cô đặc xuôi chiều tuần hoàn cưỡng bức

B CễNG THNG
TRNG HCN H NI
KHOA CN HO HC
CNG HO X HI CH NGHA VIT NAM
c lp- T do- Hnh phỳc
NHIM V
THIT K MễN HC
Giỏo viờn hng dn : Nguyễn Thế Hữu
1. u thit k:
Thit k h thng cụ c hai ni xuụi chiu tuần hoàn cỡng bức
Dung dch: K
2
SO
4
Vi nng sut: 7500 kg/h
Chiu cao ng gia nhit l 3 m
2.Cỏc s liu ban u:
Nng u ca dung dch : 14%
Nng cui ca dung dch: 34%
p sut hi t ni 1 : 4atm
p sut hi ngng t: 0,2 atm
3. Ni dung cỏc phn thuyt minh v tớnh toỏn:
* Bn v dõy chuyn kh A
4
* Tinh toỏn thit b chớnh.
* Tớnh toỏn thit b ph.
* Tớnh c khớ.
* Mt s chi tit khỏc.

Xỏc nhn ca thy (cụ )



Ngy thỏngnm
(Sinh viờn giao np)

SV: Lờ Th Chõm - 1 -
Lp: CH-H3K3

MỤC LỤC
Phần 1 - Giới thiệu chung 3
I. Giới thiệu về sản phẩm K
2
SO
4
3
II. Sơ lược về quá trình cô đặc 3
III. Sơ đồ - Mô tả quá trình sản xuất 5
Phần II – Tính toán thiết bị chính 7
1. Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống W 7
2. Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi mỗi nồi 7
3. Nồng độ cuối sản phẩm ra khỏi mỗi nồi 8
4. Chênh lệch áp suất chung của hệ thống 8
5. Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi 8
6. Xác định áp suất, nhiệt độ hơi thứ ra khỏi mỗi nồi 9
7. Tính tổn thất nhiệt cho từng nồi 10
8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống 12
9. Tính cân bằng hơi đốt, lượng hơi thứ cho từng nồi. Sơ đồ cân bằng vật chất và
nhiệt lượng

13
10. Tính toán hệ số cấp nhiệt, nhiệt lượng trung bình từng nồi 16
11. Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi 21
12. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích từng nồi 22
13. So sánh và tính sai số 23
14. Tính bề mặt truyền nhiệt F 23
Phần III – Tính toán thiết bị phụ 24
1. Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu 24
2. Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa 2 lưu thể 24
3. Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể 25
4. Tính diện tích trao đổi nhiệt
28
5. Số ống truyền nhiệt
28
6. Tính đường kính trong của thiết bị đun nóng 28
7. Tính vận tốc và chia ngăn 30
8. Tính thùng cao vị 31
9. Tính toán thiết bị ngưng tụ 37
TÓM TẮT SỐ LIỆU TÍNH TOÁN THIẾT BỊ NGƯNG TỤ BAROMET 42
Phần IV – Tính toán thiết bị cơ khí 43
1. Buồng đốt 43
2. Tính buồng bốc 54
3. Một số chi tiết khác 54
4. Tính và chọn tai treo 58
5. Chọn kính quan sát 63
6. Bề mặt dày lớp cách nhiệt (lớp bảo ôn) 63
Phần V - Kết luận 65
SV: Lê Thị Châm - 2 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Tµi liÖu tham kh¶o
66
SV: Lê Thị Châm - 3 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

PHN I_GII THIU CHUNG
I. GII THIU V SN PHM K
2
SO
4

K
2
SO
4
(Kali sunfat) là một trong những hợp chất vô cơ quan trọng đợc sử dụng
khá phổ biến . K
2
SO
4
l mui ca H
2
SO
4
v KOH, cú nhit sụi cc i l
46,7
0
C .
Dung dịch K
2

SO
4
không màu, thờng sử dụng trong sản xuất phân bón, sơn hóa chất
xây dung.
Trong cụng nghip sn xut, do nhng yờu cu v nng sut v chất lợng
sn phm m ngi ta cn s dng K
2
SO
4
dng dung dch vi nng c. Bi
vy ngi ta phi tin hnh lm tng nng ca dung dch lờn gii hn cho
phộp trong sn xut. Mt trong nhng phng phỏp c lm ph bin nht hin
nay l phng phỏp cụ c dung dch.
II. S LC V QU TRèNH Cễ C
Quỏ trỡnh cụ c l quỏ trỡnh lm m c dung dch bng vic un sụi. c im ca quỏ
trỡnh ny l dung mụi c tỏch ra khi dung dch dng hi, cht ho tan c gi li trong
dung dch, do ú, nng ca dung dch s tng lờn. Khi bay hi, nhit ca dung dch s thp
hn nhit sụi, ỏp sut hi ca dung mụi trờn mt dung dch ln hn ỏp sut riờng phn ca nú
khong trng trờn mt thoỏng dung dch nhng nh hn ỏp sut chung.Trng thỏi bay hi cú
th xy ra cỏc nhit khỏc nhau v nhit cng tng thỡ tc bay hi cng ln, cũn s bc
hi ( trng thỏi sụi) din ra ngay c trong lũng dung dch( to thnh bt) khi ỏp sut hi ca
dung mụi bng ỏp sut chung trờn mt thoỏng , trng thỏi sụi ch cú nhit xỏc nh ng vi
ỏp sut chung v nng ca dung dch ó cho.
Trong quỏ trỡnh cụ c, nng ca dung dch tng lờn, do ú m mt s
tớnh cht ca dung dch cng s thay i. iu ny cú nh hng n quỏ trỡnh tớnh toỏn,
cu to vỏ vn hnh ca thit b cụ c. Khi nng tng, h s dn nhit , nhit dung
riờng C, h s cp nhit ca dung dch s gim. Ngc li, khi lng riờng , nht
, tn tht do nng

s tng. ng thi khi tng nng s tng iu kin to thnh

cn bỏm trờn b mt truyn nhit, nhng tớnh cht ú s lm gim b mt truyn nhit ca
thit b.
SV: Lờ Th Chõm - 4 -
Lp: CH-H3K3

Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc gọi là hơi thứ, hơi thứ ở
nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng một thiết bị khác, nếu dùng hơi thứ để đun nóng
cho một thiết bị ngoài hệ thống thì ta gọi đó là hơi phụ.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong thiết bị cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, làm
việc liên tục hoặc gián đoạn. Quá trình cô đặc có thể được thực hiện ở các áp suất khác
nhau tuỳ theo yêu cầu kĩ thuật, khi làm việc ở áp suất thường thì có thể dùng thiết bị hở,
khi làm việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cô đặc trong chân không vì có ưu điểm là
có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt ( khi áp suất giảm thì nhiệt độ sôi của dung dịch
giảm dẩn đến hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng).
Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó nó có ý nghĩa
kinh tế cao về sử dụng nhiệt. Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như
sau: Ở nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ của nồi này đưa vào
đun nồi thứ hai, hơi thứ nồi hai đưa vào đun nồi ba hơi thứ nồi cuối cùng đi vào thiết bị
ngưng tụ. Dung dịch đi vào lần lượt từ nồi nọ sang nồi kia, qua mỗi nồi đều bốc hơi môt
phần, nồng độ dần tăng lên. Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải có
chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất
giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm việc trong các nồi phải giảm
dần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau.Thông thường nồi đầu làm việc ở áp
suất dư, còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển.
Trong các loại hệ thống cô đặc nhiều nồi thì hệ thống cô đặc nhiều nồi xuôi chiều
được sử dụng nhiều hơn cả .
Ưu điểm của loại này là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ sự
chênh lệch áp suất giữa các nồi, nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, do đó dung
dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là dung
dịch được làm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một phần nước làm quá trình

tự bốc hơi.
Nhược điểm: nhiệt độ dung dịch ở các nồi sau thấp dần nhưng nồng độ của dung
dịch lại tăng dần làm cho độ nhớt của dung dịch tăng nhanh, kết quả hệ số truyền nhiệt sẽ
giảm đi từ nồi đầu đến nồi cuối. Hơn nữa, dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn
nhiệt độ sôi nên cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch.
SV: Lê Thị Châm - 5 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Trong công nghệ hoá chất và thực phẩm, 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 của chất hoà tan trong dung dịch
+ Tách các chất hoà tan ở dạng rắn(kết tinh)
+ Tách dung môi ở dạng nguyên chất .v.v.
III_ SƠ ĐỒ _ MÔ TẢ QUÁ TRÌNH SẢN XUẤT
1) Sơ đồ dây chuyền hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều, gồm các thiết bị chính sau:
- Hai nồi cô đặc xuôi chiều cưỡng bức, thực hiện quá trình bốc hơi một phần dung
môi
- Thiết bị đun nóng dung dịch đến nhiệt độ sôi
- Thiết bị ngưng tụ Baromet, ngưng tụ hơi nước hoặc hơi của chất lỏng không có
giá trị hoặc không tan trong nước.
- Bơm dung dịch và bơm hút chân không
- Các thùng chứa, ly chứa.
2) Nguyên lý làm việc của hệ thống.
SV: Lê Thị Châm - 6 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Dung dịch ban đầu có nồng độ thấp chứa trong thùng (1) qua bơm (2) được bơm lên
thùng cao vị (3). Từ đây nó được điều chỉnh lưu lượng theo yêu cầu qua lưu lượng kế (4)
trước khi vào thiết bị gia nhiệt (5). Tại thiết bị (5), dung dịch được đun nóng đến nhiệt độ
sôi bằng tác nhân hơi nước bão hòa và được cấp vào nồi cô đặc thứ nhất (6) , thực hiện

quá trình bốc hơi. Dung dịch ra khỏi nồi 1 được đưa vào nồi thứ hai (7). Tại đây cũng xảy
ra quá trình bốc hơi tương tự như ở nồi 1 với tác nhân đun nóng chính là hơi thứ của nồi
thứ nhất (đây chính là ý nghĩa về mặt sử dụng nhiệt trong cô đặc nhiều nồi). Hơi thứ của
nồi thứ 2 sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ (8). Ở đây, hơi thứ sẽ được ngưng tụ lại thành lỏng
chảy vào thùng chứa ở ngoài; còn khí không ngưng đi vào thiết bị thu hồi bọt (9) rồi vào
bơm hút chân không . Dung dịch sau khi ra khỏi nồi 2 được bơm ra ở phía dưới thiết bị cô
đặc đi vào thùng chứa sản phẩm . Nước ngưng tạo ra trong hệ thống được chứa trong các
cốc hoặc được tuần hoàn trở lại thiết bị hoá hơi, hoặc được đưa đi xử lý.
Hệ thống cô đặc xuôi chiều (hơi đốt và dung dịch đi cùng chiều với nhau từ nồi nọ
sang nồi kia) được dùng khá phổ biến trong công nghiệp hóa chất. Nhiệt độ sôi của nồi
trước lớn hơn nồi sau, do đó, dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi 1) đều có nhiệt độ cao hơn
nhiệt độ sôi, kết quả là dung dịch sẽ được làm lạnh đi và lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi
thêm một lượng nước gọi là quá trình tự bốc hơi. Nhưng khi dung dịch vào nồi đầu có
nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi của dung dịch, thì cần phải đun nóng dung dịch do đó tiêu
tốn thêm một lượng hơi đốt. Vì vậy, khi cô đặc xuôi chiều, dung dịch trước khi vào nồi
nấu đầu cần được đun nóng sơ bộ bằng hơi phụ hoặc nước ngưng tụ.
Nhược điểm của cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ 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 sẽ giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.
SV: Lê Thị Châm - 7 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

PHẦN II- TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH
Yêu cầu:
Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều thiết kế thiết bị cô đặc tuần hoàn cưỡng
bức cô đặc dung dịch NH
4
NO
3
với năng suất 7500kg/h. Chiều cao ống gia nhiệt: 3m

Các số liệu ban đầu:
- Nồng độ đầu vào của dung dịch: 14%
- Nồng độ cuối của dung dịch: 34%
- Áp suất hơi đốt nồi 1: 4atm = 4,132 at
- Áp suất hơi ngưng tụ: 0,2 atm = 0,2066 at
1. Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W)
ADCT: W =
1
d
d
c
x
G
x
 
−
 ÷
 
( CT 5.24T162- [3]) (1)
Trong đó: W- Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (Kg/s)
x
d
- Nồng độ đầu vào của dung dịch: x
d
= 14%
x
c
- Nồng độ cuối của dung dịch: x
c
= 34%

G
d
–Năng suất thiết bị: G
d
= 7500 (kg/h)
7647,4411)
34
14
1(7500 =−=W
(kg/h)
2. Tính toán lượng hơi thứ bốc ra khỏi mỗi nồi.
- Gọi: W
1
- Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 1: W
1
(kg/s)
W
2
- Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 2: W
2
(kg/s)
Giả thiết mức phân phối lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 2 là :
Ta chọn: W
1
= 1,1W
2
(1)
Mặt khác: W = W
1
+ W

2
= 4411,7647

(2)
Từ (1) và (2) ta tính được: W
1
= 2310,92 (kg/h)
W
2
= 2100,84 (kg/h)
3. Nồng độ sản phẩm ra khỏi mỗi nồi
i
.
W
d d
i
d
G X
x
G
=
−
(CT 5,12T162 - [3])
SV: Lê Thị Châm - 8 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 1 là:
%23,20
92,23107500
14,0.7500

1
1
=
−
=
−
=
WG
XG
x
d
dd
(2)
Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2 là: x
2
= 34%
4. Chênh lệch áp suất chung của hệ thống (ΔP)
ΔP được đo bằng hiệu số giữa áp suất đốt sơ cấp P
1
ở nồi 1 và áp suất hơi thứ ở
thiết bị ngưng tụ P
ng
.
Ta có: ΔP = P
1
- P
ng
(3)

= 4,132 – 0,2066 = 3,9254 (at)

5. Xác định áp suất, nhiệt độ hơi đốt của mỗi nồi.
- Giả thiết phân bố hiệu suất áp suất hơi đốt giữa các nồi như sau:
ΔP
1
/ΔP
2
= 1,715 (4)
ΔP = ΔP
1
+ ΔP
2
= 3,9254 (4’)
Từ (4) và (4’) ta tính được: ΔP
1
= 2,4796 at ; ΔP
2
= 1,4458 at
- Áp suất hơi đốt trong nồi được tính theo công thức:
P
i
= P
i -1
– ΔP
i – 1
(i =
1 2−
) (5)
Áp suất hơi đốt nồi 1 là: P
1
= 4,132at

Áp suất hơi đốt nồi 2 là: P
2
= P
1
- ΔP
1
= 4,132 – 2,4796 = 1,652at
Áp suất hơi ngưng tụ là: P
ng
= 0,2066at
- Nhiệt độ hơi đốt của nồi 1 và 2 được xác định bằng cách tra bảng I-251 [1-314]
Ứng với mỗi giá trị của áp suất tìm được ta tìm được nhiệt độ hơi đốt, nhiệt hóa hơi r
i
,
nhiệt lượng riêng hơi nước i
1
tương ứng như sau:
P
1
= 4,132at → T
1
= 144,378
0
C
i
1
= 2745,32.10
3
(J/kg)
r

1
= 2137,832.10
3
(J/kg)
P
2
= 1,652at → T
2
= 113,636
0
C
i
2
= 2704,56.10
3
(J/kg)
r
2
= 2224,4.10
3
(J/kg)
P
ng
= 0,2066at → T
ng
= 60,294
0
C
i
ng

= 2607,858.10
3
(J/kg)
r
ng
= 2356,548.10
3
(J/kg)
SV: Lê Thị Châm - 9 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

6. Xác định áp suất, nhiệt độ hơi thứ ra khỏi mỗi nồi
* Nhiệt độ hơi thứ ra khỏi từng nồi t
i’
được xác định theo công thức:
t
i’
= T
i +1
+
'''
i
∆
(6)
Trong đó: T
i +1
: Nhiệt độ hơi đốt trong nồi thứ i (
0
C) (i =
1 2−

)
'''
i
∆
- là tổn thất nhiệt do trở lực đường ống (
o
C)
Chọn:
'''
i
∆
=
'''
1
∆
+
'''
2
∆
= 1 + 1 = 2 (
o
C)
Thay số vào công thức ta được:
t’
1
= t
2
+
'''
1

∆
= 113,636 + 1 = 114,636 (
o
C)
t’
2
= t
ng
+
'''
2
∆
= 60,294 + 1 = 61,294 (
o
C)
Tra bảng I.250 [1-314] – Tính chất hóa lý của hơi nước bão hòa phụ thuộc vào nhiệt độ
t’
1
= 114,636 (
o
C) Suy ra:
P’
1
= 1,7075 at
i’
1
= 2706,227.10
3
(J/kg)
r’

1
= 2221,62.10
3
(J/kg)
t’
2
= 61,294 (
o
C) P’
2
= 0,2177 at
i’
2
= 2609,3.10
3
(J/kg)
r’
2
= 2354,1.10
3
(J/kg)
Bảng tổng hợp số liệu 1 :
Nồi
Hơi đốt Hơi thứ
x(%)
P(at) t(
0
C)
I
(10

3
J/kg)
r
(10
3
J/kg)
P’ (at) t’ (
0
C)
i’
(10
3
J/kg)
r’
(10
3
J/kg)
1
4,132
144,37
8 2745,32
2137,83
2 1,7075
114,63
6 2706,227 2221,62
20,23
2
1,652
113,63
6 2704,56 2224,4 0,2177 61,294 2609,3 2354,1

34
7. Tính tổn thất nhiệt cho từng nồi
Trong thiết bị cô đặc xuất hiện sự tổn thất nhiệt độ. Tổng tổn thất này bằng tổn thất
nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi (∆') do cột áp
suất thủy lực (∆'') trong nồi và do trở lực thủy lực (∆''')
SV: Lê Thị Châm - 10 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

a/ Tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung
môi (∆'):
Phụ thuộc vào tính chất tự nhiên của chất hòa tan và dung môi vào nồng độ và áp suất
của chúng. ∆' ở áp suất bất kỳ được xác định theo Tysenco:
'∆
i
= 16,2.
'∆
0i
.
i
2
r
T
i
Trong đó:
∆'
0
: Tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi ở
nhiệt độ nhất định và áp suất khí quyển.
Giá trị ∆'
0

được tra từ hình 9-3 [3-331]:
Nồi 1:
x
1
= 20,23% → ∆'
01
= 1,518
o
C
Nồi 2:
x
2
= 34 % → ∆'
02
= 2,54
o
C
T'
i
: Nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất đã cho (nhiệt độ hơi thứ ra khỏi mỗi
nồi), [
o
K]
T'
1
= 114,636 + 273 = 387,636 [
o
K]
T'
2

= 61,294 + 273 = 334,294 [
o
K]
r'
i
: Ẩn nhiệt hóa hơi của dung dịch nguyên chất ở áp suất làm việc, [J/kg]
Từ bảng số liệu 1: r'
1
= 2221,62.10
3
[J/kg]
r'
2
= 2354,1.10
3
[J/kg]
Từ đó tính được:
==∆
3
2
1
10.62,2221
636,387
.518,1.2,16'
1,66 [
o
C]
95,1
10.1,2354
294,334

54,42.2,16'
3
2
2
==∆
[
o
C]
Tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao:

Σ∆
’ = ∆'
1
+

∆'
2
=1,66 + 1,95 = 3,61 [
o
C]
b/ Tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao:
SV: Lê Thị Châm - 11 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Tổn thất này do nhiệt độ sôi ở đáy thiết bị cô đặc luôn lớn hơn nhiệt độ sôi của dung
dịch ở trên mặt thoáng. Thường tính toán ở khoảng giữa ống truyền nhiệt:
g
h
hPP
ddsiitbi

.).
2
(
2
10
ρ
++=
, [N/m
2
]
Để thuận tiện cho tính toán ta chuyển sang đơn vị tính atm. Lúc đó công thức trên trở
thành:
4
2
10
10
1
.).
2
(
ddsiitbi
h
hPP
ρ
++=
, [at]
P
oi
: Áp suất hơi thứ trên mặt thoáng, [at]
Theo bảng số liệu 1:

P
o1
= 1,7075 at
P
o2
= 0,2066 at
h
1
: Chiều cao lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt thoáng của dung
dịch, h
1
= 0,3 m
h
2
: Chiều cao ống truyền nhiệt, h
2
= 3 m
ρ
ddsi
: Khối lượng riêng của dung dịch khi sôi.
Tra từ

bảng I.29 [1-37]
Nồi 1: x
1
= 20,23%, t’
1
= 114,636
o
C → ρ

dds1
= 1177,7 kg/m
3
Nồi 2: x
2
= 34% , t’
2
=61,294 → ρ
dds2
= 1286.9 kg/m
3
Vậy ta có
919,1
10
.7,1177
).
2
3
3,0(7075,1
4
1
=++=
tb
P
[at]
449,0
10
.9,1286
).
2

3
3,0(2177,0
4
2
=++=
tb
P
[at]
- Nhiệt độ sôi ứng với áp suất P
tb
vừa tính được xác định bằng cách tra bảng I.251 [1-34]
P
tb1
= 1,919 at → t
tb1
= 118,26
o
C
P
tb2
= 0,449 at → t
tb2
= 78,095
o
C
* Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao:
itbii
tt
0
'' −=∆

Trong đó:
SV: Lê Thị Châm - 12 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

t
tbi
; t
oi
là nhiệt độ ứng với các áp suất P
tbi
; P
oi
→
0111
'' tt
tb
−=∆
= 118,26 – 114,636 = 3,624[
o
C]
→
0222
'' tt
tb
−=∆
=78,095 – 61,294 = 16,801[
o
C]
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh:

''Σ∆
= 3,624 + 16,801 = 20,425[
o
C]
c/ Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống: (∆''')
Trong mục 6 khi tính nhiệt độ và áp suất hơi thứ ra khỏi từng nồi ta đã chọn: ∆'''
1

= ∆'''
2
= 1
o
C
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống bằng:
211'''''''''
21
=+=∆+∆=∆
[
o
C]
d/ Tổng nhiệt độ tổn thất bằng:
∑ ∑ ∑ ∑
=∆+∆+∆=∆ ''''''
3,61 + 20,425 + 2 = 26,035[
o
C]
8. Tính hiệu số nhiệt độ hữu ích của hệ thống
a. Nhiệt độ hữu ích của hệ thống
Theo công thức (IV-325) ∆t
h

= t
h
- t
ng
- ∑∆
t
h –
Nhiệt độ hơi đốt nồi 1
t
ng
– nhiệt độ hơi thứ vào thiết bị ngưng tụ
∆t
hi
= 144,378 – 61,294 – 26,035 = 57,049 (
0
C)
b. Hiệu số nhiệt hữu ích trong mỗi nồi: là hệ số nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt
độ sôi trung bình của dung dịch cô đặc.
∆
thi i
= t
i
– t
si

Nồi 1: có t
s1
= t’
1
+ ∆

1
’ + ∆
1
’’ = 114,636 + 1,66 + 3,624 = 119,92 (
o
C)
∆
thi1
= t
1
– t
s1
= 144,378 – 119,92 = 24,458 (
0
C)
Nồi 2: có t
s2
= t’
2
+ ∆
2
’ + ∆
2
’’ = 61,294 + 1,95 + 16,801 = 80,045(
0
C)
∆
thi2
= t
2

– t
s2
=113,638 – 80,045 = 33,593(
o
C)
Bảng tổng hợp số liệu 2
Nồi ∆
i
’(
0
C) ∆
i
’’(
0
C) ∆’’’
i
(
0
C) ∆t
hii
(
0
C) t
si
(
0
C)
1 1,66 43,624 1 24,458 119,92
2 1,95 16,804 1 33,593 80,045
SV: Lê Thị Châm - 13 -

Lớp: CĐĐH-H3K3

9. Tính cân bằng hơi đốt D, lượng hơi thứ Wi cho từng nồi. Sơ đồ cân bằng vật chất
và nhiệt lượng.
Sơ đồ cân bằng vật chất và nhiệt lượng
W
1
,i'
1
Q
xq2
Q
xq1
(G
ñ
-W
1
)C
1
t
1
D,i'
h
(G
ñ
-W
1
-W
2
)C

2
t
2
W
2
,i"
2
i"
1
,W
1
G
ñ
,C
ñ
,t
ñ
D,i"
h
Giải thích các kí hiệu trong sơ đồ:
- G
đ
: Lượng hỗn hợp đầu đi vào thiết bị; kg/h
G
đ
= 7500 kg/h
- D : Lượng hơi đốt vào nồi thứ nhất; kg/h
-W
1
, W

2
: Lượng hơi thứ bốc lên từ nồi 1,2 ; kg/h
- C
0
; C
1
; C
2
: Nhiệt dung riêng của hơi đốt nồi 1, nồi 2 và ra khỏi nồi 2; J/kg.độ
- C
nc1
, C
nc2
: Nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, nồi 2; J/kg độ
- t
so
, t
s1
, t
s2
: Nhiệt độ sôi của dung dịch đầu, dung dịch ra khỏi nồi 1, nồi 2;
o
C
- θ
1
, θ
2
: Nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2 ;
o
C

- i
1
, i
2
: Nhiệt lượng riêng của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2; J/kg.độ
- i'
1
, i'
2
: Nhệt lượng riêng của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2; J/kg.độ
- Q
m1
, Q
m1
: Nhiệt lượng mất mát ở nồi 1, nồi 2;
b. Hệ phương trình cân bằng nhiệt:
Được thành lập dựa trên nguyên tắc:
Tổng nhiệt đi vào = Tổng nhiệt đi ra
Nồi 1:
111111111
).('
mncsđsoođ
QCDtCWGiWtCGiD ++−+=+
θ
Nồi 2:
222122212211121
).(' ).(.
mncsđsđ
QCWtCWWGiWtCWGiW ++−−+=−+
θ

SV: Lê Thị Châm - 14 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Và:
WWW =+
21
• Nhiệt độ nước ngưng lấy bằng nhiệt độ hơi đốt:
θ
1
= 144,378
o
C
θ
2
= 113,636
o
C
• Nhiệt độ sôi của từng nồi:
→ t
s1
= 119,92
o
C
→ t
s2
= 80,045
o
C
Để giảm lượng hơi đốt tiêu tốn, người ta gia nhiệt hỗn hợp đầu đến nhiệt độ càng cao
càng tốt vì quá trình này có thể tận dụng nhiệt lượng thừa của các quá trình sản xuất khác.

Do đó có thể chọn: t
so
= t
1
=144,378
o
C
• Nhiệt dung riêng của nước ngưng – tra theo nhiệt độ nước ngưng ở từng nồi – Bảng
I.249 [1-311] , Ta có:
θ
1
= 144,378
o
C → C
nc1
= 4297,945 J/kg.độ
θ
2
= 113,636
o
C → C
nc2
= 4239,18 J/kg.độ
• Nhiệt dung riêng của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2 và ra khỏi nồi 2:
- Dung dịch vào nồi 1 có nồng độ x = 14 %
Áp dụng công thức I.42, [1-152] (x<20%)
Ta có:
C
o
= 4186(1 – x) = 4186(1 – 0,14)

= 3599,96 J/kg.độ
Áp dụng công thức I.44, [1-152] (x>20%)
C
i
= C
ht
.x + 4186(1 – x) ; J/kg.độ
Với C
ht
là nhiệt dung riêng của NH
4
NO
3
khan được xác định theo công thức I.41, [1-152]:
m
1
.C
ht
= n
1
C
1
+ n
2
C
2
+ n
3
C
3

Trong đó:
m
1
: KLPT K2SO4 : m
1
= 174
n
1
: Số nguyên tử K : n
1
= 2
n
2
: Số nguyên tử S : n
2
= 1
n
3
: Số nguyên tử O : n
3
= 4
SV: Lê Thị Châm - 15 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

C
1
, C
1
, C
1

: Nhiệt dung riêng nguyên tử của N,H,O. Tra từ bảng I.141 [1-152]
 C
1
= 26000 J/kg.nguyên tử.độ
 C
2
= 22600 J/kg.nguyên tử.độ
 C
3
= 16800 J/kg.nguyên tử.độ
Vậy:
9425,814
174
16800.42260026000.2
=
++
=
ht
C
J/kg.độ
- Dung dịch trong nồi 1 có nồng độ là 20,23%
C
1
=814,9425. 0,2023 + 4186( 1 – 0,2023) = 3510,44 J/kg.độ
- Dung dịch trong nồi 1 có nồng độ là 34%
C
2
= 814,9425.0,34 + 4186.(1 – 0,34)= 3039,8405 J/kg.độ
• Nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh 2 nồi:
Nhiệt mất mát này thường lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn để bốc hơi ở từng nồi.

Nghĩa là:
Q
m1
= 0,05D(i
1
– C
nc1
× θ
1
)
Q
m2
= 0,05D(i
2
– C
nc2
× θ
2
)
Thay vào hệ phương trình cân bằng nhiệt lượng. Qua một số phép biến đổi ta sẽ có biểu
thức:
)'()(95,0
)()'(
112222
1122222
1
snc
ssđs
tCiCi
tCtCGtCiW

W
−+−
−+−
=
θ
)(95,0
)()'(
111
00111111
θ
nc
ssđs
Ci
tCtCGtCiW
D
−
−+−
=
Thay các số liệu vào ta được:
W
1
= 2369,725 (kg/h) = 0,658 (kg/s)
D = 2178,72 (kg/h) = 0,6052 (kg/s)
W
2
= 2100,84 (kg/h) = 0,584 (kg/s)
Bảng số liệu 3
Nồi C
dd
J/Kg.độ

C
nc
j/kg.độ
θ
,
o
C W Sai số
ε
%
kg/h kg/s
1 3470,32 4297,945 144,378 2369,725 0,658 +2,48
2 3039,84 4239,14 113,638 2042,0397 0,267 -2,87
SV: Lê Thị Châm - 16 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Tỷ lệ phân phối hơi thứ giữa 2 nồi:
W
1
:W
2
= 1: 1,16
Sai số giữa W
i
tính toán và giả thiết nằm trong giới hạn sai số kỹ thuật cho phép (<5%).
10. Tính toán hệ số cấp nhiệt, nhiệt lượng trung bình từng nồi
Giả thiết chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và thành ống truyền nhiệt là
Nồi 1: ∆
t1
= 2,386 (
0

C) t
1
= 144,378 (
0
C) r
1
= 2137,832.10
3
(J/kg)
Nồi 2: ∆
t2
= 3,83(
0
C) t
2
= 113,636 (
0
C) r
2
= 2224,4.10
3
(J/kg)
Hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức (III_40)
4
2,04. .
.
r
A
t H
α

=
∆
(W/m
2
.độ) (19)
Đối với nước hệ số A có trị số phụ thuộc vào nhiệt độ màng (t
m
) theo công thức (II-28)
t
mi
=
1
2 2
h i i
i
t t t
t
+ ∆
= −
(
0
C)
Trong đó: r
i
- Ẩn nhiệt ngưng tra theo nhiệt độ hơi đốt (J/kg )
H – Chiều cao ống truyền nhiệt H = 3(m)
Nồi 1: Ta có t
m1
= t
1

-
11
2
t
∆
=
144,378-
3
48,3
= 143,58 (
0
C)
Tra hệ số A theo t
m1
: Bảng (II-40) Tra bảng ta được A
1
= 195,18
Thay số vào công thức (19) ta được hệ số cấp nhiệt :
60,9553
486,2.3
10.832,2137
18,195.04,2
4
3
11
==
α
(W/m
2
.độ)

Nồi 2: Ta có t
m2
= t
2
-
12
2
t
∆
=
113,636 -
3
89,3
= 112,34 (
0
C)
Tra hệ số A theo t
m
: Bảng (II-40) Tra bảng ta được A
2
= 184,176
Thay số vào công thức (19) ta được hệ số cấp nhiệt :
95,8002
83,3.3
10.4,2224
.176,184.04,2
4
3
12
==

α
(W/m
2
.độ)
* Tính nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ
q
1i
– nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ nồi thứ i
Theo công thức (III-43)
SV: Lê Thị Châm - 17 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

1 1 1
.
i i i
q t
α
= ∆
(W/m
2
) (21)
Tính nhiệt tải riêng cho từng nồi
Nồi 1: q
11
= 9553,6. 2,386 = 22798,889 (W/m
2
)
Nồi 2: q
12
= 8002,95. 3,83 = 30561,23(W/m

2
)
Bảng số liệu số 5
Nồi
1i
t
∆
t
mi
A
i
1i
α
1i
q
1 2,386 143,58 195,18 9553,6 22794,889
2 3,83 112,34 184,176 8002,95 30561,23
* Tính hệ số cấp nhiệt
2i
α
từ bề mặt đố đến chất lỏng sôi:
Dung dịch khi sôi ở chế độ sủi bọt, có đối lưu tự nhiên. Hệ số cấp nhiệt xác định theo
công thức
'0,5 2,33
2 2
45,3. . .
i i i i
P t
α ϕ
= ∆

(W/m
2
.độ) (22)
2i
t
∆
-
Hiệu số nhiệt giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch (
0
C) được tính theo công
thức:
2 2 dd 1i T i i i Ti
t t t t t t
∆ = − = ∆ − ∆ −∆
(
0
C) (23)
Ti
t
∆
- Hiệu số nhiệt độ ở 2 bề mặt thành ống truyền nhiệt theo công thức
1
.
Ti i
t q r
∆ = ∑
(
0
C)
r

∑
- Tổng nhiệt trở của thành ống truyền nhiệt được tính theo công thức
r∑
= r
1
+ r
2
+
δ
λ
(m
2
.độ/W)
r
1
, r
2
– Nhiệt trở cặn bẩn ở hai phía của thành ống.
Nhiệt trở cặn bẩn bám trên bề mặt truyền nhiệt: r
1
= 0,387.10
-3
(m
2
.độ/W)
Nhiệt trở chất tải nhiệt (nước bẩn lẫnh dầu nhờn) r
2
= 0,232.10
-3
(m

2
.độ/W)
δ
-Bề dày ống truyền nhiệt:
δ
= 0,002 (m)
λ
- Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt
λ
= 46 (W/m
2
.độ)
Từ đó ta tính được:
r
∑
= 0,387.10
-3
+ 0,232.10
-3
+
0,002
46
= 6,62478.10
-4
(W/m
2
.độ)
Suy ra:
1 11
.

T
t q r
∆ = ∑
= 22794,889. 6,62478.10 = 15,624 (
0
C)
SV: Lê Thị Châm - 18 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

2 12
.
T
t q r
∆ = ∑
= 30651,48 . 6,62478.10
-4
= 20,356 (
0
C)
- Nồi 1: P’
1
= 1,7075 at
1T
t
∆
= 15,624 (
0
C)
Suy ra:
21 1 11 1T

t t t t
∆ = ∆ − ∆ −∆
= 24,458 – 15,524 – 2,386 = 6,548(
0
C)
- Nồi 2: P’
2
= 0,2066 at
2T
t
∆
= 20,356 (
0
C)
Suy ra:
22 2 12 2T
t t t t
∆ = ∆ − ∆ − ∆
= 33,593 – 20,356 – 3,83 = 9,407(
0
C)
ϕ
- Hệ số hiệu chỉnh được tính theo công thức (II-71)
ϕ
=
0,435
0,565 2
dd dd dd
dd
. . .

nc
nc nc nc
C
C
λ ρ µ
λ ρ µ
 
       
 
 ÷  ÷  ÷  ÷
 
       
 
(24)
Trong đó:
µ
- Độ nhớt
- Khối lượng riêng (kg/m
3
)
λ
- Hệ số dẫn nhiệt (W/m.độ)
C- Nhiệt dung riêng (J/kg.độ)
; ; ;C
ρ µ λ
- được lấy theo nhiệt độ sôi của dung dịch
t
s1
= 119,92(
0

C) x
1
= 20,23 %
t
s2
= 80,04(
0
C) x
2
= 34%
Tra bảng khối lượng riêng bảng I-249 (I-310)
1nc
ρ
= 943,1 (kg/m
3
)
2nc
ρ
= 971,74 (kg/m
3
)
Tra bảng khối lượng riêng trong nước ta có:
dd1
ρ
= 1177,7 (kg/m
3
)
dd2
ρ
= 1286,9 (kg/m

3
)
Tra bảng nhiệt dung riêng của nước và hơi nước ở nhiệt độ sôi (I-311)
C
nc1
= 4297,495 (J/kg độ) C
nc2
= 4239,18 (J/kg độ)
Theo bảng số liệu 3 ta có được
C
dd1
= 3470,32 (J/kg độ) C
dd2
= 3039,84 (J/kg độ)
Tra hệ số dẫn nhiệt của nước - tra bảng (I.249); (I-310)
Tại t
s1
= 119,92 (
0
C) →
1nc
λ
= 0,6859 (W/m độ)
Tại t
s2
= 80,04 (
0
C) →
2nc
λ

= 00,675 (W/m độ)
Theo công thức số (I-32)
Hệ số dẫn nhiệt của chất lỏng:
SV: Lê Thị Châm - 19 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

3
dd
. . .
P
AC
M
ρ
λ ρ
=
(W/m.độ) (25)
Với: C
p
– nhiệt dung riêng của chất lỏng (J/kg độ)
ρ
- Khối lượng riêng của chất lỏng (kg/m
3
)
M- Khối lượng mol của chất lỏng
A-
Hệ số tỷ lê, phụ thuộc tính chất của chất lỏng (Đối với chất lỏng kết hợp (nước
- rượu): A = 3,58.10
-8
Nồng độ phần mol của NH
4

NO
3
trong dung dịch được tính theo công thức:
Nồi 1: N(K2SO4) =
18
23,20100
174
23,20
174
23,220
1
23
1
42
1
42
1
−
+
=
−
+
OHSOK
SOK
M
x
M
x
M
x

= 0,02713
Nồi 2: N(K2SO4) =
18
34100
174
34
174
34
1
2
42
2
42
2
−
+
=
−
+
M
x
M
x
M
x
SOK
SOK
= 0,0506
Có Mi = N
K2SO4

.

M
K2SO4
+N
H2O
. M
H2O
M
1
= 0,02713. 174 + ( 1- 0,02713).18 = 22,232
M
2
= 0,0506.174+(1-0,0506).18= 25,8936
Thay số vào công thức (25) ta có:
dd1
λ
= 3,58.10
-8
. 3470,32. 1177,7 .
3
232,22
7,1177
= 0,5495(W/m độ)
dd2
λ
= 3,58.10
-8
. 3039,84. 1286,9.
3

8936,25
9,1286
= 0,5149(W/m độ)
* Tính độ nhớt nước ngưng, độ nhớt của dung dịch
Tra bảng I.104 [I-96] xác định độ nhớt của nước ở nhiệt độ > 100
0
C
t
s1
= 119,92
o
C iµ
nc1
=0,2322 (Cp) µ
dd1
= 0,399 (Cp)
Tra bảng I.102 [I_95] Độ nhớt của nước phụ thuộc vào nhiệt độ
t
s2
= 80,04
o
C iµ
nc1
=0,3563 (Cp) µ
dd2
= 0,436 (Cp)
Bảng số liệu số 6:
SV: Lê Thị Châm - 20 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Nồi
dd
ρ
(kg/m
3
)
nc
ρ
(kg/m
3
)
nc
C
(J/kg.độ)
dd
C
(J/kg.độ)
dd
λ
(W/m
2
.độ)
nc
λ
(W/m
2
.độ)
dd
µ
(Cp)

nc
µ
(Cp)
1 1177,7 943,1 4297,945 3470,32 0,5495 0,6859 0,399 0,2322
2 1286,9 971,74 4239,18 3039,84 0,5149 0,675 0,436 0,3563
Thay số vào công thức (24) ta có:
1
Ψ
= 0,7256
2
Ψ
= 0,8623
Thay vào công thức (22). Ta có hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ống đến chất lỏng sôi
Nồi 1:
21
α
= 45,3 . 1,7075
0,5
. 6,548
2,33
. 0,7256 = 3423,8 (W/m
2
.độ)
Nồi 2:
22
α
= 45,3. 0,2177
0,5
. 9,407
2,33

. 0,8623 = 3379,103 W/m
2
.độ)
* Tính tải nhiệt riêng về phía dung dịch
q
2i
=
2 2
.
i i
t
α
∆
(w/m
2
) (26)
Nồi 1: q
21
=3423,81. 6,548 = 22419,108 (W/m
2
)
Nồi 2: q
22
= 3379,103. 9,407 = 31787,222(W/m
2
)
So sánh q
qi
và q
2i

: Sai số:
Nồi 1:
=
−
=
11
1211
1
q
qq
q
δ
648,1100.
889,22794
108,22419889,22794
=
−
<5%
Nồi 2:
=
−
= 100.
21
2221
1
q
qq
q
δ
1,4100.

23,30561
22,3178723,30561
=
−
<5%
Vậy ta chấp nhận giả thiết:
11
t
∆
= 2,386 (
0
C) ;
12
t
∆
= 3,83 (
0
C)
Ta có bảng số liệu số 7
Nồi
2i
t
∆
(
0
C)
i
Ψ
2i
α

(W/m
2

độ)
2i
q
(W/m
2
)
1 6,584 0,7256 3423,8 30561,23
2 9,407 0,8623 3379,103 31787,222
11. Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi
Tính theo phương pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích điều kiện bề mặt truyền nhiệt
các nồi bằng nhau
SV: Lê Thị Châm - 21 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

Theo công thức (III-154)
K
i
=
tbi
i
q
t
∆
(W/m
2

độ) (27)

Nồi 1:
11 21
1
2
tb
q q
q
+
=
=
2
108,22419889,22794 +
= 22606,999 (W/m
2
)
Thay số vào công thức (27) ta có
K
1
=
458,24
999,22606
= 924,32
Lượng nhiệt tiêu tốn được tính theo công thức
Q
1
=
3
1
10.
3600

832,2137.72,2178
3600
.
=
rD
= 1293815,93 (W/m
2
)
Nồi 2
647,30764
2
064,3096823,30561
2
2212
2
=
+
=
+
=
qq
q
tb
(W/m
2
)
Thay số vào công thức (27) ta có
K
2
=

593,33
647,30764
= 791,52
Lượng nhiệt tiêu tốn được tính theo công thức
Q
2
=
( ) ( )
'
2 2 1 dd 1 2
W . W . .
3600
d s s
r G C t t
− − −
=
=
−−−
3600
)045,8092,119.(84,3039).92,23107500(10.1,2354.84,2100
3
1426107,25(W)
12. Tính hiêu số nhiệt độ hữu ích từng nồi
Tính hệ số nhiệt hữu ích từng nồi
∑
∑
=
=
∆=∆
2

1
2
1
*
.
i
i
i
i
i
i
ii
K
Q
K
Q
TT
(28)
1
1
Q
K
=
75,1399
32,924
93,1293815
=
2
2
Q

K
=
73,1801
52,791
25,1426107
=
SV: Lê Thị Châm - 22 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

48,320173,180175,1399/
2
1
=+=
∑
=i
ii
KQ
38,25
48,3201
75,1399
.05,58
*
1
==∆T
(
0
C)
67,32
48,3201
73,1801

.05,58
*
2
==∆T
(
0
C)
13. So sánh
*
i
T
∆
và
i
T
∆
tính sai số
Nồi 1:
7,3100.
485,24
38,25458,24
100.
1
*
11
1
=
−
=
∆

∆−∆
=
T
TT
T
δ
<5%
Nồi 2:
%78,2100.
593,33
67,32593,33
100.
2
*
22
2
=
−
=
∆
∆−∆
=
T
TT
T
δ
<5%
Vậy ta chấp nhận giả thiết phân bố áp suất:
715,1
2

1
=
∆
∆
P
P
Bảng số liệu số 8
Nồi
i
K
(W/m
2

độ)
i
Q
(W)
i
T
∆
(
0
C)
*
i
T
∆
(
0
C)

Sai số
Ti
δ
(%)
1 924,32 1293817,93 24,458 25,38 3,7%
2 791,52 1426107,25 33,593 32,67 2,78%
14. Tính bề mặt truyền nhiệt F
F- Tính theo phương thức bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau
Tính theo công thức (III-145)
F
i
=
*
.
i
i i
Q
K T
∆
(m
2
) (29)
Thay số vào công thức (29) ta được:
Nồi 1: F
1
=
1
*
1 1
.

Q
K T
∆
=
15,55
38,25.32,924
93,1293815
=
(m
2
)
Nồi 2: F
2
=
2
*
2 2
.
Q
K T∆
=
15,55
67,32.52,791
25,1426107
=
(m
2
)
Vậy F
1

= F
2
= 55,15 m
2
SV: Lê Thị Châm - 23 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

PHẦN III
TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ
1. Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu
SV: Lê Thị Châm - 24 -
Lớp: CĐĐH-H3K3

- Giả thiết sử dụng thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp loại ống chùm bằng tác nhân tải
nhiệt là hơi nước bão hoà.
- Do kết cấu của thiết bị trao đổi nhiệt, nên lưu thể sạch (không tạo ra cặn bẩn trên
bề mặt truyền nhiệt, làm giảm hệ số dẫn nhiệt) người ta cho đi khoảng không gia ngoài
ống, còn lưu thể nào tạo ra cặn bẩn trong quá trình làm việc thì cho đi qua ống. Ngoài ra
lưu thể nào có công suất lớn người ta cũng cho đi trong ống, vì ống chịu được áp suất lớn
hơn vỏ.
- Giả thiết ta cho hơi nước bão hoà đi khoảng không gian ngoài ống. Hỗn hợp cho
đi trong ống.
Tính lượng nhiệt trao đổi Q
Q = F.C
p
.(t
F
- t
f
)

Trong đó: F: Lưu lượng hỗn hợp đầu ; F = 7500 kg/h = 2,0833 (kg/s)
t
F
: Nhiệt độ sôi của hỗn hợp theo yêu cầu t
F
= t
so
= 144,378 (
0
C)
C
P -
Nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại t
F
: C
P
= C
o
= 3599,96 (J/kg độ)
t
f
- Nhiệt độ của dung dịch vào, Giả sử t
f
= 30
0
C
Tính Q = 2,0833.3599,96.(144,378-30) = 858711,74(W)
2. Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa 2 lưu thể
- Hiệu số nhiệt độ lớn
378,11430378,144 =−=∆

d
t
(
0
C)
- Hiệu số nhiệt độ bé
485,24893,119378,144 =−=∆
c
t
(
0
C)
Vì
67,4
485,24
378,114
==
∆
∆
c
d
>2
Suy ra nhiệt độ trung bình giữa 2 lưu thể được xác định bằn công thức 1.101
(QTTB3/T66)









∆
∆
∆−∆
=∆
c
d
cd
tb
tt
lg3,2
=
38,58
485,24
378,114
lg.3,2
485,24378,114
=






−
(
0
C)
- Nhiệt độ trung bình của từng lưu thể:

Hơi đốt: t
1tb
= 144,378 (
0
C)
SV: Lê Thị Châm - 25 -
Lớp: CĐĐH-H3K3