đồ án công nghệ cô đặc K2CO3 năng suất 15000 kg trên giờ

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 1
Lớp : 07H5

LỜI NÓI ĐẦU.
Đối với một sinh viên chuyên ngành công nghệ hóa học, việc nắm vững các kiến
thức về môn học quá trình và thiết bị trong công nghệ hóa chất là thực sự cần thiết.
Việc lĩnh hội các kiến thức này sẽ giúp cho các kỹ sƣ trong tƣơng lai không những có
thể thiết kế, vận hành tốt một quá trình sản xuất và chế biến, mà còn biết cách tối ƣu
hóa các quá trình và chi phí thiết kế, có ý tƣởng cải tiến thiết bị, nâng cao năng suất.
Do vậy, với yêu cầu trên, môn học đồ án quá trình thiết bị thực sự mang đến cho em và
tất cả sinh viên khác cơ hội để hình dung lại kiến thức đã học và liên hệ thực tiễn sản
xuất, chế biến. Để thiết kế đƣợc một đề tài, sinh viên cần phải nắm vững tổng quát các
kiến thức về các quá trình thủy lực, truyền nhiệt và chuyển khối.
Trong công nghệ hóa chất, để làm tăng nồng độ của một hóa chất lên nồng độ dùng
trong thƣơng mại và công nghiệp, một phƣơng pháp đƣợc dùng khá phổ biến là cô đặc.
Đây cũng chính là đề tài em thực hiện trong đồ án này, cụ thể là thiết kế hệ thống cô
đặc ba nồi xuôi chiều. Cấu trúc của tập đồ án có thể chia thành các phần sau:
 Mục lục
 Chƣơng 1: Tổng quát về sản phẩm, phƣơng pháp cô đặc.
 Chƣơng 2: Tính toán công nghệ - tính và chọn thiết bị chính.
 Chƣơng 3: Tính và chọn thiết bị phụ.
 Tài liệu tham khảo.
Trong quá trình thực hiện đồ án này, em đã nhận đƣợc sự giúp đỡ tận tình của thầy
Thạc sỹ Lê Ngọc Trung và các thầy cô trong khoa. Tuy nhiên, vì hạn chế về thời gian
và kiến thức, chắc chắn trong đồ án còn tồn tại nhiều sai sót. Em xin gửi lời cảm ơn
đến thầy Lê Ngọc Trung và tất cả thầy cô trong khoa đã giúp em hoàn thiện đồ án này,
và em rất mong nhận đƣợc những ý kiến đóng góp từ quý thầy cô để có đƣợc nhiều
kinh nghiệm và kiến thức cho bản thân.

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 2
Lớp : 07H5
MỤC LỤC

LỜI NÓI ĐẦU. 1
CHƢƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM, PHƢƠNG PHÁP ĐIỀU CHẾ, CHỌN
PHƢƠNG ÁN THIẾT KẾ. 5
1.1. Tổng quan về sản phẩm: 5
1.2 Cơ sở và phƣơng pháp cô đặc: 7
1.3 Thuyết minh sơ đồ công nghệ: 8
CHƢƠNG 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH 10
2.1 Cân bằng vật liệu: 10
2.1.1 Lƣợng hơi thứ bốc hơi ra khỏi hệ thống: 10
2.1.2 Sự phân bố hơi thứ trong các nồi : 10
2.1.3 Nồng độ dung dịch ở từng nồi: 11
2.2 Phân bố áp suất làm việc trong các nồi: 11
2.3 Tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi: 12
2.3.1 Tổn thất nhiệt độ đo nồng độ (Δ'): 12
2.3.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’): 13
2.3.3 Tổn thất do trở lực của đƣờng ống,(Δ”’): 16
2.3.4 Tổn thất do toàn bộ hệ thống: 16
2.3.5 Hiệu số hữu ích trong toàn hệ thống và trong từng nồi: 16
2.4 Tính nhiệt lƣợng, nhiệt dung riêng, ẩn nhiệt ngƣng tụ: 17

2.4.1 Tính nhiệt lƣợng riêng: 17
2.4.2 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch C, J/kg.độ: 17
2.4.3 Lập bảng nhiệt lƣợng riêng hơi đốt, hơi thứ, nhiệt dung của nƣớc ngƣng và nhiệt
độ sôi của các dung dịch trong các nồi: 18
2.5 Lập phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng và tính lƣợng hơi đốt cần thiết: 18
2.6. Các thông số kĩ thuật chính 21
2.6.1 Độ nhớt: 21
2.6.2 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch: 23
2.6.3 Hệ số cấp nhiệt: 24

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 3
Lớp : 07H5
2.6.4 Hệ số phân bố nhiệt hữu ích cho các nồi: 30
2.6.5 Tính toán bề mặt truyền nhiệt: 32
2.7 Tính toán các thiết bị chính: 32
2.7.1 Buồng đốt: 32
2.7.2 Buồng bốc: 38
2.7.3 Cửa làm vệ sinh: 44
2.8 Đƣờng kính các ống dẫn: 44
2.8.1 Đƣờng kính ống dẫn hơi đốt: 44
2.8.2 Đƣờng kính ống dẫn hơi thứ: 46
2.8.3 Đƣờng kính ống dẫn dung dịch: 46
2.8.4 Đƣờng kính ống tháo nƣớc ngƣng: 48
2.9 Bề dày lớp cách nhiệt của thiết bị 50
2.9.1 Bề dày lớp cách nhiệt cho các ống dẫn 50
2.9.2 Bề dày lớp cách nhiệt cho thân thiết bị 52
2.10 Mặt bích : 54
2.11. Tai treo : 56

2.11.1. Trọng lƣợng thân thiết bị 56
2.11.2 Tải trọng của ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn ngoài 57
2.11.3 Trọng lƣợng của dung dịch trong thiết bị 57
2.11.4 Trọng lƣợng vĩ ống 58
2.11.5 Trọng lƣợng của đáy buồng đốt 58
2.11.6 Trọng lƣợng của nắp buồng bốc 58
2.11.7 Trọng lƣợng của bích. 58
2.11.8 Trọng lƣợng của hơi: 60
2.11.9 Trọng lƣợng của lớp cách nhiệt: 61
CHƢƠNG 3: TÍNH VÀ CHỌN CÁC THIẾT BỊ PHỤ 63
3.1 Thiết bị ngƣng tụ Baromet 63
3.1.1 Lƣợng nƣớc lạnh cần để cung cấp cho thiết bị ngƣng tụ: 63
3.1.2 Lƣợng không khí và khí không ngƣng cần hút ra khỏi thiết bị : 63

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 4
Lớp : 07H5
3.1.3 Đƣờng kính thiết bị ngƣng tụ: 64
3.1.4 Kích thƣớc tấm ngăn: 64
3.1.5 Chiều cao thiết bị ngƣng tụ: 65
3.1.6 Kích thƣớc ống baromet: 66
3.1.7 Chiều cao ống Baromet : 66
3.2 Tính toán và chọn bơm: 68
3.2.1 Bơm chân không: 68
3.2.2 Bơm ly tâm để bơm nƣớc vào thiết bị baromet: 69
3.2.3 Bơm ly tâm bơm dung dịch vào thùng cao vị: 72
3.3 Thiết bị gia nhiệt dung dịch đầu: 73
3.3.1 Tính các dữ kiện ban đầu: 73
3.3.2 Tính bề mặt truyền nhiệt : 74

3.3.3 Chia ngăn cho thiết bị: 76
TÀI LIỆU THAM KHẢO 77















Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 5
Lớp : 07H5
CHƢƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ SẢN PHẨM, PHƢƠNG PHÁP
ĐIỀU CHẾ, CHỌN PHƢƠNG ÁN THIẾT KẾ.
1.1. Tổng quan về sản phẩm:
Trong hầu hết các ngành công nghiệp hiện nay, các hóa chất đƣợc sản xuất từ
ngành công nghiệp hóa chất có một vai trò không thể thiếu và đƣợc ứng dụng rộng rãi.
Kali carbonate (tên quốc tế là potassium carbonate, tên thƣờng gọi là bồ tạt) với công
thức hóa học K
2
CO

3
, là một trong nhƣng hóa chất thông dụng đó. Với nhiều ứng dụng
trong thực tiễn, hiện nay K
2
CO
3
đang đƣợc sản xuất với lƣợng ngày càng lớn.
Các tính chất vật lý cơ bản của K
2
CO
3
:
– Màu trắng.
– Phân tử lƣợng: 138,205 (gam/mol)
– Khối lƣợng riêng: 2,29 (g/cm
3
)
– Nhiệt độ nóng chảy: 891
o
C
– Nhiệt chuyển pha từ rắn sang lỏng: 7800cal/mol
– Độ tan trong nƣớc 52,8g/100ml (ở 20
o
C)
– Công thức hidrat hóa: K
2
CO
3
.2H
2

O
– Tan nhiều trong nƣớc, anion bị thủy phân mạnh tạo môi trƣờng bazơ mạnh.
Quá trình hòa tan là quá trình tỏa nhiệt.
– Nóng chảy không phân hủy.
– Bị phân hủy trên 1200
o
C : K
2
CO
3
→ K
2
O + CO
2

K
2
CO
3
có thể tồn tại ở các dạng tinh thể hidrat hóa (thƣờng gặp) hoặc dạng
khan , hay có thể tồn tại dƣới dạng dung dịch ở các nồng dộ khác nhau.
K
2
CO
3
thƣơng phẩm thƣờng chứa 99,5% Na
2
CO
3
. Các tạp chất thƣờng tồn tại

kèm theo là KCl (dạng vết, đi kèm do tạo ra trong quá trình điện phân KCl sản xuất
KOH), KHCO
3
.
Các ứng dụng của K
2
CO
3
:
K
2
CO
3
là chất rất quan trọng đƣợc dùng rộng rãi trong công nghiệp xà phòng,
thủy tinh và các ngành dân dụng. Có thể kể đến một số ứng dụng sau:
– Làm phụ gia thêm vào trong hỗn hợp nguyên liệu sản xuất thủy tinh để giảm
nhiệt độ nóng chảy.

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 6
Lớp : 07H5
– K
2
CO
3
(cùng với Na
2
CO
3

) mặc dù không có khả năng xà phòng hóa dầu mỡ
nhƣng có thể xà phòng hóa tùng hƣơng và các axit béo tổng hợp do đó nó đƣợc
sử dụng để sản xuất xà phòng, bột giặt và chất tẩy rửa.
– Làm mềm nƣớc cứng nhờ các phản ứng carbonate hóa các ion Ca
2+
, Mg
2+
:

– Trong phòng thí nghiệm, nó có thể đƣợc sử dụng nhƣ một chất làm khô nhẹ,
nơi các tác nhân khác làm khô nhƣ clorua canxi và magiê sulfat có thể không
tƣơng thích. Tuy nhiên với môi trƣờng axit không dùng K
2
CO
3
để làm khô.
Các phƣơng pháp sản suất:
– Phƣơng pháp điều chế từ KCl:
Hiện nay phƣơng pháp điều chế K
2
CO
3
chủ yếu là từ KCl, trải qua các công
đoạn sau:
 Điện phân (có màng ngăn) dung dịch KCl tạo ra KOH:
KCl + H
2
O → KOH + ½ H
2
↑ + ½ Cl

2
↑
 Sục khí CO
2
đi chậm qua dung dịch dƣ KOH.
2KOH + CO
2
→ K
2
CO
3
+ H
2
O
Phƣơng pháp này có nhƣợc điểm là tạo dung dịch K
2
CO
3
có nồng độ thấp.
– Phƣơng pháp solvay (tƣơng tự sản xuất Na
2
CO
3
):
Quá trình này trải qua 2 giai đoạn:
 Tạo ra KHCO
3
từ phản ứng:
KCl + NH
3

+ CO
2
+ H
2
O →KHCO
3
+ NH
4
Cl
 Nhiệt phân KHCO
3
:
2KHCO
3
→ K
2
CO
3
+ CO
2
+ H
2
O


K
2
CO
3
+ Ca(OH)

2
= 2KOH + CaCO
3
↓

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 7
Lớp : 07H5

Cấu trúc phân tử K
2
CO
3
trong dung dịch K
2
CO
3
tinh thể
1.2 Cơ sở và phƣơng pháp cô đặc:
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ chất tan trong dung dịch bằng cách tách
một phần dung môi sang dạng hơi. Thông thƣờng có 2 loại cô đặc để làm bốc hơi dung
môi:
– Cô đặc dùng tác nhân là nhiệt để cung cấp năng lƣợng cho hơi dung môi (cô
đặc ở trạng thái sôi).
– Cô đặc kết tinh, bằng cách làm lạnh và giảm áp suất riêng phần của hơi trên
mặt thoáng của dung dịch để tăng tốc quá trình bốc hơi.
Quá trình cô đặc tiến hành ở trạng thái sôi nghĩa là áp suất riêng phần của dung
môi cân bằng với áp suất chung trên bề mặt thoáng của chất lỏng. Khác với quá trình
chƣng luyện, trong quá trình cô đặc, chỉ có dung môi bay hơi. Đáng lƣu ý là trong quá

trình cô đặc nồng độ của chất tan tăng, ảnh hƣởng đến quá trình tính toán của thiết bị.
Khi đó hệ số dẫn nhiệt

, nhiệt dung riêng C, hệ số cấp nhiệt

giảm, đồng thời khối
lƣợng riêng

, độ nhớt

, tổn thất nhiệt

’ tăng.
Có thể phân loại hệ thống cô đặc nhiều nồi theo các cách khác nhau:
– Theo sự bố trí bề mặt đun nóng: nằm ngang, thẳng đứng, nằm nghiêng.
– Theo chất tải nhiệt: hơi (hơi nƣớc bão hòa, hơi quá nhiệt), khói lò, dòng
điện, các chất tải nhiệt đặc biệt (dầu, hydrocacbon).
– Theo chế độ tuần hoàn: tuần hoàn tự nhiên hay cƣỡng bức.
– Cấu tạo bề mặt đun nóng: vỏ bọc ngoài, ống chùm, ống xoắn.
Trong đồ án thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch K2CO3 này, ta sử dụng hệ
thống cô đặc 3 nồi xuôi chiều (tuần hoàn tự nhiên), buồng đốt trong, ống tuần hoàn
ngoài, vì những ƣu điểm nhƣ sau:

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 8
Lớp : 07H5
 Dung dịch tự di chuyển từ nồi này sang nồi khác nhờ sự chênh lệch áp suất
và nhiệt độ giữa các nồi. Nhiệt độ nồi trƣớc lớn hơn nồi sau.
 Dung dịch vào nồi đầu tiên ở nhiệt độ sôi nhờ đƣợc gia nhiệt trƣớc bằng hơi

nƣớc, ngoại trừ nồi đầu tiên, dung dịch đi vào nồi thứ 2, 3 có nhiệt độ cao hơn
nhiệt độ sôi, do đó dung dịch đƣợc làm lạnh, lƣợng nhiệt này sẽ làm bốc hơi
them một phần nƣớc, gọi là quá trình tự bốc hơi.
 Cô đặc ống tuần hoàn ngoài có ƣu điểm là dung dịch tuần hoàn trong nồi dễ
dàng, vận tốc tuần hoàn lớn vì ống tuần hoàn không bị đốt nóng dẫn đến đối
lƣu dễ dàng.
Tuy nhiên, phƣơng pháp cô đặc xuôi chiều cũng có nhƣợc điểm là nhiệt độ
dung dịch ở các nồi sau thấp dần, nhƣng nồng độ dung dịch tăng dần, làm cho độ nhớt
dung dịch tăng nhanh, kết quả là hệ số truyền nhiệt sẽ giảm từ nồi đầu đến nồi cuối.
1.3 Thuyết minh sơ đồ công nghệ:
Dung dịch đƣợc chứa ở thùng chứa (1), đƣợc bơm ly tâm (2) đƣa lên thùng cao
vị (3). Từ thùng cao vị dung dịch đƣợc đƣa điều chỉnh lƣu lƣợng ở lƣu lƣợng kế (4)
trƣớc khi vào hệ thống cô đặc. Sau đó, dung dịch đƣợc bơm qua thiết bị gia nhiệt (5)
để nâng đến nhiệt độ sôi. Tiếp theo dung dịch đi vào hệ thống 3 nồi cô đặc (6), dung
dịch qua mỗi nồi có nồng độ tăng dần. Hệ thống sử dụng hơi nƣớc bão hòa để cấp
nhiệt. Dung dịch đi trong ống, hơi nƣớc đi ngoài ống. Hơi thứ nồi thứ nhất là hơi đốt
nồi thứ hai, hơi thứ nồi thứ hai là hơi đốt nồi thứ ba. Hơi thứ ra khỏi nồi thứ ba đƣợc
đƣa vào baromet ngƣng tụ (7), có tác dụng tạo độ chân không cho hệ thống cô đặc.
Dung dịch di chuyển từ nồi đầu đến nồi cuối nhờ chênh áp. Dung dịch sau khi cô đặc
đƣợc đƣa vào bể chứa (8).
Sơ đồ công nghệ đƣợc cho ở sơ đồ dƣới đây:








Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 9
Lớp : 07H5




Chú thích sơ đồ:










1 – bể chứa dung dịch trƣớc cô đặc.
2 – bơm.
3 – thùng cao vị.
4 – lƣu lƣợng kế.
.
5 – thiết bị gia nhiệt

6 – nồi cô đặc.

7 – baromet tạo chân không.

8 – bể chứa dung dịch đã cô đặc.

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 10
Lớp : 07H5

CHƢƠNG 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH
2.1 Cân bằng vật liệu:
Các số liệu ban ban đầu:
Dung dịch cô đặc: K
2
CO
3

Năng suất dung dịch đầu: 15000 kg/h.
Nồng độ đầu: 10%
Nồng độ cuối: 45%
Áp suất hơi nồi 1: 5 at
Áp suất còn lại trong thiết bị ngƣng tụ: 0,2 at
2.1.1 Lƣợng hơi thứ bốc hơi ra khỏi hệ thống:
Gọi: G
đ
, G
c
là lƣợng dung dịch lúc đầu và cuối, kg/h
x
đ,
x
c
là nồng độ đầu và cuối, % khối lƣợng

W là lƣợng hơi thứ bốc hơi trong toàn hệ thống, kg/h
Phƣơng trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:
G
đ
= G
c
+ W (1)
Phƣơng trình cân bằng vật liệu cho chất tan:
G
đ.
x
đ
= G
c
x
c
+ W x
w
Ở đây ta coi quá trình cô đặc coi khối lƣợng chất tan không bị mất theo lƣợng
hơi bốc ra nên ta có:
G
đ
x
đ
= G
c
x
c
(2)
Từ (1) và (2) ta có :

W = G
đ
(1 –
c
đ
x
x
) (3)
Theo số liệu đề tài ta có lƣợng hơi thứ bốc ra toàn hệ thống là :
W = 15000 (1 –
45
10
) = 11666,67 (kg/h)
2.1.2 Sự phân bố hơi thứ trong các nồi :
Gọi W
1,
W
2,
W
3
là lƣợng hơi thứ của nồi 1, nồi 2, nồi 3 kg/h.
Chọn sự phân bố hơi thứ theo tỷ lệ :
02,1
W
1
i

i
W

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 11
Lớp : 07H5
Từ cách chọn tỷ lệ này ta tính đƣợc lƣợng hơi thứ bốc ra từng nồi theo công
thức:
Nồi 1: W
1
=
)/(15,3966
94,2
67,11666
94,2
hkg
W


Nồi 2: W
2
= 1,02.W
1
= 3888,38 (kg/h)
Nồi 3: W
3
= 1,02.W
2
= 3812,14 (kg/h)
2.1.3 Nồng độ dung dịch ở từng nồi:
Theo đầu bài dung dịch có nồng độ đầu x

đ
=10% và nồng độ cuối, tức khi ra
khỏi nồi 3 là x
c
= 45%.
Gọi: x
1,
x
2
, x
3,
là nồng độ tƣơng ứng trong nồi 1, nồi 2, nồi 3.
Vậy: Nồng độ của dung dịch nồi 1:
X
1
= G
đ
.
1
WG
x
đ
đ

(4)
= 15000.
15,396615000
10


= 13,59 (% khối lƣợng)
Nồng độ của dung dịch nồi 2:
X
2
=
21
.
WWG
x
G
đ
đ
đ

(5)
=
38,388815,396615000
10
.15000


= 21 (% khối lƣợng)
Nồng độ của dung dịch nồi 3: X
3
= 45 (% khối lƣợng) (6)
2.2 Phân bố áp suất làm việc trong các nồi:
Gọi:P
1,
P
2,

P
3
, P
nt
, là áp suất hơi đốt trong các nồi I, II, III và thiết bị ngƣng tụ.
Giả sử sự giảm áp suất xảy ra giữa các nồi là không bằng nhau và giảm theo tỷ
lệ sau:
5,1
1



i
i
P
P

Vậy áp suất làm việc ở từng nồi là:
Ta có:

P = P
1
-P
nt
= 5 - 0,2 = 4,8 at


P =

P

1
+

P
2
+

P
3
= 4,8 at
W = W
1
+ W
2
+ W
3
= 2,94.W
1


Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 12
Lớp : 07H5


P
1
= 2,274 at



P
2
= 1,516 at


P
3
= 1,011 at
Gọi t
hđ1,
t
hđ2,
t
hđ3,
t
nt
là nhiệt độ của hơi đốt đi vào nồi 1, nồi 2, nồi 3 và thiết
bị ngƣng tụ.
t
ht1,
t
ht2,
t
ht3,
là nhiệt độ của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2, nồi 3.
Coi sự tổn thất nhiệt độ do mất mát khi vận chuyển hơi từ thiết bị này sang thiết
bị khác là 1
0
C

Do đó t
hđ2
= t
ht1
- 1 (7)
t
hđ3
= t
ht2
- 1 (8)
t
nt
= t
ht3
-1 (9)
Từ áp suất của P
ht1,
P
ht2
, P
ht3
đã biết, ta tra bảng I.251/314 –[1] ta đƣợc nhiệt độ
hơi thứ của nồi 1, nồi 2, nồi 3, từ đó biết đƣợc nhiệt độ hơi đốt của các nồi 1, 2, 3 qua
công thức (8) (9). Biết nhiệt độ của hơi đốt ta biết đƣợc áp suất của hơi đốt bằng cách
tra bảng I.250/312 –[1]:
Bảng 1.1

Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3

TB barômet

P
1
(at)
t
0
C
P
2
(at)
t
0
C
P
3
(at)
t
0
C
P
nt
(at)
t
0
C
Hơi đốt
5
151,10
2,726

129,26
1,211
104,44
0,2
59,7
Hơi thứ
2,78
130,26
1,252
105,44
0,21
60,7



2.3 Tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi:
2.3.1 Tổn thất nhiệt độ đo nồng độ (Δ'):
Do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi ở cũng một áp suất:
Δ' = t
0
sdd
– t
0
sdm

Ta sử dụng công thức Tisencô: (VI.10/59 –[2])
Trong đó: Δ’
0
là tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi
của dung môi ở áp suất thƣờng;

T
s
là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất đã cho, K;
r là là ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc, J/kg.
r
T
f
s
oo
2
'
.2,16.'.' 

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 13
Lớp : 07H5
Dựa vào bảng (VI.2/65 – [2]) ta biết đƣợc tổn thất nhiệt độ Δ’
0
theo nồng độ a
(% khối lƣợng).
Bảng 1.2:

Nồi1
Nồi 2
Nồi 3
Nồng độ của dung dịch (%kl)
13,59
20,99
45

Δ’
0
(
0
C)
0.72
1,4
4,07

Dựa vào (I.251/314 – [1]) ta xác định đƣợc nhiệt hóa hơi r theo áp suất hơi thứ:
Bảng 1.3:

Nồi1
Nồi 2
Nồi 3
Áp suất làm việc, at
2,78
1,252
0,21
Nhiệt hóa hơi, r.10
-3
, J/kg
2179,22
2245,88
2355,72

Vậy, ta tính đƣợc tổn thất nhiệt độ do nồng độ theo các công thức trên:
Bảng 1.4

Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
Nhiệt độ hơi thứ, K
403,41
378,58
333,85
Hệ số hiệu chỉnh f
1,21
1,034
0,766
Tổn thất nhiệt độ Δ’
0,868
1,447
3,12

Suy ra tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ của hệ thống: ∑Δ’ = 5,434
o
C.

2.3.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’):
Trong lòng dung dịch, càng xuống sâu nhiệt độ sôi của dung dịch càng tăng do
áp lực của cột chất lỏng. Hiệu số của dung dịch ở giữa ống truyền nhiệt và trên mặt
thoáng gọi là tổn thất nhiệt dộ do áp suất thuỷ tĩnh.

''
= t
(P+

P)

- t
P

Với

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 14
Lớp : 07H5
– t
(P+

P)
là nhiệt độ sôi ứng với P
tb
.
– t
p
là nhiệt độ sôi tại mặt thoáng của dung dịch.
 Tính áp suất thủy tĩnh ở độ sâu trung bình của chất lỏng:
Theo CT VI.12/55-[2] ,ta có:

g
h
hPP
ddsoiotb
.
2










Với: - P
o
là áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch.
–

h là chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến mặt
thoáng dung dịch, chọn

h=0,5m cho cả 3 nồi.
– H là chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h = 3 m cho cả 3 nồi.
–
ddsoi

là khối lƣợng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m
3


ddsoi

=
2
dd


ρ
dd
đƣợc nội suy và ngoại suy từ bảng I.44/41-[1].
Để tính t
os
của dung dịch K
2
CO
3
ứng với P
tb
ta dùng công thức Babo:


Trong đó: - P: áp suất hơi bão hòa trên bề mặt thoáng của dung dịch
- P
s
: áp suất hơi bão hòa của nƣớc nguyên chất ở cùng nhiệt độ với P, nội
suy từ bảng I.250/312-[1].
Nồi 1: ứng với x
1
= 13,59% → t
s1
=101,41
o
C (theo bảng I.204/236 –[1])
P
ht
= 2,78 at và áp suất hơi bão hòa của nƣớc nguyên chất P

s
= 1,09 at
Ta có: ρ
dd
= 1080,83 (kg/m
3
) → ρ
dds
= 540,41 (kg/m
3
)
Suy ra:
)(88,210.81,9.41,540.
2
3
5,078,2
5
atP
tb










K =

92,0
093,1
1

s
P
P

Mà
atPPP
tb
14,3
92,0
88,2
01


3,134
tb
t
o
C
Nhiệt độ sôi của dung dịch trên mặt thoáng: t
p
= t
ht
+ Δ’ = 130,26+0,868 = 131,13
o
C
Vậy

 
Ctt
PPP
0
1
177,313,1313,134'' 


constK
P
P
t
s










Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 15
Lớp : 07H5

Nồi 2: ứng với x
1

= 21% → t
s1
=102,45
o
C (theo bảng I.204/236 –[1])
P
ht
= 1,252 at và áp suất hơi bão hòa của nƣớc nguyên chất P
s
= 1,13 at
Ta có: ρ
dd
= 1154,02 (kg/m
3
) → ρ
dds
= 577,01 (kg/m
3
)
Suy ra:
)(37,110.81,9.01,577.
2
3
5,0252,1
5
atP
tb











K =
88,0
13,1
1

s
P
P

Mà
atPPP
tb
54,1
88,0
37,1
01


56,111
tb
t
o
C

Nhiệt độ sôi của dung dịch trên mặt thoáng: t
p
= t
ht
+ Δ’ = 105,44 +1,45 = 106,88
o
C
Vậy
 
Ctt
PPP
0
1
68,488,10656,111'' 



Nồi 3: ứng với x
1
= 45% → t
s1
=110,74
o
C (theo bảng I.204/236 –[1])
P
ht
= 0,21 at và áp suất hơi bão hòa của nƣớc nguyên chất P
s
= 1,5 at
Ta có: ρ

dd
= 1422,67 (kg/m
3
) → ρ
dds
= 711,33 (kg/m
3
)
Suy ra:
)(35,010.81,9.33,711.
2
3
5,021,0
5
atP
tb










K =
67,0
5,1
1


s
P
P

Mà
atPPP
tb
52,0
67,0
35,0
01


04,82
tb
t
o
C
Nhiệt độ sôi của dung dịch trên mặt thoáng: t
p
= t
ht
+ Δ’ = 60,7+ 3,12= 63,82
o
C
Vậy
 
Ctt
PPP

0
1
22,1882,6304,82'' 


Kết quả quá trình tính ở trên đƣợc thể hiện trong bảng sau:
Bảng 1.5. Tính áp suất trung bình giữa ống truyền nhiệt.

Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
Nồng độ (% khối lƣợng)
13,59
20,99
45
Áp suất hơi thứ P
o
, at
2,78
1,25
0,21
T
s
,
o
C
101,41
102,45
110,74
ρ

dd
(kg/m
3
)
1080,83
1154,02
1422,67

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 16
Lớp : 07H5
ρ
dds
= ρ
dd
/2 (kg/m
3
)
540,41
577,01
711,33
P
tb
(at)
2,88
1,37
0,35

Bảng 1.6. Tính tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh.

Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
Nhiệt độ sôi của dung dịch,
o
C
101,41
102,45
110,74
Áp suất mặt thoáng dung dịch (áp
suất khí quyển)
1
1
1
Ps,AS hbh của nƣớc ng/chất ở T
s

1,09
1,13
1,5
Hệ số K = P/P
s

0,92
0,88
0,67
Áp suất mặt thoáng dung dịch (áp
suất trung bình) P

tb

2,88
1,37
0,35
Áp suất hbh nƣớc ng/chất P
s

3,14
1,54
0,52
Nhiệt độ sôi ứng với P
tb
,
o
C
134,3
111,56
82,04
Nhiệt độ hơi thứ,
o
C
130,26
105,44
60,7
Tổn thất nhiệt độ do nồng độ Δ'
0,868
1,447
3,12
Nhiệt độ sôi dd trên mặt thoáng,

o
C
131,13
106,88
63,82
Tổn thất nhiệt độ do ASTT Δ''
3,17
4,68
18,22

Vậy
C
o
08,26''''''''
321


2.3.3 Tổn thất do trở lực của đƣờng ống,(Δ”’):
Chọn tổn thất áp suất do trở lực của đƣờng ống trong từng nồi là 1
o
C

C
o
3111'''
'"
3
"'
2
"'

1


2.3.4 Tổn thất do toàn bộ hệ thống:
C
o
512,34308,26434,5'''''' 

2.3.5 Hiệu số hữu ích trong toàn hệ thống và trong từng nồi:
– Nồi 1:

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 17
Lớp : 07H5
Cttt
o
dhhdthi
79,16)117,3868,0(26,1291,151
121
1



– Nồi 2:
Cttt
o
hdhdthi
69,17)168,4447,1(44,10426,129
2

32
2



– Nồi 3:
Cttt
o
nthdthi
39,22)122,1812,3(7,5944,104
3
3
3



– Cho toàn hệ thống:

Cttt
o
nthdht
88,56512,347,591,151
1



2.4 Tính nhiệt lƣợng, nhiệt dung riêng, ẩn nhiệt ngƣng tụ:
2.4.1 Tính nhiệt lƣợng riêng:
– I: nhiệt lƣợng riêng của hơi đốt, J/kg
– i: nhiệt lƣợng riêng của hơi thứ, J/kg

Các giá trị trên đƣợc tra trong bảng (tra theo nhiệt độ): I.250/312 –[1]
2.4.2 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch C, J/kg.độ:
 Nhiệt dung riêng của dung dịch trƣớc khi cô đặc:
Vì x
đ
=10% < 20% nên áp dụng CT I.43/152 –[1]
4,3767)1,01(4186)1(4186 
oo
CxC
(J/kg.độ)
 Nhiệt dung riêng của dung dịch sau khi ra khỏi nồi 1:
Ta có: x
1
= 13,59% < 20%
93,3616)1359,01(4186
1
 C
J/kg.độ
 Nhiêt dung riêng của dung dịch sau khi ra khỏi nồi 2:
Ta có x
2
= 21% > 20% nên áp dụng CT I.44/152 –[1]:

)1.(4186.
222
xxCC
ht


 Tính nhiệt dung riêng của K

2
CO
3
khan (không hòa tan):
Tính C
ht
theo công thức I.41/153 –[1]:
OOCCKKhtct
CnCnCnCM 

Trong đó: n
K
, n
C
, n
O
: là số nguyên tử K, C, O trong hợp chất.
C
K
, C
C
, C
O
: là nhiệt dung riêng của các nguyên tố K, C, O.
C
K
= 26000J/kg.độ ; C
C
= 7500J/kg.độ ; C
O

= 16800J/kg.độ

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 18
Lớp : 07H5
 
OOCCKK
ct
ht
CnCnCn
M
C
1


 
38,79616800.37500.126000.2
138
1

ht
C
(J/kg.độ)
Do đó: C
2
= 796,38.0,21 + 4186(1- 0,21) = 3474,44 (J/kg.độ)
 Nhiệt dung riêng của dung dịch ở nồi 3:
Vì x
3

= 45 % > 20% nên ta áp dụng công thức I.44/152 – [1]
C
3
= C
ht
x
3
+ 4186(1 – x
3
)
→ C
3
= 796,38.0,45+ 4186(1- 0,45) = 2660,67 (J/kg.độ)
2.4.3 Lập bảng nhiệt lƣợng riêng hơi đốt, hơi thứ, nhiệt dung của nƣớc ngƣng và
nhiệt độ sôi của các dung dịch trong các nồi:
Chọn tổn thất nhiệt độ khi hơi thứ nồi trƣớc di chuyển trong hệ thống ống đi
làm hơi đốt cho nồi sau là 1
o
C
Dựa vào nhiệt độ hơi đốt và hơi thứ đã tính đƣợc ở cân bằng vật liệu, tra bảng
và nội suy, ta đƣợc các giá trị I, i, C
n
.
 Tính I và i bằng phƣơng pháp nội suy theo bảng I.250/312-[1].
 Tính C
n
bằng cách nội suy theo bảng I.249/310-[1].
Bảng 1.7
Nồi
Hơi đốt

Hơi thứ
Dung dịch
t
0
C
I.10
-3

(J/kg)
C
n
(J/kg.độ)
t
0
C
i.10
-3

(J/kg)
t
0
C
C
p
(J/kg.độ)
1
151,1
2754,32
4315,08
130,26

2726,36
134,33
3616,93
2
129,26
2724,82
4264,82
105,44
2687,79
111,56
3474,44
3
104,44
2686,1
4225,77
60,7
2609,59
82,04
2660,67

2.5 Lập phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng và tính lƣợng hơi đốt cần thiết:


Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 19
Lớp : 07H5

Ta có:
– D

1
, D
2
, D
3
là lƣợng hơi đốt vào nồi 1, 2, 3 (kg/h)
– G
đ
, G
c
là lƣợng dung dịch đầu và cuối hệ thống (kg/h).
– W
1
, W
2
, W
3
là lƣợng 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).

– C
n1
, C
n2
, C
n3
là nhiệt dung riêng của nƣớc ngƣng 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)
–
321
,,

là nhiệt độ nƣớc ngƣng nồi 1, 2, 3, (
o
C).
– Q
tt1
, Q
tt2
, Q
tt3
là nhiệt tổn thất ra môi trƣờng nồi 1, 2, 3, (J)

Phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng: ΣQ
vào
= ΣQ
ra

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 20
Lớp : 07H5
Ta có bảng tổng kết về cân bằng nhiệt lƣợng cho mỗi nồi:
Bảng 1.8
Nồi 1
Vào
Dung dịch đầu mang vào
G
đ
.C
đ
.t
đ

Hơi đốt mang vào
D
1
.I
1

Ra
Hơi thứ mang ra
W
1
.i
1

Dung dịch mang ra
(G
đ
-W
1
)C
1
.t
1

Nƣớc ngƣng mang ra
D
1
C
n1
θ
1

Tổn thất nhiệt chung 1
Q
tt1
= 0.05D
1
.I
1

Nồi 2
Vào
Hơi đốt mang vào

D
2
I
2

Dung dịch (ở nồi 1 ra) mang vào
(G
đ
– W
1
)C
1
t
1

Ra
Hơi thứ mang ra
W
2
i
2

Dung dịch mang ra
(G
đ
–W
1
–W
2
)C

2
t
2

Nƣớc ngƣng mang ra
D
2
C
n2
θ
2

Tổn thất nhiệt chung 2
Q
tt2
= 0.05D
2
I
2

Nồi 3
Vào
Hơi đốt mang vào
D
3
I
3

Dung dịch (ở nồi 2 ra) mang vào
(G

đ
–W
1
–W
2
)C
2
t
2

Ra
Hơi thứ mang ra
W
3
i
3

Dung dịch mang ra
(G
đ
–W
1
–W
2
–W
3
)C
3
t
3

Nƣớc ngƣng mang ra
D
3
C
n3
θ
3

Tổn thất nhiệt chung 3
Q
tt3
= 0.05D
3
I
3


Viết phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng cho từng nồi:
 Nồi 1:

)()()95,0(
05,0)(
1111111111
111111111111
đđđn
nđđđđ
tCtCGitCWCID
IDCDtCWGiWIDtCG






 Nồi 2:
Ở nồi 2, chú ý: D
2
= W
1

2222222212222111
05,0)()( IDCDtCWWGiWIDtCWG
ndđ



Biến đổi ta đƣợc:
)()()95,0(
1122222222221121
tCtCGitCWCtCtCIW
dn


(2)


Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 21
Lớp : 07H5

 Nồi 3:

333333333222133
05,0)()( IDCDtCWGiWtCWWGID
ndd



Ở nồi 3, chú ý: D
3
= W
2
và W = W
1
+ W
2
+ W
3

Biến đổi, ta đƣợc:
)()()()95,0(
333223332213223332
tCiWtCtCGitCWitCCIW
dn


(3)
Giả thiết nhiệt cung cấp cho quá trình cô đặc chỉ là nhiệt ngƣng tụ thì có thể xem nhiệt
độ nƣớc ngƣng bằng nhiệt độ hơi đốt:

hd
t


Từ phƣơng trình (2) và (3), với số liệu ở bảng trên, ta tính đƣợc:



Suy ra:



Tính sai số theo công thức:

Bảng 1.9

Theo CBVL, kg/h
Theo CBNL, kg/h
Sai số, %
Nồi 1 (W
1
)
3966,15
3844,71
3,15
Nồi 2 (W
2
)
3888,38
3881,34

0,18
Nồi 3 (W
3
)
3812,14
3940,62
3,26

Lƣợng hơi đốt vào nồi 1 tính theo phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng nồi 1:
D
1
= 5189,65 (kg/h)
2.6. Các thông số kĩ thuật chính:
2.6.1 Độ nhớt:
Ta sử dụng công thức Paplov:
k
tt



21
21


1939157,59W
1
– 2300162,998 W
2
= -1472212386 (2)

2221964,68W
1
+ 4332432,83W
2
= 25358445797 (3)
W
1
= 3844,71 (kg/h)

W
2
= 3881,34 (kg/h)
W
3
= W– (W
1
+ W
2
) = 3940,62 (kg/h)

%100.
)(
)()(
ptcbnlW
ptcbvlWptcbnlW
i
ii




Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 22
Lớp : 07H5

Trong đó: t
1
, t
2
nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt tƣơng ứng
21
,
TT

.

21
,

là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tƣơng ứng.
Nồi 1: x
1
= 13,59 %, chọn chất chuẩn là nƣớc .
 t
1
= 20
0
C, tra bảng I.44/41-[1], đƣợc khối lƣợng riêng d
1

= 1,125 g/cm
3
.
Sử dụng công thức sau để tính nồng độ đƣơng lƣợng :
138
.10%.
.2
10%.
.
dC
M
dC
nnCC
MN


Trong đó : C% là nồng độ dung dịch K
2
CO
3
.
n là tổng điện tích của ion K
+
trong phân tử.
d là khối lƣợng riêng của dung dịch K
2
CO
3
.
Suy ra: C

N
= 2,21 (dlg/l)
Tra toán đồ I.21/102-[1], ta có
1T

= 1,4. 10
-3
(N.s/m
2
)


Nhiệt độ của H
2
O tƣơng ứng với
1T

:
1

= 7,67
0
C
 t
2
= 40
0
C, tra bảng I.44/41-[1], đƣợc khối lƣợng riêng d
2
= 1,116 g/cm

3
.
Suy ra: C
N
= 2,2 (dlg/l)
Tra toán đồ I.21/102-[1], ta có
2T

= 0,92. 10
-3
(N.s/m
2
)


Nhiệt độ của H
2
O tƣơng ứng với
2

:
2

= 23,76
0
C
 Suy ra K = 1,243. Mà

T
s

là nhiệt độ sôi dung dịch nồi 1 : T
s
= 134,33
o
C
Suy ra:
C
s


 65,9976,23
242,1
4033,134


Tra bảng I.104/96-[1], µ
1
= 2,85.10
-4
(N.s/m
2
)
Nồi 2: x
2
= 21%, chọn chất chuẩn là H
2
O
 t
1
= 20

0
C, tra bảng I.44/41-[1], đƣợc khối lƣợng riêng d
1
= 1,2 g/cm
3
.
Sử dụng công thức sau để tính nồng độ đƣơng lƣợng :
Suy ra: C
N
= 3,65 (dlg/l)
Tra toán đồ I.21/102-[1], ta có
1T

= 1,75. 10
-3
(N.s/m
2
)


Nhiệt độ của H
2
O tƣơng ứng với
1T

:
1

= 0,688
0

C
2
2
2
2







K
tt
K
tt
s
s
s
s

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 23
Lớp : 07H5
 t
2
= 40
0
C, tra bảng I.44/41-[1], đƣợc khối lƣợng riêng d

2
= 1,19 g/cm
3
.
Suy ra: C
N
= 3,62 (dlg/l)
Tra toán đồ I.21/102-[1], ta có
2T

= 1,26. 10
-3
(N.s/m
2
)


Nhiệt độ của H
2
O tƣơng ứng với
2

:
2

= 11,31
0
C
 Suy ra K = 1,882. Mà

T
s
là nhiệt độ sôi dung dịch nồi 1 : T
s
= 111,56
o
C
Suy ra:
C
s


 33,4931,11
882,1
4056,111


Tra bảng I.104/96-[1], µ
2
= 5,56.10
-4
(N.s/m
2
)

Nồi 3: x
2
= 45%, chọn chất chuẩn là dung dịch NaCl 15%.
 t
1

= 20
0
C, tra bảng I.44/41-[1], đƣợc khối lƣợng riêng d
1
= 1,475 g/cm
3
.
Sử dụng công thức sau để tính nồng độ đƣơng lƣợng :
Suy ra: C
N
= 9,62 (dlg/l)
Tra toán đồ I.21/102-[1], ta có
1T

= 3,21. 10
-3
(N.s/m
2
)


Nhiệt độ của dung dịch NaCl 15% tƣơng ứng với
1T

:
1

= -8,52
0
C

 t
2
= 40
0
C, tra bảng I.44/41-[1], đƣợc khối lƣợng riêng d
2
= 1,464 g/cm
3
.
Suy ra: C
N
= 9,55 (dlg/l)
Tra toán đồ I.21/102-[1], ta có
2T

= 2,677. 10
-3
(N.s/m
2
)


Nhiệt độ của dung dịch NaCl 15% tƣơng ứng với
2

:
2

=-3,71
0

C
 Suy ra K = 4,153. Mà

T
s
là nhiệt độ sôi dung dịch nồi 1 : T
s
= 82,04
o
C
Suy ra:
C
s


 41,6)71,3(
153,4
4004,82


Tra bảng I.105/100-[1], µ
2
= 1,898.10
-3
(N.s/m
2
)
2.6.2 Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:
Tính theo công thức (I.32/123- [1])

3

M
CA
Pd



, W/m.độ; (4.2)
2
2
2
2







K
tt
K
tt
s
s
s
s
2
2

2
2







K
tt
K
tt
s
s
s
s

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 24
Lớp : 07H5
Trong đó: C
p
- nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch , J/kg.độ;
ρ- khối lƣợng riêng của dung dịch , kg/m
3
;
M- khối lƣợng mol của dung dịch, g/mol ;
A- hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng; lấy A = 3,58.10

-8
;
Trong đó: M = m
i
M
ct
+ (1- m
i
) M
H2O

Mà:
OH
i
ct
i
ct
i
i
M
x
M
x
M
x
m
2
)1( 



Với M
ct
= 138 (g/mol); M
H2O
= 18 (g/mol),
Nồi 1: Với x
1
= 13,59%, tính đƣợc m
1
= 0,0201
M
1
= m
1
.M
ct
+ (1- m
1
).M
H2O

= 0,0201. 138 + (1 – 0,0201).18
= 20,41

3
8
3
1
1

41,20
83,1080
.83,1080.93,3616.10.58,3


M
CA
Pd


= 0,526 (W/m.độ)
Nồi 2: Với x
2
= 21% tính đƣợc m
2
= 0,0335
M
2
= m
2
.M
ct
+ (1- m
2
).M
H2O

= 0,0335.138 + (1 – 0,0335).18
= 22,02

3
8
3
2
2
222
02,22
02,1154
.02,1154.44,3474.10.58,3


M
CA
Pd


=0,537 (W/m.độ)
Nồi 3: Với x
3
= 45% tính đƣợc m
3
= 0,0335
M
3
= m
3
.M
ct
+ (1- m
3

).M
H2O

= 0,0964.138 + (1- 0,0964).18
= 29,57

3
8
3
3
3
333
57,29
67,1422
.67,1422.67,2660.10.58,3


M
CA
Pd


=0,493 (W/m.độ)
2.6.3 Hệ số cấp nhiệt:
Mô tả sự truyền nhiệt qua thành ống:
Ở đây ta dùng hơi nƣớc bão hòa làm hơi đốt đi ngoài ống, còn dung dịch cô đặc
đi trong ống. Do đó khu vực sôi bố trí bên trong ống còn phía ngoài ống là lớp nƣớc

Đồ án quá trình thiết bị GVHD: Ths. Lê Ngọc Trung

SVTH: Nguyễn Minh Tuấn Trang 25
Lớp : 07H5
ngƣng tụ. Màng nƣớc ngƣng này ảnh hƣởng đến quá trình truyền nhiệt. Còn sát thành
ống sẽ có một lớp cặn dung dịch bám vào,vì vận tốc khu vực này gần bằng không. Lớp
cặn này cũng ảnh hƣởng đến qua trình truyền nhiệt.
Quá trình truyền nhiệt từ hơi đốt đến dung dịch trong ống dẫn gồm ba giai
đoạn:
- Truyền nhiệt từ hơi đốt đến bề mặt ngoài của ống truyền nhiệt với hệ số cấp
nhiệt là α
1
với nhiệt tải là q
1
(W/m
2
).
- Dẫn nhiệt qua ống truyền nhiệt có bề dày là δ, m;
- Truyền nhiệt từ ống truyền nhiệt vào dung dịch với hệ số cấp nhiệt là α
2
với
nhiệt tải riêng là q
2
(W/m
2
).
a) Giai đoạn cấp nhiệt từ hơi đốt đến thành thiết bị:
Theo định luật Niutơn ta có:
q
1
= α
1

.Δt
1
(4.3)
Trong đó Δt
1
hiệu số nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi ngƣng tụ (nhiệt độ bão hòa) và
nhiệt độ thành Δt
1
=t
bh
– t
T
;
Ở đây ta chọn Δt
1(n1)
= 1,36
0
C, Δt
1(n2)
=1,15
0
C, Δt
1(n3)
= 1,21
0
C.
Đây là trƣờng hợp nƣớc ngƣng chảy thành dòng, khi đó hệ số cấp nhiệt tính
theo công thức Nuxen:

4

1
1
.
.04,2
Ht
r
A



, [W/m
2
.độ] (V.101/28 – [1]) (4.4)
H- chiều cao của ống truyền nhiệt H= 3m;
Trong đó: A =
25,0
32
)(


, đối với nƣớc giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng
t
m
, còn r là ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt. Tra bảng I.250/312 – [1] ta có:
Bảng 1.9

Nhiệt độ hơi đốt t,
0
C
Nhiệt hóa hơi r

hh
.10
-3
J/kg
Nồi 1
151,1
2116,59
Nồi 2
129,26
2181,22
Nồi 3
104,44
2249,35

Mà ta có: t
m
= 0,5(t
T
+ t
bh
), mà t
T
=t
bh
– Δt
1