THIẾT kế hệ THỐNG cô đặc 3 nồi DUNG DỊCH ĐƯỜNG

LBTBKHN

Ket-noi.com Dien dan giao duc hang dau

1


LBTBKHN

LỜI NÓI ĐẦU
Theo chƣơng trình đào tạo ngành công nghệ thực phẩm, sinh viên sẽ thực hiện
đồ án môn quá trình và thiết bị chuyển khối. Việc thực hiện đồ án nhằm giúp
sinh viên làm quen với việc thiết kế một thiết bị chế biến và lựa chọn vật liệu
thích hợp. Đồng thời, đồ án này còn giúp sinh viên tổng hợp đƣợc kiến thức
đã học ở các môn cơ sở.
Đƣợc sự hƣớng dẫn của thầy Tôn Thất Minh, em đã thực hiện đồ án môn quá
trình và thiết bị chuyển khối
với đề tài:“Thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi dung dịch đường “

TB

KH

N

Tuy đã có nhiều cố gắng trong việc thực hiện đồ án, nhƣng với kiến thức còn
hạn chế, quyển đồ án này vẫn có những thiếu sót không mong muốn, rất mong
nhận đƣợc sự đóng góp của quý Thầy, Cô cũng nhƣ các bạn trong ngành Công
nghệ thực phẩm để bản thân rút ra kinh nghiệm và thành công hơn trong
những đề tài tiếp theo.

LB

Cuối cùng, xin chân thành cám ơn các Thầy cô trong bộ môn Công nghệ thực
phẩm đã tạo điều kiện cho em thực hiện đồ án này. Em xin cám ơn sự giúp đỡ
tận tình của thầy Tôn Thất Minh trong suốt thời gian thực hiện đồ án cùng các
anh chị trong ngành cũng nhƣ các bạn cùng lớp !
Xin chân thành cảm ơn !

Sinh viên thực hiện
Lê Bá Tân

2


LBTBKHN

MỤC LỤC
LỜI NÓI ĐẦU ………………………………………………………………..2
MỤC LỤC……………………………………………………………………..3
PHẦN 1: GIỚI THIỆU ……………………………………………………….6
I.TỔNG QUAN VỀ ĐƢỜNG MÍA ………………………………………….6
II.GIỚI THIỆU SƠ LƢỢC VỀ CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ ĐẶC………….7
1.Giới thiệu chung về cô đặc…………………………………………………7

N

2.Phân loại…………………………………………………………………….8

KH

3.Thiết bị ống tuần hoàn trung tâm ………………………………………….10

ĐIỀU KIỆN BAN ĐẦU………………………………………….11
CÂN BẰNG VẬT CHẤT……………………………………….11
1. Tổng lƣợng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống…………………….11
2. Tính sơ bộ lƣợng hơi thứ bốc ra mỗi nồi…………………….12
3. Nồng độ cuối của dung dịch trong từng nồi………………….12
CÂN BẰNG NHIỆT LƢỢNG………………………………….13
1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi………………………..13
2. Xác định nhiệt độ tổn thất trong quá trình bốc hơi……………15

LB

I.
II.

TB

PHẦN 2: THIẾT BỊ CHÍNH ……………………………………………….11

III.

a.Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao ( )…………15
b. Tổn thất nhiệ độ do áp suất thủy tĩnh…………………16
c.Tổn thất nhiệt do trở lực thủy lực trên đƣờng ống (

)……17

3.Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi………………17
3

LBTBKHN

4. Cân bằng nhiệt lƣợng…………………………………………18
a. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi………………18
b. Lập phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng………………………19
IV.

TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT……………22
1.Tính nhiệt lƣợng do hơi đốt cung cấp………………………………22
2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi ……………………………22
a. Nhiệt tải riêng trung bình ………………………………………22
b. Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi ngƣng tụ………………………23
c. Tính hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi ………………………25
3.Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực mỗi nồi…………………………….…27
4.Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích…………………………...27

N

5. Diện tích bề mặt truyền nhiệt…………………………………….28

KH

V. TÍNH KÍCH THƢỚC BUỒNG BỐC VÀ BUỒNG ĐỐT………..28

TB

1. Kích thƣớc buồng bốc………………………………….............28
a. Đƣờng kính buồng bốc……………………………………………..28

LB

b. Chiều cao buồng bốc ………………………………………………30
2. Kích thƣớc buồng đốt………………………………………………30
a. Xác định số ống truyền nhiệt……………………………………….31
b. Đƣờng kính ống tuần hoàn trung tâm………………………………31
c.Đƣờng kính buồng đốt………………………………………………32
VI.TÍNH KÍCH THƯỚC CÁC ỐNG DẪN LIỆU , THÁO LIỆU……………..32

PHẦN 3: THIẾT BỊ PHỤ……………………………………………..34
1.Thiết bị ngƣng tụ Baromet…………………………………………34
a. Lƣợng nƣớc lạnh tƣới vào thiết bị ngƣng tụ………………..........34
4


LBTBKHN

b. Thể tích không khí và khí không ngƣng cần hút ra khỏi thiết bị……34
c.Các kích thƣớc chủ yếu của thiết bị ngƣng tụ Baromet………………35
2. Tính bồn cao vị……………………………………………………….38
3.Tính bơm chân không…………………………………………………40
4.Tính bơm nƣớc vào thiết bị ngƣng tụ,bơm nhập liệu……………….41

LB

TB

KH

N

TÀI LIỆU THAM KHẢO………………………………………………44

5


LBTBKHN

PHẦN 1:

GIỚI THIỆU

I.TỔNG QUAN VỀ MÍA ĐƢỜNG

LB

TB

KH

N

Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở
nước ta. Do nhu cầu thò trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô
nhỏ ở nhiều đòa 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 cộng 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…
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 vàkhông chế biến kòp 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 Bình Dương, Quãng Ngãi,
Tây Ninh, … nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp
ứng là rất khó. Bên cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của
các nhà máy đường, cộng với công nghệ lạc hậu, thiết bò cũ kỹ đã ảnh
hưởng mạnh đến quá trình sản xuất.
6


LBTBKHN

Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng
nhà máy, đổi mới dây chuyền thiết bò công nghệ, tăng hiệu quả các quá
trình là hết sức cần thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bò từ ngay bây giờ.
Trong đó, cải tiến thiết bò 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.
Một vài số liệu về sản lượng đường trên thế giới (đơn vò tính: 1000 tấn):
1945-

Năm

Sản lượng

1965-

1977-

1978-

1979-

1980-

1981-

1946

19521953

1966

1978

1979

1980

1981

1982

19934

35486

63097

92280

91858

88920

91000 97900

II.GIỚI THIỆU SƠ LƢỢC VỀ CƠ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CƠ ĐẶC

N

1.Giới thiệu chung về cơ đặc

KH

Cơ đặc là q trình làm tăng nồng độ một cấu tử nào đó trong dung dịch
hay nhiều cấu tử, bằng cách tách một phần dung mơi ra khỏi dung dịch

TB

ở dạng hơi, còn dung chất hòa tan trong dung dịch khơng bay hơi, do đó

LB

nồng độ của dung chất sẽ tăng dần lên.
Q trình cơ đặc thƣờng đƣợc tiến hành ở trạng thái sơi nghĩa là áp suất hơi
riêng phần của dung mơi trên bề mặt dung dịch bằng áp suất làm việc của
thiết bị.
Q trình cơ đặc thƣờng đƣợc ứng dụng rộng rãi trong cơng nghiệp
hóa chất
thực phẩm nhƣ cơ đặc muối, đƣờng, sữa,…
Hơi của dung mơi đƣợc tách ra trong q trình cơ đặc đƣợc gọi
là hơi thứ, hơi thứ ở nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng cho một thiết
bị khác, nếu dùng hơi thứ để đun nóng một thiết bị ngồi hệ thống cơ
đặc gọi là hơi phụ.
7


LBTBKHN

Truyền nhiệt trong quá trình cô đặc có thể thực hiện trực tiếp hoặc
gián tiếp, khi truyền nhiệt trực tiếp thƣờng dùng khói lò cho tiếp xúc
với dung dịch, còn truyền nhiệt gián tiếp thƣờng dùng hơi bão hòa để
đốt nóng.
Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau, khi làm
việc ở áp suất thƣờng thì có thể dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp
suất khác (chân không hoặc áp suất dƣ) thì dùng thiết bị kín.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành liên tục hay gián đoạn trong
thiết bị một
nồi hoặc nhiều nồi.
Khi cô đặc một nồi, nếu muốn sử dụng hơi thứ để đốt nóng lại

N

thì phải nén hơi thứ đến áp suất của hơi đốt (gọi là thiết bị có bơm

KH

nhiệt).

TB

Khi cô đặc nhiều nồi thì dung dịch đi từ nồi nọ sang nồi kia, hơi
thứ của nồi trƣớc làm hơi đốt cho nồi sau.

LB

2.Phân loại

Có nhiều cách phân loại khác nhau nhƣng tổng quát lại cách phân
loại theo đặc điểm cấu tạo có 6 loại đƣợc chia làm ba nhóm chủ yếu sau
đây:
- Nhóm 1: Dung dịch đối lƣu tự nhiên.
+ Loại 1: Có buồng đốt trong; có thể có ống tuần hoàn trong hay ống
tuần hoàn ngoài.
+ Loại 2: Có buồng đốt ngoài.
- Nhóm 2: Dung dịch đối lƣu cƣỡng bức (tuần hoàn cƣỡng bức)
+ Loại 3: Có buồng đốt trong, có ống tuần hoàn ngoài.
8

LBTBKHN

+ Loại 4: Có buồng đốt ngoài, có ống tuần hoàn ngoài.
- Nhóm 3: Dung dịch chảy thành màng mỏng.
+ Loại 5: Màng dung dịch chảy ngƣợc lên, có thể có buồng đốt
trong hay
ngoài.
+ Loại 6: Màng dung dịch chảy xuôi, có thể có buồng đốt trong hay
ngoài.
3.Thiết bị ống tuần hoàn trung tâm
a. Cấu tạo: gồm
- Phòng đốt.
- Ống truyền nhiệt

KH

b. Nguyên tắc hoạt động

N

- Ống tuần hoàn.

TB

Dung dịch ở phòng đốt đi trong ống còn hơi đốt đi vào khoảng trống
phía ngoài ống. Khi làm việc, dung dịch ở trong ống truyền nhiệt sôi tạo

LB

thành hỗn hợp hơi - lỏng có khối lƣợng riêng giảm đi và bị đẩy từ

dƣới lên trên miệng ống, còn trong ống tuần hoàn thể tích của dung
dịch trên một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn so với ống truyền
nhiệt, do đó lƣợng hơi tạo ra trong ống ít hơn, vì vậy, khối lƣợng riêng
của hỗn hợp hơi – lỏng ở đây lớn hơn trong ống truyền nhiệt, sẽ bị
đẩy xuống dƣới. Kết quả là trong thiết bị có chuyển động tuần hoàn tự
nhiên từ dƣới lên trong ống truyền nhiệt và từ trên xuống trong ống tuần
hoàn.
Tốc độ tuần hoàn càng lớn thì tốc độ cấp nhiệt của dung dịch càng
tăng và làm
giảm sự đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt.
9


LBTBKHN

Quá trình tuần hoàn tự nhiên của thiết bị đƣợc tiến hành liên tục
cho đến khi
nồng độ dung dịch đạt yêu cầu thì mở van đáy để tháo sản phẩm ra.
c. Ưu và nhược điểm
- Ƣu điểm: + Thiết bị cấu tạo đơn giản , dễ sửa chữa và làm sạch
+ Hệ số truyền nhiệt K khá lớn
+ Khó bị đóng cặn trên bề mặt gia nhiệt nên có thể dùng để cô
đặc
dung dịch dễ bị bẩn tắt .
+ Dung dịch tuần hòan tự nhiên giúp tiết kiệm đƣợc năng
lƣợng.
.

LB

TB

KH

N

- Nhược điểm: Tốc độ tuần hoàn giảm dần theo thời gian vì ống tuần
hoàn trung tâm cũng bị đun nóng

10


LBTBKHN

PHẦN 2: THIẾT BỊ CHÍNH
I. Điều kiện ban đầu
+ Dung dịch đường mía
+Nồng độ dịch đường : XD= 13 %; XC = 60 %
+ Năng suất :

1000 tấn nƣớc mía/ngày = 41 666,7 kg/h

+ Nước mía cô đặc = lượng mía
+ Hơi thứ nồi cuối : 66 oC
+Hơi nước bão hòa : 127 oC
+Hơi thứ nồi 1 đun nóng đường và 13% nước mía

N

+Hơi thứ nồi 2 để đun nóng nước mía từ 40 độ C đến 85 độ C

KH

+ Hơi thứ nồi 3 để đun nóng nước mía từ 25 độ C đến 65 độ C

TB

II. Cân bằng vật chất:

LB

1.Tổng lƣợng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống
Áp dụng công thức: W  Gđ (1 

xđ
)
xc

tấn/ngày công thức VI.1 sổ tay

hóa công 2, trang 55.

Trong đó:
W: lƣợng hơi thứ của toàn hệ thống
: lƣợng dung dịch ban đầu
,

, kg/h
, kg/h

: nồng độ đầu, cuối của dung dịch ,Bx ( % khối lƣợng)

Thay số vào ta có
11


LBTBKHN

(

)

(

)

kg/h

2. Tính sơ bộ lƣợng hơi thứ bốc ra mỗi nồi
Giả thiết lượng hơi thứ ở các nồi như sau (sau quá trình tính lặp và
kiểm tra):
W1= 1,2W2 , W2 = 1,1W3
W = W1 + W2 + W3 = 32638.89 , kg/h
 W1 = 12597.47 kg/h
W2 = 10497.89 kg/h

N

W3 = 9543.54 kg/h

KH

3. Nồng độ cuối của dung dịch trong từng nồi:

TB

Gc = Gđ – W

LB

= 41666.67 - 32638.89 = 9027.78 kg
x1 

G d  xd

Gd

 W1

=

–

= 18.63

x2 

=

% khối lượng; 5.26[1]

% khối lƣợng

G d  xd
Gd  (W2 +W3)

–

12


LBTBKHN

= 29.17

G d  xd
Gd W1+W2+W3

x3 

=

% khối lƣợng

–

= 60

% khối lƣợng

x1, x2 , x3 - nồng độ cuối của dung dịch trong các nồi, % khối
lƣợng;

TB

III. Tính cân bằng nhiệt lượng

KH

N

W1, W2, W3 - lượng hơi thứ bốc lên từ các nồi, kg/h;
xđ - nồng độ đầu của dung dịch, % khối lượng;
Gđ - lượng dung dịch đầu, kg/h;

LB

1.Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi

Hơi thứ nồi cuối t3= 66 oC
Suy ra P3= 0.265 at (tra bảng I.250/312 [4])
Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối bằng nhiệt độ thiết bị ngưng tụ cộng
thêm 1oC
 to tại thiết bị ngưng tụ = 65 oC

Tra bảng I.250/312 [4]] Áp suất tại thiết bị ngưng tụ :
0,255 at

Hơi bão hòa có nhiệt độ t= 127 oC
 áp suất hơi đốt cho nồi 1 là: P1 = 2.60 at (tra bảng

I.250/313 [4])
13


LBTBKHN

Hiệu số áp suất cho cả hệ thống:
P = P1 – Pnt = 2.60 – 0,255 = 2.345 at

Chọn tỷ lệ hiệu số áp suất cho các nồi như sau: P1/P2 = 2,0 ,
P2/P3 = 2,0
Mà: P1 + P2 +P3 = P = 2.345 at
Suy ra:
P1 = 1.340 at
P2 = 0.670 at
P3 = 0.335 at
Ta có:

P1 = P1 – P2

Với:

TB

P2 = P1 - P1 = 2.60 – 1.340 = 1.26 at
P3 = P2 - P2 = 1.26 – 0.670 = 0,59 at

LB

Suy ra:

KH

N

P2 = P2 – P3
P3 = P3 – Pnt

P1,P2, P3: áp suất hơi đốt nồi 1, 2 và 3 (at)
Pnt : áp suất ở thiết bị ngưng tụ (at)
P1, P2,P3 : hiệu số áp suất nồi 1 so với nồi 2, nồi 2 so
với nồi 3, nồi 3 so với thiết bị ngưng tụ (at)
P: hiệu số áp suất cho cả hệ thống (at)
Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trƣớc trừ đi
1 (1 chính là tổn thất nhiệt độ do trở lực thuỷ học trên ống dẫn),
còn nhiệt độ hơi thứ của nồi cuối cùng thì bằng nhiệt độ ở thiết bị
ngƣng tụ cộng thêm 1oC. (trang 106 [2])

Bảng 1: Áp suất, nhiệt độ của hơi đốt và hơi thứ ở mỗi nồi
14


LBTBKHN

Nồi 1

Hơi
đốt
Hơi
thứ

P (at)

T(oc)

2.60

127

Nồi 2
P
T (o(at)
c)

P
(at)

1.26

0,59

105

Nồi 3

0,26
1.3
106 0.62 86
5
(tra bảng I.250, I.251 [4])

TBNT

T(oc) P (at)

T(oc)

85
66

0,25
5

65

2.Xác định nhiệt độ tổn thất trong quá trình bốc hơi
a.Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao ( ):

N

Áp dụng công thức Tisenco (công thức VI.10,trang 59, [2] )

KH

Trong đó :

TB

tổn thất nhiệt độ ở áp suất thƣờng, tính gần đúng theo
công thức VI.9 , trang 58,[2]

LB

=0,52N , oC (N là số mol đƣờng tan trong 1 lít nƣớc) Tra
đồ thị hình VI.2 trang 60 sổ tay 2
: hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp suất
thƣờng
(

)

: nhiệt độ hơi thứ nồi thứ i
: ẩn nhiệt hóa hơi của hơi ở nhiệt độ

(tra bảng I.250 ,

trang 312, [1] )
Từ đó ta lập đƣợc bảng sau :
15


LBTBKHN

Đại

r.
(j/kg)

( )

(%)

lƣợng
Nồi
Nồi 1

18,63

0,45

106

2243,4

0,47

Nồi 2

29,17

0,85

86

2293,6

0,77

Nồi 3

60

3,45

66

2243,76

2,74

Từ đây ta có tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao:

∑
b.Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh
Nhiệt độ sôi của dung dịch cô đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh (tổn
thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao):

KH

N

” = tsdd(Ptb) - tsdd(Po) = tsdm( Ptb) - tsdm(Po)
Chiều cao thích hợp của dung dịch sôi trong ống truyền nhiệt: (tính theo
kính quan sát chỉ mức)

LB

TB

Hop = [0,26 + 0,0014(dd – dm)]H (m)

2.20/108
[3]

Áp suất ở lớp chất lỏng trung bình:
0.5 hhgH op

Ptb = Po + 9.81 *10 4
2.19/108

= Po+ p (at)
[3]

Trong đó:
dd

: Khối lượng riêng dung dịch theo nồng độ cuối (ở nhiệt độ
ts, không kể lẫn bọt hơi), kg/m3;

dm : Khối lượng riêng dung môi , kg/m3;
H
: Chiều cao ống truyền nhiệt, m;  Chọn H = 2,5m
Po
: Áp suất trên mặt thoáng dung dịch lấy bằng áp suất hơi
thứ, at;
g
: gia tốc trọng trường, lấy g = 9,81 m/s2
16


LBTBKHN

Ta lấy: hh = 0,5dd

CT trang 108[3]

Bảng 3: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh
dd

dm

(kg/m3)
1276.68
1125.17
1288.73

Nồi I
Nồi II
Nồi III
Tổng 3 nồi

Hop
(m)

Ptb
(at)

tsdm (Ptb)

(kg/m3)
( C)

954.5 1,078 1.329
106.4
968.7 1,198 0.654
87.2
980.6 1.728 0.321
69.1
∑” = 7.7
o

Po
(at)
1.3
0.62
0,265

tsdm (Po)
o

( C)
105
85
65

”
o

( C)
1.4
2.2
4.1

Lưu ý: với dd là khối lƣợng riêng dung dịch theo nồng độ cuối ở tsdd(Ptb) (
là nhiệt độ đang cần xác định ) , nên ta cần chọn một nhiệt độ thích hợp ( chọn
t = tsdm 0C) để tính dd ( do  thay đổi không đáng kể trong một khoảng

N

nhiệt độ nhỏ

KH

c.Tổn thất nhiệt do trở lực thủy lực trên đƣờng ống (

)

 ∑

3 , oC

LB

TB

Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang nồi
khác và từ nồi cuối đến thiết bị ngƣng tụ là 1 . Do đó:

Tổn thất chung trong toàn hệ thống :
∑

∑

∑

∑

3,98 + 7,7 + 3 = 14,68 ,

3.Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
Theo định nghĩa, hiệu số nhiệt độ hữu ích là:
ti = tch - ∑

III-9/111

[2]

Mà: tch = T – tng
Hoặc:

ti = T – ts

III-10/111
[2]
Mà: ts = t’ + ’ + ’’

17


LBTBKHN

Vậy hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:

tiI = TI – tsI = TI – (tI’ + I’ + I’’)
tiII = TII– tsII = TII – (tII’ + II’ + II’’)

Nồi I:
Nồi II:

tiIII = TIII– tsIII = TIII – (tIII’ + III’ + III’’)

Nồi III:

KH

Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống:
∑ti = tiI + tiII + tiIII

N

Trong đó:

tiI, tiII,tiIII : Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở nồi I, nồi II, nồi III, oC
TI, TII, TIII
: Nhiệt độ hơi đốt nồi I, nồi II, nồi III, oC
tI’, tII’ ,tIII’
: Nhiệt độ hơi thứ nồi I, nồi II, nồi III, oC
tsI, tsII, tsIII
: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi I, nồi II, nồi III, oC
I’, II’,III’
: Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở nồi I, nồi II, nồi III, oC
I’’,II’’,III’’
: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ở nồi I, nồi II, nồi III, oC

( C)
Nồi I
Nồi II
Nồi III

127
105
85

t’

’

”

( C)
106
86
66

o
( C)

o
( C)

0.47
0.77
2.74

1.4
2.2
4.1

LB

T
o

TB

Bảng 4: Hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi

Tổng 3 nồi

o

ts
o

( C)
107.87
88.97
72.84

ti
o

( C)

19.13
16.03
12.16

∑ti = 19.13+16.03+12.16= 47.32

4.Cân bằng nhiệt lƣợng:
a, Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi :
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x < 20%
18


LBTBKHN

C = 4186.(1 - x), J/kg.độ;
I.43/152
x: nồng độ chất hòa tan, phần khối lượng(%);

[4]

Nhiệt dung riêng dung dịch đầu: Cđ = 4186.(1 - 0,13) = 3641.82 J/kg.độ;

Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x > 20%
C = Cht.x + 4186.(1 - x), J/kg.độ;
I.44/152
Cht: nhiệt dung riêng của chất hoà tan (J/kg.độ);

[4]

[4]

TB

: khối lượng mol của hợp chất
: nhiệt dung riêng của đơn chất
: số nguyên tử trong phân tử

LB

M
Ci
Ni

I.41/152

KH

Theo công thức:
MC6H12O6 .Cht = Ci.Ni

N

Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi I:
C1 = 4186.(1 - 0,18) = 3405.99 J/kg.độ;
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi II:
C2 = 1452x0,29 + 4186.(1 - 0,29) = 3388.58 J/kg.độ;
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi III:
C3 = 1452x0,6 + 4186.(1 - 0,6) =2545.6 J/kg.độ;

Ta có: CC = 7500 (J/kg.độ); Co = 16800 (J/kg.độ)

CH = 9630 (J/kg.độ)

Vậy :

Cht =

n C .C C  n O .C O  NH .CH
M C6H12O6

=

= 1452

J/kg.độ

b.Lập phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng :
D

: Lượng hơi đốt dùng cho hệ thống, kg/h.
19


LBTBKHN

Gđ
: Lượng dung dịch ban đầu, kg/h.

: Độ ẩm của hơi đốt.
i, i1, i2 : Hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi I và nồi II, J/kg.
tđ, t1, t2, t3

: Nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi I, nồi II, nồi III của dung
dịch,
Cđ, C1, C2 , C3: Nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi I, nồi II, nồi III của dd,
J/kg.độ.
1, 2,3
: Nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi I, nồi II, nồi III.

Cng1, Cng2,Cng3: Nhiệt dung riêng của nƣớc ngƣng tụ ở nồi I, nồi
II, nồi III J/kg.độ.
Qxq1, Qxq2, Qxq3: Nhiệt mất mác ra môi trường xung quanh, J.
Phương trình cân bằng nhiệt lượng:
(1)

Nồi II: W1i1+(Gđ –W3)C3t3 = W2i2 + (Gđ – W2 – W3)C2t2 + W1Cng22 + Qxq2

(2)

KH

N

Nồi I: Di + (Gđ -W2 – W3)C2t2 = W1i1 + DCng1θ1 + (Gđ – W)C1t1 + Qxq1

NồiIII: W2i2+GđCđtđ = W3i3 + (Gđ - W3)C3t3 + W1Cng22 + Qxq3

TB

Cho:

(4)

W = W1 + W2 + W3
Qxq1 = 0,05 D(i – Cng11) (5)
Qxq2 = 0,05 W1(i1 – Cng22)

LB

Mà:

(3)

Qxq3 = 0,05 W2(i2 – Cng33)

Xem hơi đốt và hơi thứ ở trạng thái hơi bão hoà, các thông số tra được:
Hàm nhiệt của hơi đốt và hơi thứ nồi I và nồi II:

(tra Bảng I.250/312 [4])
i = 2749.4 kJ/kg
i1 = 2691.4 kJ/kg
i2 = 2656.6 kJ/kg
i3 = 2619.26 kJ/kg
Nhiệt độ sôi của dung dịch:
tđ = 100 oC
t1 = 107.87 oC
t2 = 88.97 oC
20


LBTBKHN

t3 = 72.84 oC
Nhiệt dung riêng của dung dịch:
Cđ = 3641.82 J/kg.độ
C1 = 3405.99 J/kg.độ
C2 = 3388.58 J/kg.độ
C3 = 2545.60 J/kg.độ
Nhiệt độ nước ngưng tụ (xem như bằng nhiệt độ hơi đốt):
1 = 127 oC
2 = 105 oC
3 = 85 oC
Nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ:
(tra Bảng I.249/310 [4])
Cng1 = 4,305 kJ/kg.độ
Cng2 = 4,226 kJ/kg.độ
Cng3 = 4,201 kJ/kg.độ

KH

N

 Thay các giá trị tra đƣợc bên trên vào các phƣơng trình (2), (3),
(4), giải hệ 3 phƣơng trình 3 ẩn số W1, W2, W3, ta đƣợc:
 W1 = 12037.87 kg/h; W2 = 10644.31

TB

kg/h; W3 = 9956.71 kg/h.

Kiểm tra lại giả thiết phân phối hơi thứ ở các nồi:

LB

W1  Wn
.100%  5%
W1

III-15/114
[2]

W1

: lƣợng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị lớn

Wn

: lƣợng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị nhỏ

Nồi
Nồi I
Nồi II
Nồi III

Wgt
12597.47
10497.89
9543.54

Lượng hơi đốt dùng cho hệ thống:
Từ (1) và (5) ta có :
D=

Wtt
12037.87
10644.31
9956.71

(

)

 W

4.649 %
1.376 %
4.150 %

= 14435,2 kg/h
21


LBTBKHN

IV, TÍNH BỂ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT
Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt có thể tính theo công thức tổng quát nhƣ sau:
Q
F
(m2)
III-16/114
[2]
Kt i

Trong đó:
Q
: nhiệt lƣợng do hơi đốt cung cấp, W
Q = Dr nếu chất tải nhiệt là hơi nƣớc bão hoà.
D
: lƣợng hơi đốt, kg/s.
r
: ẩn nhiệt ngƣng tụ, J/kg.
K
: hệ số truyền nhiệt, W/m2độ.
ti : hiệu số nhiệt độ hữu ích,
.

Nồi I:
QI = Dr
,W
Nồi II: QII = W1r1 , W
Nồi III: QIII = W2r2 , W

TB

.

KH

1.Tính nhiệt lƣợng do hơi đốt cung cấp:

N

Giả thuyết quá trình truyền nhiệt là liên tục và ổn định

LB

r, r1, r2 : Ẩn nhiệt hóa hơi (ngƣng tụ) của hơi đốt ở nồi I và nồi II,
nồi III J/kg.
(tra Bảng I.250/312 [4])
Nồi

Bảng 5: Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp
D (kg/s)
r (kJ/kg)
Q (kW)

Nồi I

3.939

2143

8440,64

Nồi II

3.344

2246

7510,29

Nồi III

2.957

2296

6788,70

2.Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi
a.Nhiệt tải riêng trung bình: (trang 116 [2])
Nhiệt tải riêng của hơi đốt cấp cho thành thiết bị:
22


LBTBKHN

q1 = α1(t1 – tw1) = α1∆t1
Nhiệt tải riêng của thành thiết bị:
q

1
1  1
(t w1  t w2 )  (   )(t w1  t w2 )
r
rc1  rc2

trang 3 [5]

Nhiệt tải riêng của phía dung dịch sôi:
q2 = α2(tw2 – t2) = α2∆t2

Trong đó:
t1
: Nhiệt độ hơi đốt, oC
t2
: Nhiệt độ của dung dịch trong nồi, oC
tw1, tw2 : Nhiệt độ 2 bên thành ống, oC
α2
rc1

: Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngƣng tụ, W/m2độ.
: Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch, W/m2độ.
: Nhiệt trở cặn bẩn phía hơi đốt (nƣớc sạch)

: Nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch
= 0,387.10-3 (m2độ/W)
bảng V.1/4 [5]

c2

TB

rc2
 r

bảng V.1/4 [5]

KH

rc1 = 0,232.10-3(m2độ/W)

N

α1

LB

V
: Nhiệt trở thành thiết bị, m2độ/W.

Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là thép không rỉ X18H10T có: = 16,3
(W/m.độ) Bảng VII.7/313 [5]
 Chọn bề dày thành ống là:  v = 2,0 mm.
Tổng nhiệt trở của tường:

V
2.10 3
3
 r  rc1 
 rc 2  0.232 10 
 0.387 10 3

16.3
= 7,417.10-4 (m2.độ/W)

b.Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:
Khi tốc độ của hơi nhỏ (10 m/s) và màng nƣớc ngƣng chuyển động
dòng (Rem <100) thì hệ số cấp nhiệt α1 đối với ống thẳng đứng đƣợc
tính theo công thức sau:
23

LBTBKHN

 1  2.04A 4
  2 3 

A  




r
t 1 H

(W/m2độ) V.101/28 [5]

0.25

trang 29 [5]

Trong đó:
∆t1 = t1 – tw1
: Hiệu số nhiệt độ giữa hơi ngƣng tụ và thành
thiết bị,
.
(Chọn t1 là nhiệt độ của hơi đốt)
r
: Ẩn nhiệt ngƣng tụ của hơi bão hòa, J/kg.
H
: Chiều cao ống truyền nhiệt, m.

 Chọn H = 2,5 m.
Với nƣớc ngƣng tụ giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng.
Công thức tính nhiệt độ màng tm: trang 29 [5]
tm = 0,5(tw1 + t1)

60

80

100

155

169

179

120

KH

tm(oC) 40
139
A

N

A phụ thuộc tm (nhiệt độ màng) trang 29 [5]

188

140

160

180

200

194

197

199

199

LB

TB

Giá trị 1 đƣợc tính dƣới bảng sau: (∆t1 đƣợc giả thuyết và kiểm tra
bên dƣới)

Nồi
t1(0C) tw1(0C)
i
127 125.71
I
II 105 104.08

85
84.69
III

 t1

Bảng 6: Giá trị 1

r
0
(J/kg)
( C)
1.29 126.36 191.953 2143000
0.92 104.54 183.362 2246000
0.31 84.85 171.423 2296000
tm(0C)

H(m)

A

2,5
2,5
2,5

1.29

11180.179

14422.431

II

0.92

11758.718

10818.021

(W/m2.độ)

11180.179
11758.718
14508.267

q1 = α1∆t1
Bảng 7: Nhiệt tải riêng hơi đốt cấp cho thành thiết bị
t1(0C)
1 (W/m2.độ)
q1 (W/m2)
Nồi i
I

1 (

24


LBTBKHN

14508.267

0.31

III

4497.563

c. Tính hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi :
Giả sử chế độ sôi sủi bọt và quá trình là đối lƣu tự nhiên, ta có:

 2   n  dd
 n
Với:





 
. dd
  n

0.565





2

 C dd

 Cn

  n

  dd





 n  0.145t 2 2.33P 0.5

0.435

(W/m2độ)

(W/m 2độ)

VI.27/71

V.91/26

[5]

[5]

Trong đó:

P
∆t2

KH

N

: Áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng, (N/m2).
: Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi, oC
∆t2 = tw2 – tsdd
dd , n : hệ số dẫn nhiệt của dung dịch và nƣớc, W/m.độ
 dd  n : khối lƣợng riêng của dung dịch và nƣớc, kg/m3
,
Cdd , Cn : nhiệt dung riêng của dung dịch và nƣớc, J/kg.độ
dd , n : độ nhớt dung dịch và hơi đốt, Ns/m2

LB

TB

Xem nhƣ sự mất mát nhiệt không đáng kể.
q = q 1 = q2
tw2 = tw1 – ∆tw
 Tính hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:

 dd  AC p  .3



M

(W/m.độ)

+ Cp : Nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch (J/kgK)
+ ρ : khối lƣợng riêng của dung dịch (kg/m3)
+ M : khối lượng mol trung bình của dung dịch

M = x.MC6H12O6 + (1 - x).Mnƣớc
+ A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng đối với nƣớc
A = 3,58.10-8
Nồi i

Bảng 8: Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch
 dd(kg/m3)
Cp (J/kgK)
M (g/mol)

dd (W/m.độ)
25