Thiết kế hệ thống cô đặc nước mía 2 nồi xuôi chiều hoạt động liên tục

SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI
Đại học Quốc gia TP. Hồ Chí Minh
Trường Đại học Bách Khoa
Khoa Công nghệ Hoá học & Dầu khí
I.
BỘ MÔN MÁY & THIẾT BỊ

ĐỒ ÁN MÔN HỌC
Quá Trình & Thiết Bị
(MSMH:605040)

THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH NƯỚC MÍA HAI NỒI HOẠT ĐỘNG LIÊN
TỤC XUÔI CHIỀU

GVHD: TSKH. LÊ XUÂN HẢI
SVTH : ĐẶNG DUY KHANG
MSSV : 60101165
Lớp : HC01HCO Ngành: Hữu Cơ

1


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

MỤC LỤC
Trang
CHƯƠNG 1 : TỔNG QUAN VỀ CÔ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG --------------------------5

I. Giới thiệu chung
II. Nguyên liệu và sản phẩm ------------------------------------------------------------5
1. Đặc điểm nguyên liệu
2. Đặc điểm sản phẩm
3. Biến đổi nguyên liệu và sản phẩm
4. Yêu cầu chất lượng sản phẩm và giá trị sinh hóa
III. Cô đặc và quá trình cô đặc---------------------------------------------------------- 6
1. Định nghĩa cô đặc
2. Các phương pháp cô đặc
3. Bản chất của sự cô đặc bằng phương pháp nhiệt
4. Ứng dụng của sự cô đặc
5. Đánh giá khả năng phát triển của sự cô đặc
IV. Phân loại và đặc điểm cấu tạo thiết bị cô đặc ------------------------------------7
1. Phân loại và ứng dụng
2. Hệ thống cô đặc chân không nhiều nồi xuôi chiều liên tục
3. Các thiết bị và chi tiết
4. Yêu cầu thiết bị và vấn đề năng lượng
V. Quy trình công nghệ-------------------------------------------------------------------9
1. Nguyên lý hoạt động thiết bị cô đặc
2. Nguyên lý hoạt động thiết bị ngưng tụ Baromet
3. Nguyên tắc hoạt động của hệ thống:
CHƯƠNG 2 : CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG---------------------10
I. Dữ kiện ban đầu------------------------------------------------------------------------10
II. Cân bằng vật chất---------------------------------------------------------------------11
1. Suất lượng nhập liệu
2. Tổng lượng hơi thứ
3. Giả thiết phân phối hơi thứ trong từng nồi:
4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi:
III. Cân bằng năng lượng----------------------------------------------------------------11
1. Chế độ áp suất và nhiệt độ

2. Các tổn thất nhiệt độ
3. Cân bằng nhiệt lượng
4. Lượng hơi đốt dùng cho cô đặc
5. Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng
CHƯƠNG 3 : TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT---------------------------------------16
I. Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc------------------------------------------16
1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp
2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi :
3. Diện tích bề mặt truyền nhiệt
4. Tóm tắc tiến trình tính lập để tính nhiệt tải riêng
CHƯƠNG 4 : TÍNH THIẾT BỊ CÔ ĐẶC------------------------------------------- 23
I. Tính buồng bốc------------------------------------------------------------------------23
1. Đường kính buồng bốc
2. Chiều cao buồng bốc
II. Tính buồng đốt------------------------------------------------------------------------24
1.Xác định số ống truyền nhiệt
2. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm
3. Đường kính buồng đốt

2


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

4. Kiểm tra diện tích truyền nhiệt:
III. Tính kích thước các ống dẫn--------------------------------------------------------26
1. Ống nhập liệu nồi I:
2. Ống tháo liệu nồi I ( nhập liệu nồi II ):

3. Ống tháo liệu nồi II:
4. Ống dẫn hơi đốt nồi I:
5. Ống dẫn hơi thứ nồi I:
6. Ống dẫn hơi thứ nồi II:
7. Ống dẫn nước ngưng nồi I:
8. Ống dẫn nước ngưng nồi II:
CHƯƠNG 5 : TÍNH CƠ KHÍ CHO CÁC CHI TIẾT THIẾT BỊ------------------28
I. Tính cho buồng đốt-------------------------------------------------------------------28
II. Tính cho buồng bốc------------------------------------------------------------------29
III. Tính nắp:-----------------------------------------------------------------------------31
IV. Tính đáy:-----------------------------------------------------------------------------32
V. Tính bích:-----------------------------------------------------------------------------33
VI. Bộ phận nối buồng đốt với buồng bốc:------------------------------------------34
VI. Tính vỉ ống:--------------------------------------------------------------------------34
VII. Tính tai treo:------------------------------------------------------------------------34
1. Tính MTB:
2. Tính Mdd:
CHƯƠNG 6 : TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ-----------------------------------------37
I. Thiết bị ngưng tụ Baromet-----------------------------------------------------------37
1. Lượng nước lạnh cần tưới vào thiết bị ngưng tụ:
2. Thể tích không khí cần hút ra khỏi thiết bị ngưng tụ:
3. Các kích thước chủ yếu của thiết bị ngưng tụ Baromet:
II. Tính thiết bị gia nhiệt nhập liệu:--- --------------------------------------------- 41
III. Tính bồn cao vị:---------------------------------------------------------------------43
IV. Tính Bơm----------------------------------------------------------------------------45
1.Tính bơm chân không :
2.Tính bơm nước vào thiết bị ngưng tụ:
3.Tính bơm nhập liệu :
4.Tính bơm tháo liệu ( ở nồi 2):
V. Bề dày lớp cách nhiệt :-------------------------------------------------------------48

CHƯƠNG 7 : TÍNH GIÁ THÀNH THIẾT BỊ-----------------------------------48
I. Tính thiết bị chính :-------------------------------------------------------------------48
II. Tính thiết bị phụ:---------------------------------------------------------------------49
KẾT LUẬN VÀ NHẬN XÉT---------------------------------------------------------50
TÀI LIỆU THAM KHẢO--------------------------------------------------------------50

3


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

4


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

CHƯƠNG 1 : 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.
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 :

5


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

asparagin) của các cấu tử tạo thành các acid.
Đóng cặn dơ : do trong dung dịch chứa một số muối Ca2+ 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.
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. 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, CaCl2, 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

6


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

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:
- 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 100oC, 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.
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.

7


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

- 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.
- 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 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

8


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

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.
CHƯƠNG 2 : CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
I. Dữ kiện ban đầu
- Dung dịch nước mía.
- Nồng độ đầu xđ = 10 %, nhiệt độ đầu của nguyên liệu chọn là tđ = 30oC.

- Nồng độ cuối xc = 60%.
- Năng suất Gc = 500 (kg/h)
- Gia nhiệt bằng hơi nước bão hoà với áp suất là 3.5 at.
- Áp suất ở thiết bị ngưng tụ baromet : P = 0.5 at.
II. Cân bằng vật chất
1. Suất lượng nhập liệu
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất : Gd . xd = Gc . xc
Suy ra: Gd= = = 3000 ( kg/h)
500
Gc ..x60
c
2. Tổng lượng hơi thứ
10
xd
Áp dụng công thức: (kg/h)
x
W∑ = Gd (1 − d )
Trong đó:
xc
W
: Lượng hơi thứ của
toàn hệ thống
kg/h
Gd
: Lượng dung dịch ban đầu
kg/h
xd,xc : Nồng độ đầu,cuối của dung dịch % khối lượng
Thay số vào ta có:
kg/h.
x

10
W∑ = Gd (1 − d ) = 3000.(1 − ) = 2500 3. Giả thiết phân phối hơi
xc
60
thứ trong từng 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.
W1
≥ 1.1 ÷ 1.3 Ta chọn
W1
W2
= 1.1
Khi đó ta có hệ phương trình:
W2
W1
= 1.1
W1 + W2 = 2500
W2
Giải hệ trên có kết quả :
W1 =1309.5 kg/h
W2 = 1190.5 kg/h
4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi:
- Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1:

9


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

G d .x d
3000 × 0.1
=
= 17.75%
Gd − W1 3000 − 1309.5

xc1=
- Nồng độ cuối của
dung dịch ra khỏi nồi 2:
xc1 =
Gd .x d
3000 × 0.1
=
= 60% III. Cân bằng năng
Gd − W1 − W2 3000 − 1309.5 − 1190.5
lượng
1. Chế độ áp suất và nhiệt độ
Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc:
Chọn áp suất ngưng tụ là: Png = 0.5 at
Chọn áp suất của hơi đốt vào nồi I là : P1= 3.5 at
Khi đó hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là :
∆Pt =P1 – Png = 3.5 – 0.5 = 3 at
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa
∆P1
= 1.61 các nồi là :
∆P2
Kết hợp với phương trình : ∆P1 +
∆P2 = ∆Pt = 3 at
Suy ra : ∆P1 = 1.85 at
∆P2 = 1.15 at

Dựa vào các dữ kiện trên và tra sổ tay quá trình thiết bị tập I ta có bảng sau đây :
Nồi I
Nồi II
Tháp ngưng tụ
Loại
Áp suất Nhiệt độ
Áp suất
Nhiệt độ
Áp suất
Nhiệt độ
(at)
(0C)
(at)
(0C)
(at)
(0C)
Hơi đốt
P1= 3.50 T1=137.9
P1=1.65
T2=113.6
Png=0.5
tng=80.9
Hơi thứ
P’1=1.7
t’1 =114.6
P’2=0.52
t’2 =81.9
2. Các tổn thất nhiệt độ
∆'
a. Tổn thất do nồng độ tăng cao ()

Áp dụng công thức của Tisenco:
∆’ = ∆’o . f
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)
(273 + t 'i ) 2 f
= 16.2
t’i : nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ i
ri
ri : ẩn nhiệt hoá hơi của hơi ở
nhiệt độ t’i .
Từ các dữ kiện trên ta lập được bảng sau:

Nồi I
Nồi II

xC (%k.l)

∆’o (0C )

t’ ( 0C )

r.10-3(j/kg )

∆’i (0 C )

17.75
60

0.2
3

114.6
81.9

2221.04
2304.6

0.22
2.66

Từ đây ta có tổng tổn thất nhiệt do nồng độ tăng cao :
Σ∆’ = ∆’1 +∆’2 = 0.22+2.66 = 2.88 0C
∆' '
b. Tổn thất do áp suất thuỷ tĩnh ()
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P (N/m2), ta có:
1
∆P = ρS.g.Hop (N/m2)
2
10


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

Trong đó:
ρs : khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3)
ρs =0.5 ρdd

ρdd : Khối lượng riêng của dung dịch (kg/m3)
Hop: Chiều cao thích hợp tính theo kính quan sát mực chất lỏng (m)
Hop = [0.26+0.0014(ρdd-ρdm)].Ho
Từ ∆P ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông qua công thức:
Ptbi= P’i + ∆Pi
( i ): nồi thứ i
Tra sổ tay ta có được bảng sau:

Nồi I
Nồi II

x C ,%
17.75
60

t’ ,0C
114.6
81.9

ρdd , kg/m3
1072.95
1288.73

ρdm ,kg/m3
947.32
970.62

Coi ρdd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ đang xét.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là Ho = 1.5 m.
Nồi 1:

Hop1 = [0.26+0.0014(ρdd-ρdm)].Ho = [0.26+0.0014(1072.95 - 947.32)]1.5
= 0.65 (m)
Áp suất trung bình:
Ptb1= P’1+ ∆P1=1.76 + 0,5*0,5*1072.95*9.81*0.5249*10-5 = 1.72 at
Tra sổ tay tại Ptb1 = 1.72 (at) ta có t”1=114.86 0C.
Suy ra : ∆”1 = t”1 – t’1 = 114.86– 114.6 = 0.26 0C
Nồi 2:
Hop2 = [0.26 + 0.0014(ρdd - ρdm)].Ho = [0.26 + 0.0014.(1288.73 - 970.62)]*1.5
=1.06 (m)
Áp suất trung bình:
Ptb2= P’2 + ∆P2=0,52 + 0,5*0,5*1288.73*9.81*1.0580*10-5 = 0,55 at
Tra sổ tay tại Ptb2 = 0.55 (at) ta có t”2= 83.2 0C.
Suy ra : ∆”2 = t”2 – t”2 = 83.2 – 81.9 =1.3 0C
Vật tổn thất nhiệt của hai nồi là:
Σ∆” =∆”1+∆”2 =0.26 + 1.3 = 1.56 0C
∆' ' '
c. 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 10C. Do đó:
∆”’1 =1 0C
∆”’2 =1 0C
Σ∆”’ =∆”’1+∆”’2 = 2 0C
d. Tổng tổn thất
Σ∆ = Σ∆’ + Σ∆” + Σ∆”’ = 2.88 + 1.56 + 2 = 6.44 0C
d. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆ti1 = T1 – (T2 + Σ∆1) =137.9 – (113.6 + 0.22 + 0.26 + 1) = 22.82 0C
Nồi II: ∆ti2 = T2 – (tng + Σ∆2) =113.6– (80.9 + 2.66 + 1.3 + 1) = 27.74 0C
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆t1 = T1 – tS1 suy ra tS1 = T1 + ∆t1 = 137.9 – 22.82 = 115.08 0C

Nồi II: ∆t2 = T2 – tS2 suy ra tS2 = T2 - ∆t2 = 113.6 – 27.74 = 85.86 0C
3. Cân bằng nhiệt lượng
11


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

a. 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 (td = 115.08 oC, x = 10%)
Cd = 4190 - ( 2514 - 7,542*115.08 ).0,10 = 4025.39 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (ts1 =115.08 oC, x = 17.75%)
C1 = 4190 - ( 2514 - 7,542*115.08 ).0,1775 = 3897.82 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2 (t = 85.86 oC, x = 60%)
C2 = 4190 - ( 2514 - 7,542*85.86 ).0,6 = 3070.13 (J/Kg.độ)
b. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng
Nồi I:
D.i + Gd.Cd.td = W1.i1 + (Gd – W1)C1.t1 + D.Cng1. θ1 + Qxq1
Nồi II:
W1.i1 + (Gd –W1)C1.t1 = W2.i2 + (Gd – W)C2.t2 + W1.Cng2.θ2 + Qxq2
Trong đó:
D: lượng hơi đốt dùng cho hệ thống (kg/h)
i, i1, i2: hàm nhiệt của hơi đốt , hơi thứ nồi 1 và nồi 2 (j/kg)
td, t1, t2: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung dịch ( 0C)
Cd, C1, C2:nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung dịch

( j/kg.độ)
θ1, θ2:nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi 1 và nồi 2 (0C)
Cng1, Cng2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 (j/kg.độ).
Qxq1,Qxq: nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh ( J)
Gd : 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 - Cng1. θ1 = r(θ1)
và
i1 - Cng2. θ2 = r(θ2)
Tra sổ tay ta có bảng các thông số sau đây:
Đầu vào
Dung dịch đường
td = 115.08 0C
Cd = 4025.39 j/kg.độ
Gd = 3000 kg/h
Hơi đốt
θ1 = 137.9
iD = 2737060 j/kg
Cng1 = 4270 j/kg.độ

Đầu ra nồi I
Dung dịch đường
t1 = 115.080C
C1 = 3897.82 j/kg.độ
Hơi thứ :
W1 = 1309.5 kg/h
θ2 = 113.6 0C
i1 = 2703200 j/kg
Cng2 = 4230 j/kg.độ

Đầu ra nồi II
Dung dịch đường
t2 = 85.860C
C2 = 3070.13 j/kg.độ
G2 = 500 kg/h
Hơi thứ
W2 =1190.5 kg/h
t’2 = 81.9 0C
i2 = 2647420 j/kg

Cho : Qxp1 = 0.05.D.(i – Cng1. θ1)
Qxp2 = 0.05.W.(i1 – Cng2. θ2)
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi I là:
W .i 2 + (Gd − W ).C 2 .t 2 − Gd .C1 .t1
W2500
= .12 * 85.86 − 3000 * 3897.82 *115.08
1 = * 2647420 + (3000 − 2500) * 3070
0.95.(i1 - C ng1 . θ1 ) + i 2 − C1 .t1
=
0.95 * (2737060 − 4270 * 137.9) + 2647420 − 3897.82 *115.08
=1274.78 (kg/h)
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi II là:
W2 = W - W1=2500 –1274.78 = 1225.22 (kg/h)

12


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

c. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
C%(1) = < 5%
1274.78 − 1309.5
100% = 2.7%
C%(2) = < 5%
12251274
.22 −.78
1190.5
100% = 2Đáp
.8% ứng yêu
Vậy :
1225.22
caàu
Lượng hơi thứ nồi I
là : W1 = 1274.78 kg/h
Lượng hơi thứ nồi II là : W2 = 1225.22 kg/h
4. Lượng hơi đốt dùng cho cô đặc
Lượng hơi đốt tiêu đốt chung là:
D’ =
W1 .i1 + (Gd − W1 ).C1 .t1 − Gd .C d .t d
=
=
1274.78 * 2703200
.78) * 3897.82 * 115.08 − 3000 * 4025.39 * 115.08
0.95(i1 (−3000
C ng1 −
.θ1274
1)

=1386.76 kg/h
0.95 * (2703200 − 4270 * 137.9)
Lượng hơi đốt nồi
1 là : D = 1386.76 kg/h
5. Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng
Theo công thức 4.8, trang 182, [4] :
(kg hơi đốt / kg hơi thứ).
D 1386.76
m=
=
= 0.55
Trong đó:
W
2500
D : lượng hơi đốt dùng cô
đặc (kg/mẻ)
W : lượng hơi thứ thoát ra khi cô đặc (kg/mẻ)
CHƯƠNG 3 : TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT
I. Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc
1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp
Nồi 1:
1386.76 * 2156.3
Q1 = D.r(θ1) = = 830.63 (kW)
Nồi 2:
3600
Q2 = W1.r(θ2) = = 1274.78 * 2224.6
787.76 (kW)
3600
2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi :
tm1

T
q2
Công thức tổng quát:
tT1
tT2
K= W/m2.K
qtb
q1
t2 ∆t
i
q
tm2
Công thức tính tổng nhiệt trở :
rΣ = Σrcáu1 + δ + Σrcáu2
= 2.10
λ −3 0.232.10-3 + + 0.387.10-3
= 16.3 0.742.10-3 (m2.K/W)
Chọn :
+Σrcáu1 là nhiệt trở cặn bẩn hơi nước phía vách ngoài tường. Chọn là 0.232.10-3
(m2 .K /W) (tra bảng V.1, trang 4 , [2])
+Σrcáu2 là nhiệt trở cặn bẩn dung dịch đường phía vách trong tường. Chọn là
0.387.10-3 (m2.K /W) (tra bảng V.1, trang 4 , [2])
+=2mm : bề dày ống truyền nhiệt. δ
+Chọn loại ống truyền nhiệt là λ loại thép không rỉ X18H10T có= 16,3
(W/m.K)
13


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

Nhiệt tải riêng trung bình:
°Nồi I :
qtb1 =
q1 + q 2
Trong đó :
2
+ q1 : nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp
cho thành thiết bị. Ta có công thức tính q1:
q1= α1.∆t1 (1)
Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ống thẳng đứng được tính
theo công thức của Nusselt
α1 = 2.04A. ( W/ m2. độ ) (*)
r
4
r
=
r(θ1) = 2156300 J/kg là ẩn nhiệt
H .∆t1
ngưng tụ của hơi đốt.
H = 1.5 m: chiều cao bề mặt truyền nhiệt.
0 , 25
A là trị số phụ thuộc nhiệt độ
 ρ 2 .λ3 

A = 
ngưng tụ của nước.
µ



Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ
màng như sau :
tm (oC) 0
20
40
60
80
100
120
140
160
180
200
A 104
120
139
155
169
179
188
194
197
199
199
Với tm =
t w1 + t1
Chọn: ∆t1 = 1.740C
2
∆t1 = T – tT1 = 1.74 ⇒ tT1 = T - ∆t1

= 137.9 – 1.74 = 136.16 0C
1 1
⇒ tw1 = = = 137.03 0C
(137(.T9 + 136
t T 1 ).16)
tm = = 137.465 0C
137.1 + 137.9
2 2
⇒ A = 193.55
2
Thay các giá trị vào công thức (*) ta có:
α1 = 2.04*193.55 =
2156300
4
11903.93 (W/m2K)
1.5 * 1.74
Thay α1 vào công thức (1) ta có:
q1 = 11903.93* 1.74 = 20712.84 ( W/m2 )
+ q2: nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q2:
q2=α2.∆t2 (2)
Với : ∆t2 = tw2 – t2 là hiệu sốnhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và của dung dịch sôi.
Ta có tw1 – tw2 = q1. rΣ ⇒ tw2 = tw1 – q1. rΣ
=137.03 – 20712.84*0.742.10-3 = 121.66 0C.
⇒ ∆t2 = 121.66 – 115.08 = 6.58 0C.
Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch α2 được tính bởi công thức:
Theo công thức VI.27, trang 71, [2]:
0, 435
(W/m2K)
0, 565
 ρ  2  C  µ 

 λ dd 
dd
dd
n
Trong đó:

 .
.

α dd = α n .
.
λ
ρ
C
µ
:hệ số cấp nhiệt


αn
 n 
 n   n  dd 
của nước khi cô đặc theo
nồng độ dung dịch
αn = 0,145.∆t22,33 p0,5
(công thức V.91, trang 26, [2])
- p: là áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (N/m2 )
αn = 0.145*6.582.33*(1.7*9.81*104) 0.5
= 4774.12 (W/m2K)
- Cdd : nhiệt dung riêng của dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
⇒

= C1 = 3897.82
(J/kgK) C dd
- Cn : nhiệt dung riêng của
nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

14


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

⇒ Cn = 4230 (J/kgK)
- µdd : độ nhớt dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
⇒ µdd = 0.338.10-3 (Ns/m2)
- µn : độ nhớt nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
⇒
µn = 0.243.10-3 (Ns/m2)
-: khối lượng riêng dung dịch khi cô ρ dd đặc theo nồng độ dung dịch
= 1072.95 ρ dd (kg/m3)
-: khối lượng riêng nước khi cô đặc ρ n theo nồng độ dung dịch
= 947.32
(kg/m3) ρ n
-: độ dẫn điện dung dịch khi cô đặc λ dd theo nồng độ dung dịch
(W/mK)
ρ
λ dd = AC p ρ .3
Trong đó:
M
+Cp : nhiệt dung riêng đẳng áp

của dung dịch = 3897.82 (J/kgK)
+ : khối lượng riêng của dung dịch ρ 1072.95 (kg/m3)
+M : khối lượng mol trung bình của dung dịch
M = x.Mđường + (1-x).Mnước
= 0.1775*342 + (1-0.1775).18 (kg/mol) = 75.51 (g/mol)
+A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, đối với nước
A =3,58.10-8
= 0.363
1072,95
⇒ λdd = 3,58.10 −8 * 3897,82 *1072,953
(W/mK)
75,51
-: độ dẫn điện
nước
= 0.691 (W/mK)
λn
0 , 435

⇒ α dd

λn

0, 565
 ρ  2  C  µ 
 λ dd 
0 , 435

= α n .
. dd  0.,363dd 0.,565 n1072,95  2  3897,82  0,243.10 −3 
 .ρ12

⇒
.
n .
 λαndd = 4774
  C n   µ dd
 .
.
−3 
 0,691 
 947.32   4230  0,338.10 

= 3092.64 (W/m2K)
⇒ q2 = αdd. ∆t2 = 3092.64*6.58
= 20349.57 (W/m2 )
Kiểm tra độ sai số giữa q1 và q2 :
Có = % = 1.75% (thoả 20712.84
q1 −-q20349.57
2
* 100 100
mãn điều kiện sai số.)
20712.84
q1
Vậy nhiệt tải trung bình nồi
I là:
qtb1 = = =
20349.57
.84
q1 + q20712
2
20531.21

W/m2.
2
°Nồi II : (hoàn toàn tương tự nồi 1)
qtb2 =
q1 + q 2
Trong đó:
2
+ q1 : nhiệt tải riêng phía hơi đốt cấp
cho thành thiết bị. Ta có công thức tính q1:
q1= α1.∆t1 (1)
Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hoà ngưng tụ trên bề mặt ống thẳng đứng được tính
theo công thức của Nusselt
α1 = 2.04A. ( W/ m2. độ ) (*)
r
4
H .∆t1 r = r(θ2) = 2224.64 (kJ/kg) là ẩn nhiệt
ngưng tụ của hơi đốt.
15


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

H = 1.5 m: chiều cao bề mặt truyền nhiệt.
A là trị số phụ thuộc nhiệt độ
 ρ 2 .λ3
A = 
ngưng tụ của nước.
 µ

Giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ
màng như sau :





0 , 25

tm (oC) 0
20
40
60
80
100
120
140
160
180
200
A 104
120
139
155
169
179
188
194
197
199

199
Với tm =
t w1 + t1
Chọn: ∆t1 = 1.860C
2
∆t1 = T – tT1 = 1.86 ⇒ tT1 = T - ∆t1
= 113.6 – 1.86 = 111.74 0C
1 1
⇒ tw1 = = = 112.67 0C
(113(.T6 + 111
t T 1 ).74)
tm = = 113.135 0C
137.1 + 137.9
2 2
⇒ A = 184.43
2
Thay các giá trị vào công thức (*) ta có:
α1 = 2.04*184.43 =
2224640
4
11242.83 (W/m2K)
1.5 * 1.86
Thay α1 vào công thức (1) ta có:
q1 = 11242.83* 1.86 = 20911.66 ( W/m2 )
+ q2: nhiệt tải phía dung dịch sôi. Ta có công thức tính q2:
q2=α2.∆t2 (2)
Với : ∆t2 = tw2 – t2 là hiệu sốnhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và của dung dịch sôi.
Ta có tw1 – tw2 = q1. rΣ ⇒ tw2 = tw1 – q1. rΣ
=112.67 – 20911.66*0.742.10-3 = 97.15 0C.
⇒ ∆t2 = 97.15 – 85.86 = 11.29 0C.

Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bị đến dung dịch α2 được tính bởi công thức:
Theo công thức VI.27, trang 71, [2]:
0, 435
(W/m2K)
0, 565
 ρ  2  C  µ 
 λ dd 
dd
dd
n
Trong
đó:

 .
.

α dd = α n .
.
- :hệ số cấp nhiệt
 ρ n   C n  µ dd 
αn
 λn 
của nước khi cô đặc theo
nồng độ dung dịch
αn = 0,145.∆t22,33 p0,5
(công thức V.91, trang 26, [2])
- p: là áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (N/m2 )
αn = 0.145*11.292.33*(0.52*9.81*104) 0.5
= 9289.26 (W/m2K)
- Cdd : nhiệt dung riêng của dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch

⇒
= C2 = 3070.13 (J/kgK) C dd
- Cn : nhiệt dung riêng của
nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
⇒ Cn = 4190 (J/kgK)
- µdd: độ nhớt dung dịch khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
⇒ µdd = 4.62.10-3 (Ns/m2)
- µn : độ nhớt nước khi cô đặc theo nồng độ dung dịch
⇒
µn = 0.332.10-3 (Ns/m2)
-: khối lượng riêng dung dịch khi cô ρ dd đặc theo nồng độ dung dịch
= 1288.73 ρ dd (kg/m3)
-: khối lượng riêng nước khi cô đặc ρ n theo nồng độ dung dịch
= 970.62 ρ n (kg/m3)
-: độ dẫn điện dung dịch khi cô đặc λ dd theo nồng độ dung dịch
16


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

λ dd = AC p ρ .3

ρ
M

(W/mK)
Trong đó:
+Cp : nhiệt dung riêng đẳng áp

của dung dịch = 3070.13 (J/kgK)
+ : khối lượng riêng của dung dịch ρ 1288.73 (kg/m3)
+M : khối lượng mol trung bình của dung dịch
M = x.Mđường + (1 - x).Mnước
= 0.60*342 + (1 - 0.60).18 (kg/mol) = 212.4 (g/mol)
+A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, đối với nước
A =3,58.10-8
= 0.258
1288,73
⇒ λ dd = 3,58.10 −8 * 3070,13 *1288,73.3
(W/mK)
212,4
-: độ dẫn điện
nước
= 0.681 (W/mK)
λn

λn

0 , 435

⇒ α dd

0, 565
 ρ  2  C  µ 
 λ dd 
0 , 435

= α n .

. dd  0.,258dd 0.,565 n1288,73  2 3070,13 0,332.10 −3 


 ρ
n .
 λαn dd = 9289
⇒
.26
  C n  µ dd.
 .

.
−3
 0,681 
 970,62   4190  4,622.10 

= 1907.1 (W/m2K)
⇒ q2 = αdd. ∆t2 = 1907.1*11.29
= 21531.16 (W/m2 )
Kiểm tra độ sai số giữa q1 và q2 :
Có = % = 2.96% (thoả 20911.66
q1 −-q21531,16
2
* 100 100
mãn điều kiện sai số.)
20911.66
q1
Vậy nhiệt tải trung bình nồi
I là:
qtb1 = = = 21221.41 W/m2.

21531.16
.66
q1 + q20911
2
Hệ số truyền nhiệt mỗi nồi:
2
qtb1 20531.21
=
∆t iI
22.82

- Nồi I :
K1==899.7
W/m2.độ
- Nồi II :

K2==765.01
qtb 2 21221.41
=
W/m2.độ
∆t iII
27.74
3. Diện tích bề mặt truyền nhiệt
a. Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi:
- Công thức chung:( p 168 tập 5)
(0C)
Q ∑ ∆t i
∆t ' im = m .
Trong
đó :

Qi
Km
∆ti1 = 22.82 0C
∑K
i
∆ti2 = 27.74 0C
Q1 = 830630 W
Q2 = 787760 W
Σ∆ti = ∆ti1 + ∆ti2 = 22.82 + 27.74= 50.56 0C.
830630 787760
Q
Σ=
+
= 923.i 23 + 1029.74 = 1952.97
Tính
cho
nồi
1:
899.7
765.01
Ki
23.90 0C
Q1 ∑ ∆t i
50.56
∆
t
'
=
.
= 923.23 *

=
i
1
- Tính cho nồi 2:
Q
K1
1952.97
i
∑K
i
17


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

∆t 'i 2 =
- Nồi I :

0C
Q2 ∑ ∆t i
50.56
.
= 11029.74 *
= 26.66
b.
Kiểm tra lại
Qi
K2

1952.97
hiệu số nhiệt độ hữu
∑K
i
ích :

∆t i1 − ∆t 'i1
23.9 − 22.82
* 100% =
100% = 4.5% < 5%
- Nồi II :
∆t i1
23.9
Thoả
∆t 'i 2 − ∆t i 2
26.66 − 27
.74 mãn điều kiện
100% =
100% = 4.1% < 5%
∆t 'i 2
26.66

c. Diện tích bề mặt truyền nhiệt:
- Nồi 1:
830630Q1
= 38.63
899.7 *K23
.9
1 .∆t ' i1

F1 == m2
- Nồi 2:
F2 ==

787760
Q
= 382.62
765.01 * 26.66 K 2 .∆t 'i 2

m2
F = 1.2*38.6 = 46.32
Chọn : F1 = F2 = 50 m2.
4. Tóm tắc tiến trình tính lập để tính nhiệt tải riêng
Khi quá trình cô đặc diễn ra ổn định ta tiến hành tính :
- Bước 1: Chọn chênh lệch nhiệt độ
t +t
t m = w1 D giữa hơi đốt và tường phía hơi ngưng :
2
∆t1, tính được tw1 ⇒
- Bước 2: Tính hệ số cấp nhiệt α1 phía hơi ngưng theo công thức :
r
α 1 = 2,04 A.4
- Bước 3: Tính được q1 theo
∆t1 .H
công thức : q1 = α1. ∆t1 .
- Bước 4: Tính chênh lệch nhiệt độ phía hai bên vách ∆tw = tw1 – tw2 , từ đó tính được
nhiệt độ vách trong tw2 ⇒ chênh lệch nhiệt độ giữa vách trong và phía dung dịch ∆t2 = 2 –
tsdd(Ptb)
- Bước 4:Tính hệ số cấp nhiệt phía dung dịch αdd :

α dd

λ
= α n . dd
 λn





0 , 565

 ρ
. dd
 ρ n





2

C
. dd
 Cn

 µn
.
 µ dd





0 , 435

với :
αn =
0,145.∆t22,33 p0,5
- Bước 5: Tính q2

theo công thức: q2 = αdd . ∆ t2
- Bước 6 : So sánh sai số giữa
.100% q1 và q2, gọi giá trị sai số là
q1
· Nếu C% > 5% thì quay
về bước 1 và chọn giá trị ∆t1 khác rồi tính lại đến khi C 5%
· Nếu C 5% thì ngừng và
q≤ + q 2
q tb = 1
2 tính .
C% =

q1 − q 2

CHƯƠNG 4 : TÍNH THIẾT BỊ CÔ ĐẶC
I. Tính buồng bốc
1. Đường kính buồng bốc
Do lượng hơi thứ bốc lên ở hai nồi gần xấp xỉ bằng nhau, nhiệt độ nồi hai nhỏ hơn nên
khối lượng riêng của hơi ở nồi II sẽ nhỏ hơn nồi I suy ra thể tích hơi thoát ra ở nồi II sẽ lớn

18

≤


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

hơn nồi I. Do vậy ta chỉ cần tính đại diện nồi II.
Vận tốc hơi (ωhmax) của hơi thứ trong buồng bốc phải không quá 70 – 80% vận tốc
lắng(ω0).
ω0 =m/s
4.g .( ρ l − ρ h ).d
ρl, ρh : khối lượng riêng của giọt lỏng
3.ξ .ρ h
và hơi thứ (kg/m3). (81.90C)
ρl = 970.67 (kg/m3).
ρh = 0.3158 (kg/m3).
d: đường kính giọt lỏng, chọn d = 0.0003 ( Theo trang 157, [3] )
ξ: hệ số trở lực
18.5
0.2< Re < 500 → ξ =
500< Re <150.000
→ ξ = 0.44 Re 0.6
với : Re =
ϖ h .d .ρ h
Chọn đường kính buồng bốc : Db
µh
=1400 mm

diện tích buồng bốc: Fb = = 1.54 π .Db 2 3.14 * 1.4 2
=
m2.
4
4
Lưu lượng thể tích: Vb = Wl
1225.22
=
= 1.08
m3/s
ρ h 0.3158 * 3600
Vb 1.08
Vận tốc hơi : ωh = 0.70
=
=
Fb 1.54 m/s
Chuẩn số Reynolds: Re= = 0.7 * 0.0003 * ϖ
0.3158
h .d .ρ h
=
−5
5.53
1.2 * 10
µh
Vì 0.2 < Re = 5.53 < 500
18.518.5
= 6.63
0.6 0.6
nên ξ = =
5.53Re

Vận tốc lắng :
ω0 = = 1.35 m/s
4.g.67
.( ρ−l −
4 * 9.81 * (970
0.ρ3158
h ).d ) * 0.0003
=
thấy: ωh = 0.7 m/s < ω0
3 * 6.63
3.ξ*.0ρ.3158
h
= 1.35 m/s (thoả điều
kiện )
2. Chiều cao buồng bốc
Chọn U’t = 1600 (m3/m3.h): cường độ bốc hơi thể tích. Do dung dịch sôi tạo bọt nên
cường độ bốc hơi thể tích giảm còn : Ut = U’t*1.3 = 2080 (m3/m3.h)
Thay vào công thức tính Vb có:
Vb = = = 1.87 m3
1225
W.22
Vậy chiều cao buồng bốc là:
0.3158
ρ h .U
* 2080
t
Hb = m 4.Vb
4 * 1.87
=
= 1.22

2
2
Do trong thiết bị có hiện tượng dung dịch sôi tràn cả lên phần buồng bốc π .D
3
.
14
*
1
.
4
b
do đó đòi hỏi thiết bị phải cao hơn so với tính toán.
Vậy đó chọn Hb = 2000 m (Theo trang 182, [3] : )
II. Tính buồng đốt
1.Xác định số ống truyền nhiệt
Số ống truyền nhiệt được tính theo công F thức : n =
F = 50 m2 : bề mặt truyền nhiệt π .d .l
l = H = 1.5m : chiều dài của ống
truyền nhiệt
d
: đường kính ống truyền nhiệt
Chọn loại ống có đường kính : 38 x 2 mm nên:
d = dt = 34 mm.
Vậy số ống truyền nhiệt là :
N == = 312 ống.
50
F
3.14 *π0.d034
.l * 1.5
19

SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

Chọn số ống n = 367 ống (Theo trang 46, [2] : )
2. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm
4.Fth
Dth =
Trong trường hợp đối lưu tự
π
nhiên ta chọn Fth = 0.3.FD. Với FD là
diện tích tiết diện ngang của tất cả ống truyền nhiệt.
2 2
Fth = 0.3.FD = 0.3 = 0.3 =
3.14 *π0.d034
.n * 331
0.09
m2.
4
Vậy : = = 0.339 m
4 *40..F09
th
Dth =
Chọn Dth = 0.4 m = 400 mm (p155 tập 5)
3.14
π
3. Đường kính buồng đốt
Đối với thiết bị cô đặc buồng đốt trong đối lưu tự nhiên tuần hoàn trung tâm có thể tính

theo công thức 2.90, trang 59, [3]:
2

 Dth

−4+β

2
Dd
d
4 F
F  Dth



≈ 2,6 + β
.
+
= 2,6 + 0,8318
+
− 2,6 
d
3π d .L
d .L  d
β2

Trong đó :
 Dd : đường kính trong buồng đốt
 d :đường kính ống truyền nhiệt , d = 0,038 m
÷

s
β = = 1,4 ⇒ s = 1,4d
d

 β : hệ số, thường β = 1,3
1,5 chọn
 Dth : đường kính ngoài

của ống tuần hoàn trung tâm, Dth = 0,426 m
 F : Diện tích bề mặt truyền nhiệt, F = 50 m2
Thay vào ta có :
2

Dd
F  Dth
50

 0,426

= 2,6 + 0,8318.
+
− 2,6  = 2,6 + 0,8318.
+
− 2,6 
d
d .L  d
0,038 *1.5  0.038



2

= 30.95
⇒ Dd = 30.95*d = 30.95*0,038 = 1.176 (m)
Chọn đường kính chuẩn cho vỏ buồng đốt Dd = 1200 mm (Theo trang 156, [3] )
4. Kiểm tra diện tích truyền nhiệt:
Kiểm tra đường kính ống tuần hoàn (Theo trang 58, [3] : )
Dth = s (m-1) + 4d với m : số ống trên đường chéo.
D
0.426
⇒ m > th + 1 =
+1 = 9
Chọn m = 9 ống (Trang
s
1,4.0,038
48 , [2])
Vậy số ống truyền nhiệt đã bị thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm là n’ :
4
3
3
m = 1 + n ' − 1 ⇒ n ' = m 2 − 1 + 1 = 9 2 − 1 + 1 = 61
Số ống truyền
3
4
4
nhiệt còn lại là:
n” = 331 – 61 = 270 ống.
Bề mặt truyền nhiệt:
F = 3,14.1.5.(270*0,038 + 0,426) = 50.33 m2 ( thoả mãn )
III. Tính kích thước các ống dẫn

Đường kính các ống được tính theo công thức tổng quát sau đây:
D= m
4.G
Trong đó :
π.v.ρ

(

)

(

20

)

(

)


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

G : lưu lượng lưu chất (kg/s)
v : vận tốc lưu chất (m/s)
ρ : khối lượng riêng của lưu chất (kg/m3)
1. Ống nhập liệu nồi I:
G = 3000 kg/h = 0.8333 kg/s

Chọn v = 0.4m/s
ρ ≈ 1072.95 kg/m3.
4 * 04.G
8333
2. Ống tháo liệu nồi I ( nhập liệu
3.14 * 0π.4.v*.ρ1072.95
nồi II ):
G = 1725.22 kg/h = 0.479 kg/s
Chọn v = 0.8 m/s
ρ = 1072.95 kg/m3.
4 *40.G
.479
3. Ống tháo liệu nồi II:
3.14 * 0π.8.v*.ρ1072.95
G1 = 500 kg/h = 0.139 kg/s
Chọn v = 0.8m/s
ρ = 1288.73 kg/m3.
4 *40.G
.139
4. Ống dẫn hơi đốt nồi I:
3.14 * 0π.8.v*.ρ1288.73
G = 1386.76 kg/h = 0.385
kg/s
Chọn v = 25 m/s
ρ = 1.8583 kg/m3.(Tra hơi ở 137.90C)
4 *40.G
.385
5. Ống dẫn hơi thứ nồi I:
3.14 *π25
.v.*ρ1.8583

kg/s
Chọn v = 20m/s
ρ = 0.9248 kg/m3. (Tra hơi nước ở 113.60C)
4 *40.G
.354
6. Ống dẫn hơi thứ nồi II:
3.14 *π20.v*.ρ0.9248
G = W2 = 1225.22 kg/h =
0.340 kg/s
Chọn v = 30m/s
ρ = 0.3158 kg/m3. (Tra tại 81.9)
4 *40.G
.340
7. Ống dẫn nước ngưng nồi I:
3.14 *π30.v*.ρ0.3158
G = 1386.76 kg/h = 0.385
kg/s.
Chọn v = 0.4 m/s
ρ = 927.89 kg/m3. (tra nước ở 137.90C)
4 *40.G
.385
8. Ống dẫn nước ngưng nồi II:
3.14 * π
0..4v.*ρ927.89
G = 1274.78 kg/h = 0.354
kg/s
Chọn v = 0.4m/s
ρ = 948.12 kg/m3. (Tra nước ở 113.60C)
4 *40.G
.354

3.14 * π
0..4v.*ρ948.12
21

d = = = 0.0497 m

d = = = 0.027 m

d = = = 0.013 m

d = = = 0.103 m
G = 1274.78 kg/h = 0.354

d = = = 0.156 m

d = = = 0.214 m

d== = 0.036 m

d = = = 0.034 m


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

Bảng : Đường kính ống dẫn
Loại ống dẫn

Gs

((kg/s)

ρ (kg/m3)

Chọn v
(m/s)

dt
(m)

Ống nhập liệu nồi I

Chọn dn chuẩn
(m)

0.833

1072.95

0.4

0.05

0.057

Ống tháo liệu nồi I

0.479

1072.95

0.8

0.027

0.057

Ống tháo liệu nồi II

0.139

1288.73

0.8

0.013

0.057

Ống dẫn hơi đốt nồi I

0.385

1.8583

25

0.103

0.108

Ống dẫn hơi thứ nồi I

0.354

0.9248

20

0.156

0.219

Ống dẫn hơi thứ nồi II

0.340

0.3158

30

0.214

0.219

Ống dẫn nước ngưng nồi I

0.385

927.89

0.4

0.036

0.057

Ống dẫn nước ngưng nồi II

0.354

948.12

0.4

0.034

0.057

CHƯƠNG 5 : TÍNH CƠ KHÍ CHO CÁC CHI TIẾT THIẾT BỊ
I. Tính cho buồng đốt
Để thuận tiện trong quá trình tính toán và chế tạo, ta chọn
vật liệu chế tạo hai nồi là như nhau với bề dày bằng nhau. Chọn
vật liệu là thép không rỉ X18H10T để chế tạo vỏ thiết bị, đáy và
nắp.
Tra sổ tay tập 2 trang 309 có các thông số :
σk = 550.106 N/m2
σc = 220.106 N/m2
Hệ số an toàn :
nk = 2.6

(Theo trang 20, [9] )
nc = 1.5
Hệ số hiệu chỉnh xác định theo điều kiện làm việc của thiết bị : η = 1.0
Ứng suất cho phép theo giới hạn bền :
[σk] = = = 211.54.106 N/m2
550.σ10k 6
.η*1.0 Ứng suất cho phép theo giới hạn chảy:
2.n6k
[σc] = = = 146.67.106 N/m2 220.10σ6 c
*η1.0
Chọn ứng suất cho phép : [σ] = 146.67.106 N/m2.
1.5 nc
Thông số làm việc:
Dt = 1200 mm
pt = 3.5 at = 0.343 N/mm2 (áp suất tuyệt đối)
t = 137.9 0C
Áp suất bên trong thiết bị là áp suất dư nên thân chịu áp suất trong với
pdư = 2.5 at = 0.245 N/mm2
a. Tính bề dày thân:
Xét biểu thức:
[σ ].ϕ h 146.67
=
0.95 = 568.7 > 25
Theo công thức 5-3, trang
D .p
1200.0,245
S ' = p t t t 0=.245
= 1,05 mm 130, [9]
2.[σ ].ϕ h 2.146.67.0,95
Trong đó:

ϕh : hệ số bền mối hàn, ϕh = 0,95
Dt : đường kính bên trong thân thiết bị, Dt = 1200 mm
pt : áp suất bên trong thiết bị, pt = 0,245 N/mm2

22


SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

Chọn hệ số bổ sung bề dày: C = Ca + Cb + Cc + Co = 2.95 mm
Xem vật liệu như bền cơ học: Cb = 0, Cc = 0.
Chọn hệ số ăn mòn hóa học là Ca = 1.
Chọn hệ số Co thỏa điều kiện bảng 5.1, trang 128, [9] ): Co = 1.95 mm.
Bề dày thân: S = S' + C = 4 mm.
c. Kiểm tra bề dày buồng đốt:
Theo công thức 5-10, trang 131, [9]:
(thoả)
S − Ca 4 − 1
Áp suất tối đa cho phép trong Dt = 1200 = 0,0025 < 0,1
buồng đốt :
2.[σ ].ϕ h .( S − C a )
[ p] =
2.146,67.0,95.(4 − 1) Dt + ( S − C ) 2
a
=
= 0,695 N / mm
> p t = 0,245 N / mm 2 Do
trong

1200 + ( 4 − 1)
buồng đốt nồi
II, áp suất hơi thứ nhỏ hơn nồi I nên chắc chắn điều kiện sẽ thoả. Vậy bề dày buồng đốt cho
hai nồi là 4 mm.
II. Tính cho buồng bốc
a. Tính bề dày thân:
• Nồi I :
Chọn bề dày thân buồng bốc nồi I là S = 4 mm.
Áp suất tối đa cho phép trong buồng bốc :
2.[σ ].ϕ h .( S − C a )
[ p] =
2.146,67.0,95D
.(4t +−(1S) − C )
=
= 0a,596 N / mm 2 Ta có áp suất bên trong
1400 + (4 − 1)
buồng bốc nồi I là:
P = 1.7 at = 0.167*106 N/m2 < [p] = 0.596*106 N/m2.
Vậy chọn bề dày thân buồng bốc là : S = 4 mm.
• Nồi II :
Do thiết bị làm việc ở áp suất chân không nên chịu tác động của áp suất ngoài. Vì vậy bề dày
tối thiểu của thân được tính theo công thức:
0.4
S’ = 1.18.Dt.
 pn l 
 t .  Áp suất tuyệt đối trong buồng bốc : po =
 E Dt  0.52 at
⇒ pck = 1 – 0.52 = 0.48 at
Áp suất ngoài: pn = pa + pck = 1 + 0.48 = 1.48 at = 0.145.106 N/m2 = 0.145 N/mm2
Môđun đàn hồi của vật liệu: 20.5*106 N/cm2 = 20.5*104 N/mm2

Chiều dài tính toán của thân: l = 2000 mm.
Đường kính thân : Dt =1400 mm
0.4
 S’
=
2000 
 0.145
*


1.18*1400*=
4
 20.5 * 10 1400 
6.6 mm
Chọn hệ số bổ sung bề dày: C = Ca + Cb + Cc + Co = 1.4 mm
Xem vật liệu như bền cơ học: Cb = 0, Cc = 0.
Chọn hệ số ăn mòn hóa học là Ca = 1, C0 = 0.4 mm
Bề dày thực của thân: S = S’+ C =6.6 + 1.4 = 8 mm
Chọn S = 8 mm.
b. Kiểm tra bề dày:
Ta có:
l
2
=
= 1.43
Dt 1.4

23

SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI
2 * (S − Ca )
2 * (0.008 − 0.001)
= 1 .5 *
Dt
1.4

1.5. = 0.15
Dt
=
2 * (S − C a )

1.4
=
2 * (0.008 − 0.001)

10
3

3

E t  2 * (S − Ca ) 
20.5 *1010
 2 * 0.008 − 0.001
.
=
0
.

3
*
* 


t
6
 = 0.28
Dt
1
.
4
σ c 
220
*
10


0.3*
Vì:

2( S − C a )
l'
Dt
= 0.15 ≤
= 1.43 ≤
= 10
1,5.
⇒
Thoả

D
t
D
t
2
(
S
−
C
)
a

mãn
điều

3
kiện
bền
 l'
E t  2( S − C a ) 
=
1
.
43
≥
0
,
3
.
.

=
0
,
28
thân.
 Dt
σ ct 
Dt 2 

2
Dt  S − C a  S − C a
0.007
4 1.4  0.007 
 .
.
= 0.649 * 20.5 *10 *
*
 .
l  Dt 
Dt
2  1.4 
1.4
Áp suất ngoài cho phép :
[pn] = 0.649.Et.
= 0.16*106N/m2
Ta có: pn = 0.145*106 N/m2 < [pn] = 0.16*106 N/m2 ( thoả mãn )
• Kiểm tra độ ổn định của thân khi chịu tác dụng của lực nén chiều trục:
π .( Dt + 2 S ) 2 ' π .(1400 + 2.8) 2
Pct =
. pn =

.(0,145 + 1288.73 * 9,81* 0,2.10 −6 )
4
4
Tính :
= 232205 N
Dt
1400
⇒ kc = 0,098
=
= 100
Tra kc ở trang140, [9]: kc ≈ 2( S − Ca ) 2(8 − 1)
0,098
= 0.09
σt
220.10 6
⇒ K c = 875 ct k c = 875
.0,098 Kiểm tra ổn định:
10
E
20,5.10
Pct
232205
=2
S − Ca = 7 >
=
t
π .K c .E
π * 0.09 * 20,5.10 4
Nên ta tính ứng suất nén chiều trục theo công thức 5-48,
trang 145, [9]:

= 7.59 N/mm2
Pct
232205
σn =
=
Ứng
suất nén cho phép
π .( Dt + S )( S − C a ) π .(1400 + 8)(8 − 1)
theo công thức 5-31,
trang 140, [9]:
= 92.25 N/mm2
t S − Ca
4 8 −1
Khi thân chịu tác dụng [σ n ] = K c .E Dt = 0,09.20,5.10 . 1400
đồng thời áp lực ngoài và
lực nén chiều trục:
σn
P
(thỏa )
7.59 0.145
+ n =
+
= 0.99 < 1 Vậy bề dày buồng bốc nồi
[σ n ] [ Pn ] 92.25 0.16
2 là 8 mm.
Vậy chọn bề dày thân buồng bốc cho hai nồi là: S = 8 mm.
III. Tính nắp:
Chọn nắp elip có gờ theo tiêu chuẩn với Dt =1400 mm.

24

SV: ĐẶNG DUY KHANG

GVHD : TSKH.LÊ XUÂN HẢI

Ta có : .25 ⇒ ht=350 mm ( chiều sâu ht
của elip đo theo mặt trong )
=
0
Chiều cao gờ : h = 40 mm
Dt
2
Dt
1.4 2 Bán kính cong bên trong ở đỉnh Rt = =
=
1.4 m
4.ht 4 * 0.35
• Nồi I:
Thiết bị làm việc ở áp suất trong pdư = 0.7 at = 0.069*106 N/m2.
Hệ số bền mối hàn : ϕ = 0.95
[σ ]
146.67
.ϕ h =
* 0.95 > 25 Bề dày tối thiểu của lắp :
p
0.069
p.Rt
0.069 * 10 6 * 1.4
S’= 0.35 mm

=
=
Bề dày thực của nắp thiết bị : S = 8 mm.
2.[σ ].ϕ h . 2 * 146.67 * 10 6 * 0.95
Kiểm tra :
S − C a 0.008 − 0.001
=
= 0.005 < 0.125
Áp suất dư cho phép :
Dt
1 .4
= 1.39.106
2.[σ ].ϕ .( S − C a ) 2 * 146.67 * 10 6 * 0.95 * 0.007 [p] =
=
N/m2
Rt + ( S − C a )
1.4 + 0.007
Ta có : p = 0.069*106
N/m2 < [p] = 1.39.106 (thoả mãn).
Vậy chọn bề dày nắp thiết bị là : S = 8 mm.
• Nồi II :
Thiết bị làm việc ở áp suất ngoài, áp suất trong buồng bốc là p = 0.52 at .
Aùp suất ngoài pn = 0.145.106 N/m2.
Chọn nắp có bề dày S = 8 mm.
Xét tỉ số:
Rt 1400
=
= 175
= 199.7
0,15.SE t 08,15.20,5.10 4

=
t
Rt
0,15.E t
0,7.220
x.σ c
⇒
=
175
<
= 199.7
Trong đó:
S
x.σ ct
Et : module đàn hồi của vật liệu, E = 20.5.104 N/mm2
σc : ứng suất chảy của vật liệu ,σc = 220 N/mm2
x : tỷ số giới hạn đàn hồi của vật liệu làm nắp với giới hạn chảy của nó ở nhiệt độ tính
toán . Đối với thép không rỉ x = 0,7
Rt : 1400 mm
Kiểm tra áp suất tính toán cho phép bên trong thiết bị:
[pn] =
2 * [σ n ]( S − C a )
Với:
E t ( S − C a ) + 5.xσ ct Rt
β .Rt
β=
t
20.5 * 10 4 (8 −E1)t (+S5−*C0.7) *− 220
6.7 x*σ1400
a

c Rt (1 − x )
β=
4
20.5 * 10 (8 − 1) − 6.7 * 0.7 * 220 *1400 * (1 − 0.7)
⇒ = 2.51
[n: Ứng suất cho phép khi nén = σ 146.67 (N/mm2)
[pn] = 2 * 146.67 * (8 − 1)
= 0.58 (N/mm2)
2.51 * 1400
Ta có: [pn] = 0,58 N/mm2 > pn =
0,145 N/mm2 (thỏa)
Vậy chiều dày nắp nồi I và II chọn là S = 8 mm
Chiều cao nắp elip ht = 350 mm , chiều cao gờ h = 40mm , Rt = 1400
IV. Tính đáy:
Chọn đáy là hình nón có gờ, góc đáy là 2α =900.
Đường kính đáy : Dt = 1200 mm

25