Cô đặc NaOH 3 nồi liên tục ống tuần hoàn trung tâm

MỤC LỤC


LỜI NÓI ĐẦU
Trong ngành công nghệ hóa học, thực phẩm, việc tách dung môi ra khỏi dung dịch để tăng
nồng độ dung dịch là một vấn đề quan trọng và cần thiết. Cô đặc là một trong những phương
pháp dùng nhiệt để làm bốc hơi dung môi ra khỏi dung dịch, tăng nồng độ cấu tử trong dung
dịch.
Bên cạnh đó, có một số dung dịch bị biến tính khi ở nhiệt độ cao, làm dung dịch đó giảm
chất lượng hoặc hư hỏng, nên người ta đã nghĩ ra phương pháp cô đặc ở điều kiện nhiệt độ
thấp đối với các dung dịch này. Đó chính là phương pháp cô đặc chân không.
Cô đặc chân không là phương pháp cô đặc ở điều kiện áp suất chân không, dựa vào nguyên
lý áp suất ở điểm sôi của dung môi. Đồ án này làm về cô đặc dung dịch NaOH ba nồi liên tục
xuôi chiều có ống tuần hoàn trung tâm, dưới sự hướng dẫn của thầy Trịnh Văn Dũng, bộ môn
quá trình và thiết bị. Đồ án này là cơ hội để em làm quen và tìm hiểu sâu hơn với quá trình
tính toán, thiết kế các thiết bị trong thực tế.

I/ TỔNG QUAN
1. Tính chất của dung dịch NaOH
-Natri hydroxid NaOH nguyên chất là chất rắn màu trắng, có dạng tinh thể, khối lượng
riêng 2,13 g/ml, nóng chảy ở 318 oC và sôi ở 1388 oC dưới áp suất khí quyển. NaOH tan tốt
2


trong nước (1110 g/l ở 20 oC) và sự hoà tan toả nhiệt mạnh. NaOH ít tan hơn trong các dung
môi hữu cơ như methanol, ethanol… NaOH rắn và dung dịch NaOH đều dễ hấp thụ CO2 từ
không khí nên chúng cần được chứa trong các thùng kín.
- Dung dịch NaOH là một base mạnh, có tính ăn da và có khả năng ăn mòn cao. Vì
vậy, ta cần lưu ý đến việc ăn mòn thiết bị và đảm bảo an toàn lao động trong quá trình sản
xuất NaOH.

2. Phương pháp chế biến
Trước đây trong công nghiệp, NaOH được sản xuất bằng cách cho Ca(OH) 2 tác dụng
với dung dịch Na2CO3 loãng và nóng. Ngày nay, người ta dùng phương pháp hiện đại là điện
phân dung dịch NaCl bão hoà. Tuy nhiên, dung dịch sản phẩm thu được thường có nồng độ
rất loãng, gây khó khăn trong việc vận chuyển đi xa. Để thuận tiện cho chuyên chở và sử
dụng, người ta phải cô đặc dung dịch NaOH đến một nồng độ nhất định theo yêu cầu. Nhưng
không nên cao quá để tránh hiện tượng kết tinh.

3. Thiết bị cô đặc
Có nhiều loại thiết bị cô đặc, bao gồm : thiết bị cô đặc có
+ Buồng đốt ngoài thẳng đứng
+ Buồng đốt treo
+ Buồng đốt ngoài nằm ngang
+ Buồng đốt trong có ống tuần hoàn trung tâm
+ Buồng đốt trong có ống tuần hoàn ngoài
Tùy vào trường hợp mà ta có thể sử dụng các thiết bị cô đặc khác nhau thì ở đồ án này
chọn thiết bị cô đặc buồng đốt trong có ống tuàn hoàn trung tâm, sở dĩ chọn thiết bị này vì
thiết bị này có cấu tạo đơn giản, dễ lắp ráp chế tạo, dễ vệ sinh và sửa chửa tuy nhiên thiết bị
này cho tuần hoàn nhỏ nên hệ số truyền nhiệt thấp , năng suất sẽ không cao so hơn với thiết bị
có buồng đốt ngoài.

4. Phương pháp cô đặc
Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không
bay hơi, ở nhiệt độ sôi với mục đích: Làm tăng nồng độ chất tan, tách các chất rắn hòa tan ở
dạng tinh thể.
- Cô đặc áp suất thường: nhiệt độ sôi và áp suất không đổi; thường được dùng trong cô
đặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, nhằm đạt năng suất cực đại và thời gian
cô đặc ngắn nhất.
- Cô đặc áp suất chân không: dung dịch có nhiệt độ sôi thấp ở áp suất chân không.
Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn và sự bay hơi dung môi diễn ra liên tục.

- Cô đặc nhiều nồi: mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi không nên quá lớn vì
nó làm giảm hiệu quả tiết kiệm hơi. Người ta có thể cô chân không, cô áp lực hay phối hợp cả
3


hai phương pháp; đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu quả
kinh tế.

II/ THUYẾT MINH QUY TRÌNH

Hình 1: Sơ đồ quy trình cô đặc NaOH liên tục ba nồi xuôi chiều
Nguyên liệu ban đầu là dung dịch NaOH có nồng độ 10%. Dung dịch từ bể chứa nguyên
liệu được bơm lên bồn cao vị. Từ bồn cao vị, dung dịch chảy qua lưu lượng kế rồi đi vào thiết
bị gia nhiệt và được đun nóng đến nhiệt độ sôi. Thiết bị gia nhiệt là thiết bị trao đổi nhiệt dạng
ống chùm: thân hình trụ, đặt đứng. Nguồn nhiệt là hơi nước bão hoà có áp suất 3.5 at đi bên
ngoài ống (phía vỏ). Dung dịch đi từ dưới lên ở bên trong ống. Hơi nước bão hoà ngưng tụ
trên bề mặt ngoài của ống và cấp nhiệt cho dung dịch để nâng nhiệt độ của dung dịch lên nhiệt
độ sôi. Dung dịch sau khi được gia nhiệt sẽ chảy vào thiết bị cô đặc để thực hiện quá trình bốc
hơi. Hơi nước ngưng tụ thành nước lỏng và theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi chảy ra
ngoài.
Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc: Phần dưới của thiết bị là buồng đốt, gồm có các ống
truyền nhiệt và một ống tuần hoàn trung tâm. Dung dịch đi trong ống còn hơi đốt (hơi nước
bão hoà) đi trong khoảng không gian ngoài ống. Hơi đốt ngưng tụ bên ngoài ống và truyền
nhiệt cho dung dịch đang chuyển động trong ống. Dung dịch đi trong ống theo chiều từ trên
xuống và nhận nhiệt do hơi đốt ngưng tụ cung cấp để sôi, làm hoá hơi một phần dung môi.
Hơi ngưng tụ theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi để chảy ra ngoài.

4

Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm: Khi thiết bị làm việc, dung dịch
trong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp lỏng – hơi có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy
từ dưới lên trên miệng ống. Đối với ống tuần hoàn, thể tích dung dịch theo một đơn vị bề mặt
truyền nhiệt lớn hơn so với trong ống truyền nhiệt nên lượng hơi tạo ra trong ống truyền nhiệt
lớn hơn. Phần phía trên thiết bị là buồng bốc để tách hỗn hợp lỏng – hơi thành hai dòng. Hơi
thứ đi lên phía trên buồng bốc, đến bộ phận tách giọt để tách những giọt lỏng ra khỏi dòng.
Giọt lỏng chảy xuống dưới còn hơi thứ tiếp tục đi lên. Dung dịch còn lại được hoàn lưu.Hơi
thứ đi ra từ buồng bốc nồi 1 sẽ tiếp tục được dùng để đun nóng cho nồi 2. Sản phẩm của nồi 1
sẽ được đưa sang buồng bốc của nồi 2.Ở nồi 2 cũng xảy ra quá trình như nồi 1, truyền nhiệt và
bốc hơi. Hơi thứ lại đi ra từ buồng bốc nồi 2 sẽ tiếp tục được dùng để đun nóng cho nồi 3. Sở
dĩ có sự di chuyển của các dòng trong hệ thống là do sự chênh lệch áp suất giữa các nồi
P1>P2>P3. Dung dịch sau cô đặc được bơm ra ngoài theo ống tháo sản phẩm vào bể chứa sản
phẩm nhờ bơm ly tâm. Hơi thứ và khí không ngưng thoát ra từ phía trên của buồng bốc nồi
thứ 3 sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ baromet (thiết bị ngưng tụ kiểu trực tiếp). Chất làm lạnh là
nước được bơm vào ngăn trên cùng còn dòng hơi thứ được dẫn vào ngăn dưới cùng của thiết
bị. Dòng hơi thứ đi lên gặp nước giải nhiệt để ngưng tụ thành lỏng và cùng chảy xuống bồn
chứa qua ống baromet. Khí không ngưng tiếp tục đi lên trên, được dẫn qua bộ phận tách giọt
rồi được bơm chân không hút ra ngoài. Khi hơi thứ ngưng tụ thành lỏng thì thể tích của hơi
giảm làm áp suất trong thiết bị ngưng tụ giảm.

III/ TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH
1. Tính cân bằng vật chất
• Dữ kiện ban đầu
Nồng độ đầu: xđ = 10 %
Nồng độ cuối: xc = 40 %
Năng suất đầu: Gđ= 5000 kg/h
•

Năng suất nhập liệu

Theo công thức 5.16, [3]: Áp dụng phương trình cân bằng vật chất
Gđ .xđ = Gc.xc
Gc =
=>
•

( III.1.1 )

Gd xd 5000 × 0.1
=
= 1250, kg / h
xc
0.4

Lượng hơi thứ bốc lên toàn hệ thống

Tính theo công thức 5.16, [3]:
Gđ = W + G c

( III.1.2 )
5


⇒ W = Gđ – Gc = 5000 – 1250 = 3750, kg/h
•

Chọn tỉ lệ phân phối hơi thứ giữa các nồi

Giả sử tỷ lệ hơi bốc lên từ nồi 1 và nồi 2 là :

W1 W2
=
=1
W2 W3

Ta có : W1 = W2 = W3 = 1250 ,kg/h
•

Xác định nồng độ dung dịch từng nồi
x 'c =

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 1 :
x '' c =
Nồng độ cuối ra khỏi nồi 2:

Nồng độ cuối ra khỏi nồi 3:

Gd xd
5000 × 0.1
=
= 13.33%
Gd − W1 5000 − 1250

Gd xd
5000 × 0.1
=
= 20%
Gd − W1 − W2 5000 − 1250 − 1250

x '''c = 40%

2. Cân bằng nhiệt lượng:
a. Xác định áp suất và nhiệt lượng mỗi nồi
Theo đề bài ta có Pnt =0.2 at , áp suất hơi đốt vào nồi 1 là P1=3.5 at
 Hiệu số áp suất của hệ thống cô đặc : ∆Pt =P1 – Png = 3.5 – 0.2= 3.3 at

Chọn tỷ số phân phối giữa các nồi là :

∆P1 ∆P2 4
=
=
∆P2 ∆P3 3

Dựa vào các dữ kiện ta tra bảng 41, [4] ; ta được:
Bảng 1: Thông số nhiệt độ, áp suất hơi của các nồi trên
Loại

Hơi đốt
Hơi thứ

Nồi 1
Áp
suất
(at)
3.5
2.11

Nhiệt
độ
(oC)

138
121

Nồi 2
Áp
suất
(at)
2.07
1.04

Nhiệt
độ
(oC)
120.5
100.1

Nồi 3
Áp
suất
(at)
1
0.21

Nhiệt
độ
(oC)
99.1
60.7

Thiết bị ngưng tụ: Áp suất: 0.2 at

Nhiệt độ: 59.7oC

6


b. Xác định nhiệt độ tổn thất
• Tổn thất do nồng độ tăng cao ∆’
Theo công thức của Tisencô, [2]:
∆’=∆’o .f

( III.2.1 )

Trong đó: ∆’o - tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung
môi ở áp suất khí quyển.
f: hệ số hiệu chỉnh do khác áp suất khí quyển, được tính theo công thức VI.11, [2]:
f = 16.2

(273 + t 'i ) 2
ri

( III.2.2 )

Trong đó:
t - nhiệt độ hơi thứ
r - ẩn nhiệt hoá hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc
Tra bảng 5.2, [3] và bảng 41, [4]:
Tại nồng độ x’c=13.33% ta có ∆’o = 4.3 oC ,ro=2156.103 J/kg
Thay vào công thức III.2.2, ta được:

=>

(121 + 273) 2
∆ '1 = 16.2 × 4.3 ×
= 5.020 C
3
2156 ×10

Tại nồng độ x’c= 20% ta có ∆’o =8.2 oC ,ro=2210.103 J/kg

∆ '2 = 16.2 × 8.2 ×

(100.1 + 273) 2
= 8.40 C
2210 ×103

=>
Tại nồng độ x’c= 40% ta có ∆’o =28oC ,ro=2264.103 J/kg

∆ '3 = 16.2 × 28 ×
=>
=>
•

(60.7 + 273) 2
= 22.310 C
2264 ×103

∑∆' = ∆' + ∆' + ∆
1

2

'
3

= 5.02 + 8.4 + 22.31 = 35.73o C

Do áp suất thủy tĩnh ∆”

7


Ptb = Po + (h1 +

Áp dụng công thức VI.13 [2] :

ρ ×g
h2
) × dds
2 9.81× 104
( III.2.3 )

Với Po: Áp suất hơi thứ, kg/cm2
h1: chiều cao lớp dung dịch sôi, chọn h1 =1m
h2: chiều cao ống truyền nhiệt, chọn h2 =2m

ρ dds

: khối lượng riêng dung dịch sôi= nửa khối lượng riêng dd sôi ở 20 oC

Tra bảng 4, [4]; ta được:

ρ dd
ρ dd
ρ dd

3

ở nồi 1= 1146 kg/m =>
ở nồi 2= 1219 kg/m3 =>
3

ở nồi 2= 1430 kg/m =>

ρ dds

=573 kg/m3

ρ dds
ρ dds

=609.5 kg/m3
=715 kg/m3

Áp dụng công thức III.2.3, ta được:

Nồi 1:
Nồi 2:
Nồi 3:
=>

•

2 573 × 9.81
Ptb1 = 2.11 + (1 + ) ×
= 2.225at
2 9.81× 104

Ptb 2 = 1.162, at
Ptb 3 = 0.353, at

=> ttb2=103.2oC =>∆”=103.2-100.1= 3.1oC
=> ttb3=72oC =>∆”=72-60.7= 11.3oC

∑ ∆" = ∆" + ∆" + ∆
1

2

=> ttb1=122.5 oC=> ∆”=122.5-121= 1.5oC

''
3

= 1.5 + 3.1 + 11.3 = 15.9o C

Tổn thất do trở lực trên đường ống ∆’”

Tổn thấp do đường ồng từ nồi 1 sang nồi 2 và từ nồi 2 sang tháp ngưng tụ, ta chấp nhận chọn:
∆’”1=0.5oC, ∆’”2=1oC, ∆’’’3=1oC  ∆’”=2.5oC
•

Tổng tổn thất toàn hệ thống cô đặc

∑ ∆ = ∑ ∆ '+ ∑ ∆ "+ ∑ ∆ '" = 35.91 + 14.39 + 1.5 = 51.1

o

C

8


c. Hiệu số hữu ích giữa các nồi
• Tổng chênh lệch nhiệt độ (biểu kiến) của cả hệ thống:
∆t = TD − Tc = 138 − 59.7 = 78.3o C
•

Tổng chênh lệch nhiệt độ hữu ích của hệ thống là:

∑ ∆t
•

i

= ∆t − ∑ ∆ i = 78.3 − 51.1 = 27.2o C

Nhiệt độ của dung dịch ở các nồi:

Nồi 1:
Nồi 2:

Nồi 3:

∆ i1 = Tht1 + ∑ ∆1 = 121 + 5.02 + 1.5 + 0.5 = 128.02o C
∆i 2 = Tht 2 + ∑ ∆ 2 = 100.1 + 8.4 + 3.1 + 1 = 112.6o C
∆ i 3 = Tht 3 + ∑ ∆ 3 = 60.7 + 22.31 + 11.3 + 1 = 95.31o C

d. Cân bằng nhiệt lượng
• Tính nhiệt lượng riêng mỗi nồi
Nhiệt dung riêng của dung dịch NaOH ở các nồng độ khác nhau được tính theo công thức I.43
và I.44, [1]:
xd = 10 % (a < 0.2): cđ = 4190(1 - a) = 4190(1 – 0.1) =3771 J/(kg.K)
xc= 41 % (a > 0.2): cc = 4190 - (4190 - cct)xc = 4190 – (4190 – 1310)0.4 = 3038 J/(kg.K)
Với cct là nhiệt dung riêng của NaOH khan, được tính theo công thức I.41 và bảng I.141, [1]:
Cct =

Cna × 1 + CO ×1 + CH ×1
= 1310
M ct

J/kg.K

( III.2.4 )

Với các giá trị CNa,CO,CH tra ở bảng I.141 [1]
CNa= 26000 J/kg.K
CO= 18600 J/kg.K
CH=9630 J/kg.K
Mct=40
•

Phương trình cân bằng nhiệt lượng, theo công thức VI.62, VI.63 và VI.64,[2]:

Nồi 1: D.i+GD.CD.tD=W1.i1’+(GD – W1)C1.t1+D.Cng1. θ1+0.05D(i1- Cng1. θ1)

9


Nồi 2: W1.i1+(GD-W1)C1.t1=W2.i2’+(GD – W1–W2)C2.t2+W1.Cng2.θ2+0.05W1(i2- Cng2.θ2)
Nồi 3: W2.i1+(GD-W1-W2)C2.t2=W3.i3’+(GD-W1-W2-W3)C3.t3+W2.Cng3.θ3+0.05W2(i3- Cng3.θ3)
Với D2=W1, D3=W2
Trong đó:
D: Lượng hơi thứ đốt toàn hệ thống, kg/h
i: Hàm nhiệt tương ứng của hơi đốt, tra bảng 41, [4]:
i1= 2735 kJ/kg

i2= 2711 kJ/kg

i3= 2677 kJ/kg

i’: Hàm nhiệt tương ứng của hơi thứ, tra bảng 41, [4]:
i1’= 2712.2 kJ/kg

i2’= 2679 kJ/kg

i1= 2608.3 kJ/kg

C: Nhiệt dung riêng dung dịch ứng với mõi nồng độ
C1= 3632.73 J/(kg.K)

C2= 3614 J/(kg.K)

C3= 3038 J/(kg.K)

Cng: Nhiệt dung riêng của nước ngưng, tra bảng 43, [4]:
Cng1= 4270 J/(kg.K)

Cng2= 4230 J/(kg.K)

Cng3= 4190 J/(kg.K)

θ:nhiệt độ nước ngưng (lấy bằng nhiệt độ hơi đốt), oC
T:nhiệt độ của dung dịch thực, oC
Giải phương trình cân bằng nhiệt lượng nồi 2 và 3, ta được :
 W1= 1240 kg/h
W2= 1237 kg/h
 W3= W –W1 –W2= 3750- 1240-1237= 1273 kg/h
Lượng hơi đốt chung:

D=

=
•

W1.i1 + (GD − W1 ).C1.t1 − GD .C D .t D
0.95(i1 − Cng1.θ1 )

1240 × 2712200 + (5000 − 1240) × 3632.73 ×128.02 − 5000 × 3771× 128.02
= 1324, kg / h
0.95 × (2735000 − 4270 ×138)
Kiểm tra lại giả thiết các nồi

%( I ) =

1250 − 1240
×100 = 0.8% < 5%
1250

=> thỏa

10


%( II ) =

1250 − 1237
× 100 = 1.04% < 5%
1250

%( III ) =

1273 − 1250
× 100 = 1.8% < 5%
1273

=> thỏa

=> thỏa

3. Tính bề mặt truyền nhiệt
a. Tính nhiệt lượng hơi đốt cung cấp
Nồi 1: Q1=D.r1=1324x2156/3600 = 792,93 kW

Nồi 2: Q2=D.r2=1324x2210/3600 = 812.79 kW
Nồi 3: Q3=D.r3=1324x2264/3600 = 832.65kW
b. Tính hệ số truyền nhiệt mỗi nồi

K=
CT Tổng quát :

1
δ
1
1
+∑ i +
α1
λi α 2

( III.3.1 )
11


Công thức V.101, trang 28, [2]

α1 = 2.04 × A × (

r 0.25
)
H .∆t

( III.3.2 )

Trong đó:

α – hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng; W/(m2.K)
r - ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hoà
H - chiều cao ống truyền nhiệt (H = h0 = 2 m)
A - hệ số, đối với nước thì phụ thuộc vào nhiệt độ màng nước ngưng tm
Bảng 2: Gía trị A theo nhiệt độ tm :
tm,oC

40

160

180

200

A
139
155
169
179
188
194
197
o
Sau khi tính lặp nhiều lần, ta chon nhiệt độ vách ngoài tv1= 137.5 C

199

199

tm =
=>

60

80

100

120

140

t D + tv1 138 + 137.5
=
= 137.75o C
2
2

Theo bảng chọn A= 193.3
∆t1: chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và nhiệt độ vách ngoài
∆t1= tD-tv1= 138-137.5= 0.5 K
Thay số vào công thức III.3.2, ta được:

α1 = 2.04x193.3 4
•

2156000
= 15110.34W / (m 2 .K)
2x0.5

Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng tụ:

q1 = α1.∆t1 = 15110.34 × 0.5 = 7555.17,W / m 2

Hệ số cấp nhiệt từ vách thiết bị đến dung dịch theo công thức gần đúng:
12


α 2 = 2.72 × ϕ × p 0.4 × q 0.7
( III.3.3 )

Trong đó:
ϕ
p

:thừa số lí tính của NaOH ϕ=0.76
: áp suất hơi thứ

q: nhiệt tải riêng (q= α.

∆t

)

Thay số vào công thức III.3.3:
=>

α 2 = 2.72 × 0.76 × 2.110.4 × 7555.17 0.7 = 1445, W / ( m2 .K )

Nhiệt tải riêng phía vách
qv =

∆tv
∑ rv

( III.3.4 )

∑r

v

Với :

= r1 +

δv
+ r2 = 0.00074,(m 2 .K) / W
λv

( III.3.5)

Trong đó: δv =2 mm: bề dày ống dẫn nhiệt
λv=16.3 , W/(m.K): hệ số dẫn nhiệt của ống truyền nhiệt, làm bằng thép không gỉ
( tra bảng XII.7, trang 313, [2])
r1= 0.000232 , m2.(k/W): nhiệt trở phía hơi nước do vách ngoài của ống có màng
mỏng nước ngưng, tra bảng V.I, trang 4, [2]
r 2 = 0.000387 , (m2.k)/W: nhiệt trở phía dung dịch do vách trong của ống có cặn
bẩn dày 0,5 mm, tra bảng V.I, trang 4, [2]
q1= qv= 7555.17 , W/m2

13


∆tv= tv1 – tv2 = qv.

∑ rv

= 5.6 oC

( III.3.6)

= > nhiệt độ vách trong ống truyền nhiệt: tv2 = tv1 - ∆tv = 137.5 – 5.6 = 131.9 oC
P = P1 = 2.11 at= 211000 , N/m2: áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng của dung dịch
tv2 = 131.9oC = > ∆t = ∆t2= tv2 - tdd(Ptb)= 131.9 – 126.5 = 5.4
•

Nhiệt tải riêng phía dung dịch sôi

q2 = α 2 × ∆t 2 = 1445 × 5.4 = 7803,W / m 2
Kiểm tra giả thiết
q2 − q1 7803 − 7555.17
=
×100 = 3.18% < 5%
q2
7803

Nhiêt tải riêng trung bình:
qtb1 =

q1 + q2 7555.17 + 7803
=
= 7679.085, W / m 2
2
2

Hệ số truyền nhiệt :
Áp dụng công thức III.3.1, ta được:
K1 =

1
1
1
+ 0.00074 +
15110.34
1445

= 1001.25, W / ( m 2 .K )

Bảng 3: Thông số truyền nhiệt của các nồi

Thông số
α1, W/m2.K

Nồi 1
15110.34

Nồi 2
14791.92

Nồi 3
14124.96

Nhiệt tải riêng phía
hơi ngưng tụ, W/m2
α2, W/m2

7555.17

7395.96

7062.48

1445

1072.74

547.7

Nhiệt tải riêng phía
dung dịch sôi, W/m2.K

7803

6972.81

6681.94

Hệ số truyền nhiệt,
W/m2.K

1001.25

862.17

568.95

14


c. Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực mỗi nồi
Q ∑ ∆ti
∆thi = i ×
Q
Ki
∑ Ki
i

( III.3.7 )

Nồi 1:
∆thi =

Q1 ∑ ∆ti
792.93
27.2
×
=
×
= 6.74

Qi 1001.25 792.93 812.79 832.65
K1
+
+
∑K
1001.25 862.17 568.95
i

Nồi 2:
∆thi =

Q2 ∑ ∆ti 812.79
27.2
×
=
×
= 8.02
Q
792.93
812.79
832.65
K2
862.17
i
+
+
∑K
1001.25 862.17 568.95
i

Nồi 3:

∆thi =

•

Q3 ∑ ∆ti 832.65
27.2
×
=
×
= 12.45
Qi 568.95 792.93 812.79 832.65
K3
+
+
∑K
1001.25 862.17 568.95
i

Diện tích bề mặt truyền nhiệt
F=

CT tổng quát:
F1 =

Q1
792930
=
= 117.5, m 2

K1 × ∆thi 1001.25 × 6.74

F2 =

Q2
812790
=
= 117.5, m 2
K 2 × ∆thi 862.17 × 8.02

F3 =

Q3
832650
=
= 117.25, m 2
K 3 × ∆thi 568.95 ×12.45

Nồi 1:

Nồi 2:

Nồi 3:

Q
K × ∆t hi

( III.3.8 )

15

Chọn F1= F2= F3= 120,m2

4. Tính kích thược buồng đốt, buồng bốc:
a. Tính kích thước buồng đốt:
• Số ống truyền nhiệt
n=

F
120
=
= 562
π .dtr .h 3.14 × 0.034 × 2

ống

( III.4.8 )

Trong đó:
F= 120, m2: diện tích bề mặt truyền nhiệt
dtr: đường kính trong của ống truyền nhiệt. Chọn loại ống dt= 34 mm, dn= 38 mm
h= 2 m: chiều cao ống truyền nhiệt
Chọn cách sắp xếp số ống theo hình sáu cạnh, theo bảng V.11, Trang 48, [2] chọn số ống tiêu
chuẩn n= 562 ống
Bảng 4: Sự phân bố ống truyền nhiệt (loại ống chùm)
Số
hình

Số ống

trên đường
xuyên

6
cạn
h
13

tâm

Số ống trong các hình viên
Tổng số ống

phân

Tổng tất cả

Tổng số

Ở

số ống

ống

Ở

dãy

trong hình

của thiết

dãy

thứ

viên phân

bị

3
-

66

613

ko kể các ống
trong các hình

Ở dãy

viên phân

thứ

547

nhất

9

củahình
27

Phần trăm ống dự trữ:

thứ 2
2

613 − 562
= 8.32, %
613

b. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm
Áp dụng công thức III.26, trang 121, [6]:

Dth =

4 × ft
π

( III.4.9 )

16


FD =

Chọn ft= 0.3FD với

f t = 0.3 ×
=>

π .d n 2 .n
4

π × dn2 × n
3.14 × 0.0382 × 552
= 0.3 ×
= 0,1925, m 2
4
4

Dth =
CT III.4.9 = >

4 × 0.1925
= 0.495, m
3.14

Chọn Dth= 500 mm, δ = 2mm
Dthn= 504 , mm

Kiểm tra điều kiện:

Dthn 504
=
= 13.3 > 10
dn
38

= > các thông số chọn hợp lý
Tính lại số ống truyền nhiệt được thay thế bới ống tuần hoàn:
≥

Theo công thức V.140, [2]: Dth ≤ t.(b-1) + 4.dn  b 8.63
Chọn b =9, vậy số ống thay thế là 61 ống
Vậy số ống truyền nhiệt còn lại là n= 552 ống
Diện tích bề mặt truyền nhiệt lúc này là:
F = (n '× dt + Dth ) × π × H = (552 × 0.038 + 0.5) × 3.14 × 2 = 135 > 120
•

 thỏa

( III.4.10 )

Đường kính buồng đốt

Đối với thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm và ống đốt được bố trí theo hình lục giác
đều, đường kính trong của buồng đốt được tính theo công thức (III-52), trang 135, [4]

Dt = (d th + 2 β .d n ) 2 +

0.4.β 2 .sin 600.F .d n
ψ .l

( III.4.11 )
17

Trong đó:
β

- hệ số, thường có giá trị từ 1,3 đến 1,5. Chọn β = 1,4.

t =1.4

dn

dn

– bước ống; m

= 0,038 m – đường kính ngoài của ống truyền nhiệt

ψ – hệ số sử dụng vỉ ống, thường có giá trị từ 0,7 đến 0,9. Chọn ψ = 0,8.
l = 2 m – chiều dài của ống truyền nhiệt

dth

= 0.5 m – đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm

α = 60o – góc ở đỉnh của tam giác đều
F = 120 m2 – diện tích bề mặt truyền nhiệt
Dt = (0.5 + 2 ×1.4 × 0.038) 2 +

Chọn

Dt

0.4 ×1.42 × sin 600 ×120 × 0.038
= 1.52, m
0.8 × 2

= 1.6m theo tiêu chuẩn trang 291, [5]

c. Kích thuốc buồng đốt
• Đường kính buồng bốc
Vb =

Lưu lượng hơi thứ buồng bốc:

W1
1240
=
= 2.57
ρ h 3600 × 0.13423

m3/s

( III.4.1 )

Trong đó:
W – suất lượng hơi thứ; kg/h
ρh = 0,13423 kg/m3– khối lượng riêng của hơi thứ ở áp suất buồng bốc (tra bảng I.251, trang
314, [1])
Chọn đường kính buồng bốc Db=1800 mm
•

Chiều cao buồng bốc:

18


F=
Diện tích buồng bốc:

π Db2 π ×1.82
=
= 2.54, m2
4
4
( III.4.2)

ωh =
Vận tốc hơi:

Vb 2.57
=
= 1.012, m / s
F 2.54

( III.4.3)
Re =

Chuẩn số Re :

µh

ωh × d × ρ h 1.012 × 0.0003 × 0.13423

=
= 3.1
µh
1.315 ×10 −5

( III.4.4 )

= 1.315x10-5 – độ nhớt động lực học của hơi thứ (tra bản 42, [4]).

Tốc độ lắng: Được tính theo công thức (5.14), trang 276, [5]

ωo =

4 × 9.81× ( ρl − ρ h ) × d
4 × 9.81× (930 − 0.13423) × 0.0003
=
= 1.7, m / s
3 × ε × ρh
3 × 9.38 × 0.13423

( III.4.5)

Trong đó :

ρl

= 930 kg/m3 – khối lượng riêng của giọt lỏng ở t(po) (tra bảng I.249, trang 311, [1])

d – đường kính giọt lỏng. Chọn d = 0,0003 m (trang 292, [5]).

ε=
ξ – hệ số trở lực, tính theo Re: 0,2 < Re < 500 =>

18.5 18.5
=
= 9.38
Re 0.6 3.10.6

( III.4.6 )

ωh < 0.7 × ωo

=> thỏa điều kiện

Thể tích buồng bốc:
Vb =

W
1240
=
= 5.1, m3
ρ h × U t 0.13423 × 1650 ×1.1

( III.4.7 )

Trong đó:

Ut

: Cường độ bốc hơi

Ut Ut
Ut
= ’.f, với f bằng 1.1 và ’=1650 m3/m3.h
19


Vậy chiều cao buồng bốc:
Hb =

Chọn

4 × Vb
4 × 5.1
=
= 2.005, m
2
π × Db π ×1.82

Hb

= 2m

5. Kích thước ống dẫn liệu tháo liệu
Đường kính của các ống được tính một cách tổng quát theo công thức (VI.41), trang 74, [2]:
d=

4.G
π .v.ρ

( III.5 )

Trong đó : G – lưu lượng khối lượng của lưu chất; kg/s
v
ρ
•

– tốc độ của lưu chất; m/s
– khối lượng riêng của lưu chất; kg/s

Ống nhập liệu nồi 1
G = 5000 kg/h = 1.39 kg/s
v

= 1.5m/s

ρ = 1109 kg/m3
d=

4.G
4 ×1.39
=
= 0.033, m
π .v.ρ
3.14 ×1.5 × 1109

Chọm d= 0.04m
•

Ống tháo nồi 1 và nhập nồi 2:

G = 1240 kg/h = 0.3444 kg/s
v

= 0.4 m/s

ρ = 1146 kg/m3
d=
•

4.G
4 × 0.3444
=
= 0.031, m
π .v.ρ
3.14 × 0.4 × 1146

Ống tháo nồi 2 và nhập nồi 3:
20


G = 1237 kg/h =0.344 kg/s
v

= 0.4 m/s

ρ = 1219 kg/m3

d=

•

4.G
4 × 0.344
=
= 0.03, m
π .v.ρ
3.14 × 0.4 × 1219

Ống tháo nồi 3:
G = 1273 kg/h =0.354 kg/s
v

= 0.3 m/s

ρ = 1430 kg/m3

d=

4.G
4 × 0.354
=
= 0.03, m
π .v.ρ
3.14 × 0.3 × 1430

Chọn d = 0.04m
•

Ống dẫn hơi đốt nồi 1
G = 1324 kg/h =0.368 kg/s

v

= 20 m/s

ρ = 1.869 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.368
=
= 0.112, m
π .v.ρ
3.14 × 20 × 1.869

Chọn d = 0.15m
•

Ống dẫn hơi thứ nồi 1
G = 1240 kg/h =0.3444 kg/s
v

= 30 m/s
21


ρ = 1.1581 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.3444

=
= 0.1124, m
π .v.ρ
π × 30 × 1.1581

Chọn d= 0.15m
•

Ống dẫn hơi thứ nồi 2
G = 1237 kg/h = 0.344 kg/s
v

= 30 m/s

ρ = 0.6005 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.344
=
= 0.156m
π .v.ρ
3.14 × 30 × 0.6005

Chọn d= 0.2m
•

Ống dẫn hơi thứ nồi 3
G = 1273 kg/h = 0.354 kg/s
v

= 30 m/s

ρ = 0.13423 kg/m3
d=

4.G
4 × 0.354
=
= 0.335, m
π .v.ρ
3.14 × 30 × 0.13423

Chọn d=0.4m
Ống dẫn ngưng nồi 1, nồi 2 và nồi 3 lấy bằng ống nhập liệu d= 0.04m
IV/ TÍNH CƠ KHÍ
Để thuận tiện trong quá trình tính toán và chế tạo, ta chọn bề dày ba nồi là như nhau và chọn
chép X18H10T để chế tạo vỏ, đáy và nắp thiết bị.

1. Tính buồng đốt

•

Ứng suất cho phép tiêu chuẩn của vật liệu X18H10T ở nhiệt độ ttt là ơ* = 137 , N/mm2
Sơ lược về cấu tạo:
- Buồng đốt có đường kính trong Dt= 1600mm, chiều cao H= 2000mm
- Thân có 3 lỗ, ứng với 3 ống: ống dẫn hơi đốt, xả nước ngưng, xả khí không ngưng
- Vật liệu chế tạo là thép không gỉ X18H10T, có bọc lớp cách nhiệt.
Tính toán
Bề dày tối thiểu S’:

22


Hơi đốt là hơi nước bão hòa có áp suất PD= 3.5 at nên buồng đốt chịu áp suất trong là
Pm= PD -1= 3.5 – 1= 2.5 at
Áp suất tính toán là
Pt= Pm+ ρ.g.H = (2.5x9.81x104+1109 x9.81x2)/106= 0.267 , N/mm2

( IV.1.1 )

Trong đó: ρ: khối lượng riêng dung dịch
- Nhiệt độ của hơi đốt vào là t D= 138 oC, vậy nhiệt độ tính toán là t tt= 138+20= 158 oC
( do có bọc lớp cách nhiệt)
Theo hình 1.2 trang 16,[5], ứng suấtcho phép của vật liệu là ơ*=137,N/mm2
Chọn hệ số hiệu chỉnh ϕh= 0.95 ( do có bọc lớp cách nhiệt)
= > [ơ]= ϕh. ơ*= 0.95x137 = 130.15 , N/mm2

( IV.1.2 )

Tra bảng 2.12 trang 34,[5], module đàn hồi của vật liệu ở ttt là E = 199330 , N/mm2
-

Xét:

ϕ

= 0.95: hệ số mối hàn, hàn một phía
[σ ].ϕ 130.15 × 0.95
=
= 463.08 > 25

Pt
0.36

( IV.1.3 )

Theo công thức 5-3, trang 96,[5]:
S'=

Dt × Pt
1600 × 0.267
=
= 1.73, mm
2[σ ] × ϕ 2 × 130.15 × 0.95

( IV.1.4 )
•

•

Bề dày thực S:
- Dt= 1600mm => Smin= 4mm
- Vật liệu được xem là bền cơ học nên Cb=Cc=0
- Chọn hệ số ăn mòn hóa học là Ca= 1mm( thời gian làm việc là 10 năm)
= > hệ số bổ sung bè dày là: C= Ca+Cb+Cc+Co= 1+0+0+0.5= 1.5 mm
= > bề dày thực S= S’ +C= 4+1.5= 5.5 mm
Chọn bề dày S= 8 , mm
Kiểm tra bề dày buồng đốt:

23

Áp dụng công thức 5-10, trang 97,[5]:

S − Ca
< 0.1
Dt

( IV.1.5 )

8 −1
= 4.375.10 −3 < 0.1
1600

Áp suất tính toán cho phép theo công thức 5.11, [5]

[p ]=

2
2 × [σ ] × ϕ h × ( S − Ca ) 2 × 130.15 × 0.95 × (8 − 1)
=
= 1.077 > 0.267, N / mm
Dt + ( S − Ca )
1600 + (8 − 1)

( IV.1.6 )

Vậy bề dày buồng đốt là S= 8mm

2. Tính thân buồng bốc
Sơ lược về cấu tạo

- Buồng bốc có đường kính trong là Dt= 1600mm, chiều cao H= 2000mm
- Thân có 4 lỗ, gồm: ống nhập liệu, ống dẫn hơi thứ, cửa quan sát, cửa sửa chữa.
- Phía dưới buồng bốc là phần hình nón cụt có gờ liên kết với buồng đốt.
- Vật liệu chế tạo là thép không gỉ X18H10T, có bọc lớp cách nhiệt.
Do nồi ba làm việc ở áp suất chân không nên chịu áp suất ngoài .
Tính toán:
•

Bề dày tối thiểu S’:
Buồng bốc làm việc ở ở P2= 0.21 at nên chịu áp suất ngoài
Pm=1-0.21= 0.79 at
= > Ptt = 0.79 at= 0.0775 , N/mm2
Nhiệt độ của hơi thứ t= 60,7 oC = > ttt= 60.7+20 = 80.7 oC( do có bọc lớp cách nhiệt)
Theo hình 1.2 trang 16,[5], ứng suất cho phép tiêu chuẩn của vật liệu X18H10T ở nhiệt độ t tt
là ơ* = 143 , N/mm2
Chọn hệ số hiệu chỉnh ϕh= 0.95
= > [ơ] = ϕh. ơ*= 0.95x143 = 135.85 , N/mm2
Tra bảng 2.12 trang 34,[5], module đàn hồi của vật liệu ở ttt là E= 202413 , N/mm2
-

ϕ

= 0.95: hệ số mối hàn, hàn một phía

24


0.4

0.4

P H 
 0.0775 2000 
S = 1.18 × Db ×  × b ÷ = 1.18 × 1800 × 
×
÷ = 6.01, mm
E
D
202413
1800


b 
 t
'

•

( IV.2.1 )

Bề dày thực S:
- Dt= 1800mm => Smin= 4mm < S’
- Vật liệu được xem là bền cơ học nên Cb=Cc=0
- Chọn hệ số ăn mòn hóa học là Ca= 1mm( thời gian làm việc là 10 năm)
= > hệ số bổ sung bề dày là: C= Ca+Cb+Cc+Co= 1+0+0+0.5= 1.5 mm
= > bề dày thực S= S’ +C=6.01+1.5= 7.51,mm
Chọn bề dày S= 8 mm
Kiểm tra điều kiện theo công thức 5.15 và 5.16 tr. 99, [5]:

1.5 ×

2(S− Ca ) H b
Db
≤
≤
⇔ 0.1323 ≤ 1.11 ≤ 11.34
Db
Db
2( S − Ca )

Hb
E
≥ 0.3 × tt
Db
σc

( IV.2.2 )

3/ 2

 2( S − Ca ) 
×
÷
Db



⇔ 1.11 ≥ 0.31

( IV.2.3 )

= > Thỏa mãn điều kiện bền
Áp suất cho phép:

[

( IV.2.4)
2

2

D  S − Ca 
S − Ca
1800  8 − 1 
8 −1
p ] = 0.649 × E t × b × 
= 0.649 × 202413 ×
×
= 0.112 > 0.0775
÷×
÷×
H b  Db 
Db
2000  1800 
1800

Thỏa điều kiện
Để tiện cho việc thiết kế, ta chọn bề dày các nồi bằng nhau S= 8 mm.

3. Tính nắp

Chọn nắp elipse có gờ có Dt=1800mm
ht
= 0.25 => ht = 450, mm
Dt

(chiều sâu elip mặt trong)

( IV.3.1 )

Chiều cao gờ = 25mm
Chọn nắp có bề dày là 8 mm
25