Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch Na2CO3 hai nồi xuôi chiều có ống tuần hoàn trung tâm + cad

MỤC LỤC


TRƯỜNG ĐẠI HỌC NÔNG LÂM HUẾ Cộng hòa Xã hội Chủ nghĩa Việt Nam
KHOA CƠ KHÍ - CÔNG NGHỆ

Độc lập _Tự do _ Hạnh phúc

NHIỆM VỤ ĐỒ ÁN THIẾT BỊ
Họ và tên sinh viên : Ngô Thị Thùy Trang
Lớp

: CNTP46B

Ngành học

: Công nghệ thực phẩm

1. Tên đề tài: Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch Na 2CO3 hai nồi xuôi chiều có
ống tuần hoàn trung tâm.
2. Số liệu ban đầu:
 Năng suất: 12550 kg/h
 Dung dịch cô đặc:Na2CO3
 Nồng độ nguyên liệu ban đầu: 11%
 Nồng độ sản phẩm: 28%
 Áp suất hơi đốt: 3,2
 Áp suất ngưng tụ: 0,3
3. Nội dung các phần thuyết minh và tính toán:
 Đặc vấn đề
 Tổng quan các phương pháp và công nghệ thực hiện
 Tính cân bằng vật liệu

 Tính cân bằng nhiệt lượng
 Tính thiết bị chính
 Tính thiết bị phụ
 Kết luận
 Tài liệu tham khảo
4. Các bản vẽ
 Sơ đồ công nghệ: A1, A3
 Bản vẽ chi tiết thiết bị (hay cụm thiết bị và mặt cắt)
5. Ngày giao nhiệm vụ
6. Ngày hoàn thành
Huế, ngày… tháng… năm 2013
Bộ môn
Giáo viên hướng dẫn
Nguyễn Thỵ Đan Huyền

ĐẶT VẤN ĐỀ
2


Trong xu thế hội nhập kinh tế của đất nước ta đang trong thời kì công
nghiệp hóa, hiện đại hóa, thúc đẩy ngành công nghiệp ngày càng phát triển. Trong
đó, điển hình là ngành công nghiệp hóa chất, giữ vai trò quan trọng đối với nền công
nghiệp hiện nay và sau này. Đời sống con người ngày càng được cải thiện, chính vì
vậy mà nhu cầu của con người ngày càng cao, nên rất nhiều hóa chất được sản xuất
nhằm để phục vụ lợi ích đó, điển hình ở đây là Na2CO3.
Ở quy trình sản xuất Na 2CO3 ở quy mô công nghiệp, có rất nhiều công
đoạn, trong đó quá trình cô đặc là một công đoạn hết sức quan trọng. Nó giúp
đưa dung dịch Na2CO3 đến một nồng độ nhất định theo yêu cầu và dễ dàng vận
chuyển. Quá trình cô đặc có thể diễn trong hệ thống cô đặc một nồi hay nhiều
nồi, với cấu tạo buồng đốt đứng, nằm ngang hay nằm nghiêng, làm việc liên tục

hay gián đoạn.
Đối với sinh viên ngành công nghệ thực phẩm, đồ án thiết bị là một
học phần không thể thiếu. Nó giúp cho sinh viên củng cố và hiểu rõ hơn các
kiến thức về các môn học cơ sở ngành, vừa giúp cho sinh viên quen dần với lựa
chọn, tính toán, thiết kế thiết bị với các số liệu cụ thể, có kinh nghiệm hơn về
việc thiết kế, hiểu rõ được các thiết bị từ đó. Đề tài mà tôi thực hiện là : “ Thiết
kế hệ thống cô đặc dung dịch Na 2CO3 hai nồi xuôi chiều, ống tuần hoàn trung
tâm ”. Tuy nhiên, đây là một học phần khó và tiếp xúc thực tế thì rất ít nên trong
quá trình thực hiện đồ án thiết bị có nhiều thiếu sót, rất mong được sự giúp đỡ từ
quý thầy cô và các anh chị khóa trước để có thể hoàn thành tốt nhiệm vụ được
giao.

PHẦN 1 :TỔNG QUAN

1.1. Đặc điểm, tính chất của Na2CO3
3


1.1.1 Đặc điểm
Natri cacbonat là một loại muối cacbonat, hay được gọi là soda. Natri
cacbonat là muối bền trong tự nhiên, thường có trong nước khoáng, nước biển
và muối mỏ trong lòng đất. Một số rất ít tồn tại ở dạng tinh thể có lẫn canxi
cacbonat. Trong công nghiệp, natri cacbonat được dùng để nấu thủy tinh, xà
phòng ,sản xuất keo dán gương, thủy tinh lỏng. Vì có trữ lượng lớn và quá trình
khai thác, điều chế đơn giản nên giá bán natri cacbonat trên thị trường rẻ. [2]
1.1.2 Tính chất của Na2CO3

•
•
•

•

Tính chất vật lý
Bột màu trắng, mùi nồng, để ra ngoài không khí dễ chảy nước.
Nhiệt độ nóng chảy : 851°C( khan)
Nhiệt độ sôi : 1.600°C( khan)
Độ hòa tan trong nước: 22g/100ml(20°C)

 Tính chất hóa học
•

Tác dụng với axít tạo thành muối, nước và giải phóng khí CO2:
Na2CO3 + 2HCl => 2NaCl+ H2O+ CO2

•

Tác dụng với bazơ tạo thành muối mới và bazơ mới:
Na2CO3 + Ca(OH)2 => 2NaOH+ CaCO3

•

Tác dụng với muối tạo thành muối mới:
Na2CO3 + CaCl2 => 2NaCl + CaCO3

•

Không bị nhiệt phân hủy ở nhiệt độ cao [2]
1.2. Tổng quan về quá trình cô đặc
1.2.1. Định nghĩa

-

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.
Thu dung môi ở dạng nguyên chất. [6]
1.2.2.Các phương pháp cô đặc
4


1.2.2.1 Phương pháp nhiệt (đun nóng)
Dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái rắn dưới tác dụng của
nhiệt khi áp suất riêng phần của nó bằng áp suất tác dụng lên mặt thoáng chất lỏng.
1.2.2.2 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]
1.2.3. Bản chất của sự cô đặc do nhiệt:
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 phân 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.[3]
1.2.4 Ứng dụng của sự cô đặc:
Quá trình cô đặc được ứng dụng: trong sản xuất thực phẩm: cô đặc các
dung dịch đường, mì chính, các dung dịch nước trái cây, sữa…; Trong sản xuất

hóa chất: NaOH, NaCl, CaCl2, các muối vô cơ…Hiện nay, phần lớn các nhà
máy sản xuất hóa 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
gián tiếp nhưng rất cần thiết và gắn liền với sự tồn tại của nhà máy nên việc cải
thiện hiệu quả của thiết bị cô đặc là một tất yếu. Đòi hỏi phải có những thiết bị
hiện đại, đảm bảo an toàn và hiệu suất cao.[3]
1.3.Các thiết bị cô đặc nhiệt
1.3.1 Phân loại
1.3.1.1 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.
5


+ Có buồng đốt ngoài (không đồng trục buồng bốc).
- Nhóm 2: Dung dịch đối lưu cưỡng bức, 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: dung dịch
sôi tạo bọt khó vỡ.
+ Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt trong hay ngoài: dung dịch sôi
ít tạo bọt và bọt dễ vỡ. [3]

1.3.1.2 Theo phương pháp thực hiện quá trình:
Quá trình cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất (áp suất
chân không, áp suất thường hay áp suất dư), trong hệ thống một thiết bị cô đặc
hay trong hệ thống nhiều thiết bị cô đặc. Trong đó:
- Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao, dễ bị
phân hủy vì nhiệt.
- Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển dùng cho dung dịch không
bị phân hủy ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứ
cho cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác.
- Cô đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà được thải
ra ngoài không khí. Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế.[3]
1.3.2 Lựa chọn thiết bị cô đặc
Dựa theo tính chất nêu trên của nguyên liệu và yêu cầu đã cho của đồ án,
ta chọn hệ hống cô đặc hai nồi, làm việc liên tục, áp suất chân không, có buồng
đốt trong và ống tuần hoàn trung tâm.
- Ưu điểm: có cấu tạo đơn giản, dễ vệ sinh và sửa chữa, cô đặc ở áp suất
chân không làm giảm nhiệt độ sôi của dung dịch nên giảm được chi phí năng
lượng, hạn chế chất tan bị cuốn theo và bị bám vào thành thiết bị làm hư thiết bị.
- Nhược điểm: tốc độ tuần hoàn nhỏ, độ nhớt của dung dịch tăng nhanh,
dễ xảy ra hiện tượng đóng cặn( tạo lớp cao) dẫn đến hệ số truyền nhiệt giảm từ
nồi đầu đến nồi cuối[3]
6


1.4 cấu tạo thiết bị và thuyết minh quy trình công nghệ
1.4.1 Cấu tạo và hoạt động của nồi cô đặc
Nồi cô đặc ống tuần hoàn trung tâm cấu tạo gồm buồng đốt, buồng bốc và
bộ phận thu hồi cấu tử .Trong đó:
- Buồng đốt ở dưới bao gồm các ống truyền nhiệt và một ống tuần hoàn
trung tâm. Dung dịch đi trong ống còn hơi đốt ngoài ống. Nguyên tắc hoạt động

của ống tuần hoàn trung tâm là: do ống tuần hoàn có đường kính lớn hơn đường
kính ống truyền nhiệt nên hệ số truyền nhiệt nhỏ, dung dịch sẽ sôi ít hơn so với
dung dịch trong ống truyền nhiệt. Khi sôi dung dịch sẽ có khối lượng riêng giảm
do đó tạo ra áp lực đẩy dung dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt.
Kết quả, tạo nên dòng chuyển động tuần hoàn đối lưu tự nhiên giữa ống truyền
nhiệt và ống tuần hoàn.
- Phía trên thiết bị là buồng bốc. Đây là một phòng trống, ở đây hơi thứ
được tách ra khỏi hỗn hợp lỏng - hơi của dung dịch sôi. Bên trong buồng bốc
còn có bộ phận thu hồi cấu tử để tách những giọt chất lỏng còn lại do hơi thứ
mang theo.[4]
1.4.2.thuyết minh quy trình công nghệ.
Nguyên liệu ban đầu là Na 2CO3 có nồng độ là 11%, dung dịch được đưa
từ bể chứa nguyên liệu lên thùng cao vị, sau đó chảy qua lưu lượng kế vào thiết
bị trao đổi nhiệt. Tại đây, dung dịch sẽ được đun nóng đến nhiệt độ sôi rồi đi
vào nồi 1.Ở nồi này thực hiện quá trình bốc hơi một phần, đến nồng độ nhất
định thì dung dịch được đưa qua nồi 2, làm nguyên liệu đầu vào của nồi 2 nhờ
chênh lệch áp suất giữa 2 nồi.Khi nồng độ đạt yêu cầu thì đưa ra khỏi nồi 2 và
được đưa tới thùng chứa sản phẩm.
Hơi thứ của nồi 1 làm hơi đốt cho nồi 2 , hơi thứ của nồi 2 thoát lên thiết
bị ngưng tụ.Trong thiết bị ngưng tụ , nước làm lạnh từ trên xuống, hơi thứ ở đây
được ngưng tụ lại thành chất lỏng chảy qua ống Baromet ra ngoài, còn khí
không ngưng được bơm chân không hút ra ngoài sau khi qua thiết bị thu hồi bọt
Hơi đốt sau khi cấp nhiệt cho dung dịch sẽ ngưng tụ lại và được tháo ra ở
bộ phận tháo nước ngưng.
Ngoài ra, ở các thiết bị gia nhiệt có các hệ thống đưa hơi đốt vào và tháo
nước ngưng ra.

7

PHẦN 2: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ CỦA QUÁ TRÌNH CÔ ĐẶC


Các số liệu ban đầu:
Năng suất theo dung dịch đầu: Gđ = 12550 (kg/h).
Nồng độ của dung dịch trước khi cô đặc: xđ = 11 %.
Nồng độ của dung dịch sau khi cô đặc: xc = 28%.
Áp suất hơi đốt: 3,2(at).
Áp suất còn lại trong thiết bị ngưng tụ: 0,3 (at).
2.1 Cân bằng vật liệu
2.1.1. Tổng lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống
Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống :
Gđ = Gc + W (1)
Trong đó
Gđ, Gc là lượng dung dịch đầu và cuối (kg/h)
W : là lượng hơi thứ đi ra khỏi hệ thống (kg/h).
Viết cho cấu tử phân bố :
Gđ .xđ = Gc .xc + W.xw
xđ, xc là nồng độ đầu, cuối của dung dịch (% khối lượng).
xem như lượng hơi thứ không bị mất mát,ta có : Gđ .xđ = Gc .xc (2)
Từ (1) và (2) suy ra, lượng hơi bốc ra của toàn hệ thống được xác định :

x
x

đ

W = Gđ.(1 -

c

) = 12550 . (1 -

11
28

) = 7619,643 (kg/h)

2.1.2. Xác định nồng độ cuối của mỗi nồi:
Ta có: W = W1+ W2
Với W1, W2 là lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1, 2 (kg/h).
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 ÷ 1,25
W2
8


Giả sử chọn tỉ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi 1 và 2 là : 1,1
Khi đó ta có hệ phương trình:
W1
= 1,1
W2

W1 + W2 = 7619,643
Giải hệ trên có kết quả :
W1 = 3991,24 (kg/h)
W2 = 3628,40 (kg/h)
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1 :

x1=

Gđ . x đ
12550.11
=
=
Gđ − W1 12550 − 3991,24

16,13 %

Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2 :

X 2=

Gđ .x đ
12550.11
=
=
Gđ − W1 − W2 12550 − 3628,40 − 3991,24

28 %

2.2. Cân bằng nhiệt lượng
2.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi.
Gọi P1, P2, Pnt là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ.
∆P1: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2.
ΔP2: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ.
ΔPt: hiệu số áp suất của toàn hệ thống.
Giả sử chọn:

Áp suất hơi đốt vào nồi 1 là P1= 3,2at.
Áp suất của thiết bị ngưng tụ Baromet là Pnt= 0,3at.
Khi đó hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là:
ΔPt= P1- Pnt=3,2- 0,3= 2,9at.

Chọn tỉ số phân phối giữa các nồi là:

∆P1
∆P2
=

1,9.
9


Kết hợp với phương trình: ΔP1+ ΔP2= ΔPt= 2,9 at.
Suy ra:

ΔP1= 1,9 at

ΔP2= 1 at
P2= P1- ΔP1= 3,2- 1,9= 1,3 at
Gọi: thd1, thd2,tnt là nhiệt độ vào nồi 1,2, thiết bị ngưng tụ.
tht1, tht2 là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1,2.
Giả sử tổn thất nhiệt độ trên đường ống từ nồi 1 sang nồi 2 là 10C
tht1= thd2+ 1
tht2= tnt+ 1
Tra bảng : I.250, STQTTB, T1/Trang 312.
I.251, STQTTB, T1/ Trang 314
Bảng 1: Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi

Nồi 1
pLoại

Áp suất Nhiệt độ
P1(at)
t(0C)

Nồi 2
Áp suất

Tháp ngưng tụ

Nhiệt độ Áp suất

P2(at)

t(0C)

Hơi đốt

3,2

134,9

1,3

106,45

Hơi thứ

1,34

107,45

0,314

69,7

Pnt(at)

Nhiệt độ
tnt(0C)

0,3

68,7

2.2.2. Xác định tổn thất nhiệt độ.
Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do nồng độ, tổn
thất do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống.
2.2.2.1.Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (∆’)
Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của
dung môi nguyên chất.
Hiệu số nhiệt độ của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất
nhiệt độ do nồng độ gây ra.
Ta có: Δ’= tsdd- tdmnc (ở cùng áp suất).
Áp dụng công thức Tiasenco:
Δ’= Δ’0.f
10

Với f= 16,2.
Trong đó: Δ’0: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường gây ra.
f: hệ số hiệu chỉnh.
Ts: nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (0K ).
r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg).
Bảng 2: Tra bảng VI.2, STQTTB, T2/Trang 64
Nồi 1

Nồi 2

Nồng độ dung dịch (% khối lượng)

16,13

28

∆’0 (0C)

2,02

4

Bảng 3: Tra bảng I.251, STQTTB, T1/Trang 314
Nồi 1

Nồi 2

1,34

0,314

2240,6.103

2333,8.103

Áp suất hơi thứ (at)
Nhiệt hóa hơi r (J/kg)
∆,o .16,2.( t ht1 + 273)
∆ =
r1

2

,
1

Nồi1:

Nồi 2: Δ’2=

∆,o .16,2.( t ht 2 + 273)
r2

=
2

=

2,02.16,2.(107,45 + 273)

2240,6.10 3
4.16,2.( 69,7 + 273)
2333,810 3

2

= 2,110C

2

= 3,260C.

Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn bộ hệ thống:
∑∆

’ = Δ’1+Δ’2= 2,11+3,26 = 5,370C

2.2.2.2.Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (Δ”)
Nhiệt độ sôi của dung dịch cô đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh Δ” ( tổn
thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao):
Áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối chất lỏng cần cô đặc, theo CT
VI.12, STQTTB,T2/60 :
Ptb = P0 + (∆h +

h
2

) ρ dds ⋅ g

, N/m2;

11


Trong đó :
P0 : áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch (N/m2).
Δh: chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến
mặt thoáng của dung dịch (m).
h: chiều cao của ống truyền nhiệt(m).
ρdds: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m3).
g: gia tốc trọng trường (m/s2), g= 9,81 m/s2.
Vậy ta có: Δ” = ttb- t0, độ;
Ở đây

ttb - nhiệt độ sôi của dung dịch ứng với áp suất Ptb, 0C;

t0: nhiệt độ sôi của dung môi ứng với áp suất P0, 0C.
Bảng 4: Tra bảng I.56 STQTTB T1/45
Nồi i

x%

p0(at)

T0(0C)

ρdd

ρdds

Ptb

1

16,13

1,34

101,86

1169,6

584,8

1,543

2

28

0,314

103,78

1299,6

649,8

0,467

Để tính Ptb, chọn:

Δh= 0,5m (cho cả 2 nồi)
h= 4 (cho cả 2 nồi)
Áp suất thủy tĩnh của từng nồi:

Nồi 1: ρdds1=

Ptb1= P0+

1169,6
2

=584,8





h
4
  ∆h + 2  ρ dds1 g 
  0,5 + 2 .584 ,8.9,81 



 = 1,34 +  
=
4
9,81 .10 4
 9,81 .10









Nồi 2: ρdds2=

1,486at

1299,8
= 613,9
2

12






h
4
  ∆h + 2  ρ dds2 g 
  0,5 + 2 .613,9.9,81 



 = 0,314 +  


4
9,81 .10 4
 9,81 .10








Ptb2= P0+

= 0,476at

Để tính nhiệt độ sôi của dung dịch NaNO 3 ứng với Ptb ta dung công thức
P
 
 PS  t

BaBo:

=K

Với:
P: áp suất hơi bão hòa của dung môi nguyên chất trên bề mặt dung dịch.
Ps: áp suất hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất thường.
Tra STQTTB T1 bảng I.204/236 & bảng I.249/311.
Nồng độ của dung dịch ở nồi 1: 16,13%; nhiệt độ sôi t 0s = 101,860C cũng

ở nhiệt độ đó áp suất hơi bão hòa của nước là: 1,107at.
P
PS

Nồi 1:
P= Ptb

⇒
⇒

P=P0

⇒
⇒

=

1
1,107

⇒

Ps = 1,107P

Ps1= 1,107.1,486= 1,65at.
t0tb1= 113,60C (Tra STQTTB T1 bảng I.251/314 ).

P0s1= 1,107.1,34= 1,5at
t0s1= 110,70C (Tra STQTTBT1 bảng I.251/314 ).

Δ”1= t0tb1- t0s1= 113,05 - 110,7= 2,90C
Tra bảng STQTTB T1 bảng I.204/236 & và bảng I.249/311
Nồng độ dung dịch ở nồi 2: 28%; nhiệt độ sôi t 0s = 103,780C, cũng ở
nhiệt độ đó áp suất hơi nước bão hòa là: 1,183at

Nồi 2:

P
PS

=

1
1,183

⇒

Ps = 1,183P

13


P= Ptb

⇒
⇒

Ps2= 1,183.0,476= 0,563at
t0tb2= 83,7980C (Tra STQTTB T1 bảng I.251/314 ).

⇒
P=P0

P0s2= 1,183.0,314= 0,371 at

⇒

t0s2= 73,39 (Tra STQTTB T1 bảng I.251/314 ).

Δ”2= t0tb2- t0s2= 83,2-73,39= 10,4080C
Tổn thất do áp suất thủy tĩnh:
Δ”= Δ”1+ Δ”2= 2,9+10,408= 13,3080C
2.2.2.3. Tổn thất nhiệt độ do trở thủy lực trên đường ống (Δ”’ )
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:
Δ”’1= 10C
Δ”’2= 10C
ΣΔ”’ = Δ”’1+ Δ”’2= 1+1= 20C
2.2.2.4. Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc
ΣΔ= ΣΔ’+ ΣΔ”+ ΣΔ”’= 5,37+13,308+2= 20,6780C
2.2.2.5. Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống
Hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi:
Nồi 1: Δti1= thd1- (thd2+ ΣΔ1) = 134,9 – (106,45+2,11+2,9+1) = 22,440C
Nồi 2: Δti2 = thd2- (tnt + ΣΔ2) = 106,45 – ( 68,7+3,26+10,408+1)
= 23,0820C
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi 1: Δti1 = thd1- ts1

⇒

⇒

ts1= thd1- Δti1= 134,9- 22,44= 112,460C

Nồi 2: Δti2 = thd2- ts2 ts2 = thd2- Δti2 = 106,45- 23,082= 83,3680C
Chênh lệch nhiệt độ hữu ích cho cả hệ thống:
Δhi= thd1-tnt – ΣΔ= 134,9- 68,7-20,678= 45,5220C
2.2.3. Cân bằng nhiệt lượng
2.2.3.1.Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi
•

Nhiệt dung riêng của dung dịch ban đầu:
Vì Xd= 11% < 20% nên ta áp dụng công thức C= 4186.(1-x) (J/kg.độ)
14


(I.43,STQTTB T1/ Trang152)

⇒

•

•

Cd= 4186.(1-0,11) = 3725,54 J/kg.độ
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 1:
Vì X1= 16,13% < 20% nên ta có
C1=4186.(1-x) =4186.(1-0,1613) =3510,79 J/kg.độ
(Cht: nhiệt dung riêng của chất hòa tan khan J/kg.độ)
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 2:

Vì X2= 28%>20% nên ta áp dụng công thức C= C nt.X + 4186.(1-x)
(J/kg.độ),(I.44,STQT và TB, tập 1/Trang 152)
Theo CT I.41 ,STQT và TB,tập 1/152
M.Cht=
Tra bảng I.141 ,STQT và TB, tập 1/Trang 152 ta được:
CNa = 26000(J/kg.độ) , CC = 7500 , CO = 16800(J/kg.độ)
Cht = ( 2.26000+1.7500+3.16800) = 595,28
C2= 595,28 + 4186.(1-0,28) = 3180,6
2.2.3.2. Nhiệt lượng riêng
I : Nhiệt lượng riêng của hơi đốt (J/kg)
i: Nhiệt lượng riêng của hơi thứ (J/kg)
Bảng 5: Tra bảng I.249 và I.250, STQTTB T1/ Trang 310 và 31
Nồi

Hơi đốt
t(0C)

Hơi thứ

I (J/kg) Cn(J/kg.độ)

t(0c)

Dung dịch

i (J/kg) C(J/kg.độ) ts(0C)

1

134,9 2693,36

4276,29

107,45

2690,19
5

3510,79

112,46

2

106,45 2689,61

4228,4

69,7

2625,77

3180,6

83,368

2.2.3.3. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng
Gọi :D1, D2: là lượng hơi đốt đi vào nồi 1 và vào nồi 2 (kg/h).



Gd, Gc: lượng dung dich đầu, cuối (kg/h).
W, W1, W2: lượng hơi thứ bốc lên ở cả hệ thống và từng nồi (kg/h).
I1, I2: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2
i1, i2: hàm nhiệt của hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg).
Cd, Cc: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối (J/kg.độ).
td, tc: nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch 0C.
θ1, θ2:nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 0C.
Cng1, Cng2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 0C.
Qtt1, Qtt2: nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh từ nồi 1 và nồi 2 (W).
Nhiệt lượng vào gồm có:
Nồi 1:
15



-

-

Nhiệt do hơi đốt mang vào: D1I1
Nhiệt do dung dịch đầu mang vào: Gd.Cd.td
Nồi 2:
Nhiệt do hơi đốt mang vào ( hơi thứ nồi 1):W1i1= D2I2
Nhiệt do dung dịch sau nồi 1 mang vào: (Gd – W1).C1.ts1
Nhiệt mang ra gồm:
Nồi 1:
Hơi thứ mang ra : W1i1
Do dung dịch mang ra: (Gd-W1)C1ts1
Do hơi nước ngưng tụ:D1Cng1θ1

Do tổn thất chung: Qtt1= 0,05D1(I1- Cng1θ1)
Nồi 2:
Hơi thứu mang ra: W2i2
Do dung dịch mang ra: (Gd- W).C2ts2
Do hơi nước ngưng tụ: D2Cng2 θ2 = W1.Cn2.θ2
Do tổn thất chung: Qtt2= 0,05D2(I2- Cng2 θ2)
Phương trình cân bằng nhiệt lượng :
Nồi 1:
D1I1+ Gd.Cd.td = W1i1 + (Gd-W)C1ts1+ D1Cng1θ1+ 0,05D1(I1- Cng1 θ1)
Nồi 2:
D2I2+(Gd-W1)C1ts1 = W2i2+ (Gd- W).C2ts2+ D2Cng2 θ2+ 0,05D2(I2- Cng2 θ2)
Với : D2I2= W1i1; W= W1+ W2 ; W1 = D2
Ta có :

⇔

W1=

Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là:
W1 =
=3823,62 (kg/h)
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2:
W2= W- W1= 7619,64- 3823,62= 3796,02(kg/h)
2.2.3.4. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi
W1 − Wgt1

η1 =

W1

=

3991,24 − 3823,62
3991,24

.100%= 4,12% < 5%
16


=

W2 − W gt 2

η2

W2

=

3628,4 − 3796,02
3628,4

.100%= 4,59% < 5%

Vậy giả thiết phân phối hơi ban đầu (W1/W2=1,1) đã phù hợp.
x1= = 15,82 %

⇒

x2==28%

D= =
=4214,29 (kg/h)
2.3 Tính bề mặt truyền nhiệt
2.3.1. Độ nhớt:
Ta sử dụng công thức Pavolov,I.17 ST QTTB T1/Trang 85

t1 − t 2
= K = const
θ1 − θ 2
Với t1, t2 là nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt μ1, μ2.
θ1 ,θ 2

Nên:

là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.

ts − t2
t −t
= K → θs = s 2 + θ2
θs −θ2
K

Nồi 1: Nồng độ dung dịch x1 = 16,13 %.
Chọn chất chuẩn là H20.
Tra bảng của nước phụ thuộc nhiệt độ.
I.102, STQTTB T1/ Trang 94
I.101, STQTTB T1/ Trang 100

→ t1 = 40( o C ) → µ1 = 0,798.10 −3 ( N .s / m 2 ) → θ1 = 30,16( o C )

→ t 2 = 50( o C ) → µ 2 = 0,68.10 −3 ( N .s / m 2 ) →θ 2= 38,1( o C )

17


→K =

50 − 40
= 1,26
30,16 − 38,1
t s1 − t2
112,46 − 50
+ θ2 =
+ 38,1
k
1,26

θs =

Từ đó ta có:

⇒

= 87,67 (0C)

µs1 = 0,3251.10-3 (N.s/m2)

Nồi 2: Nồng độ dung dịch x2 = 28%.
Chọn chất chuẩn là H20.
Tra bảng :

I.102, STQTTB T1/ Trang 94.
I.107, STQTTB T1/ Trang 100.

→ t1 = 40( o C ) → µ1 = 1,022.10 −3 ( N .s / m 2 ) → θ1 = 19,32( o C )
→ t 2 = 50( o C ) → µ 2 = 0,866 .10 −3 ( N .s / m 2 ) →θ 2= 26,4( o C )
→K =

40 − 50
19,32 − 26,4

θs =
Từ đó ta có:

⇒

= 1,41

ts 2 − t2
83,36 − 50
+ θ2 =
+ 26,4
k
1,41

= 50,059 (0C)

µs2 = 0,5488.10-3 (N.s/m2)
2.3.2. Hệ số truyền nhiệt của dung dịch:

Áp dụng công thức I.32 ST QTTB T1/ Trang 123:

λdd = A.Cp.ρ .3

ρ
M

(W/m.độ)

Với:
A:là hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước.
Cp:nhiêt dung riêng đẳng áp của chất lỏng, (J/kg. độ).
18


ρ

:khối lượng riêng, (kg/m3).

M:là khối lượng mol của chất lỏng
Chọn A = 3,58.10-8
M = mi .M dd + (1 − mi ).M H 2O

Mà

xi
M d2
mi =
xi
1 − xi
+

M d 2 M H 2O

Nồi 1:
0,1613
106
m1 =
= 0,0316
0,1613 1 − 0,1613
+
106
18
→ M 1 = 0,0316.106 + (1 − 0,0316).106 = 20,78

→ λ1 = 3,58.10−8.3510,79.1169,6.3

1169,6
= 0,563
20,78

(W/m.độ)
Nồi 2:
0,28
106
m2 =
= 0,062
0,28 1 − 0,28
+
106
18
→ M 2 = 0,062.106 + (1 − 0,062).18 = 23,45

→ λ2 = 3,58.10−8.3180 ,6.1299,63

1299,6
23,45

= 0,564(W/m.độ)
2.3.3. Hệ số cấp nhiệt (α )
2.3.3.1. Về phía hơi ngưng tụ (α1 )
19


Áp dụng công thức V.101, STQTTB T2/Trang 28.
α 1 = 2,04. A.4

r
H .∆t1

W/m2.độ
Với r: ẩn nhiệt ngưng ( J/kg).
H: chiều cao ống truyền nhiệt ( chọn H= 4m).
4

ρ 2 .λ3
µ

A=
: hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng tm
tm= 0,5(tT1+ thd ).
Δt1= thd- tT1.

Nồi 1: chọn Δt1= 2,450C
→ tT1= thd1- Δt1= 134,9- 2,45= 132,450C
→ tm1= 133,6750C
Tra STQTTB T2/Trang 29 ta có: A1=192,1025
Tra bảng I.250 STQTTB T1/Trang 312
Từ thd1= 134,90C suy ra r1= 2165,3.103 (J/kg)
2165,3.103
⇒ α11 = 2,04.192,1025.
= 8496,42
4.2,45
4

(W/m.độ)

⇒ q11 = α11.∆t1 = 8496,42.2,45 = 20816 ,23

(W/m2)

Nồi 2: chọn Δt2= 2,940C
→ tT2= thd2- Δt2= 106,45- 2,94= 103,510C
→ tm2= = 104,980C
Tra STQTTB T2/Trang 29 ta có: A2= 181,24
Tra bảng I.250 STQTTB T1/ Trang 312
Từ thd2= 106,450C suy ra r2= 2243,94.103 (J/kg)
2243,94.103
⇒ α12 = 2,04.181,24.
= 7727,47
4.2,94
4

⇒ q12 = α 12 .∆t 2

(W/m2.độ)
= 7727,47. 2,94 = 22718,77(W/m2)

2.3.3.2.Về phía dung dịch sôi
Ta có : α2= φ.αn
Với φ: hệ số hiệu chỉnh.
αn: hệ số cấp nhiệt của nước.
Mà theo CT VI.27, STQTTB, T2/Trang 71

20


λ 2
ϕ =  d
 λn






0 , 565

Ta có:

 ρ 2
. d
 ρ n






2

 Cd 2

 C
 n

  µn
.
 µ 2
 d






0 , 435

Theo CT V.91, STQTTB, T2/Trang 26

α n = 0,145.∆t 22,33 . p 0,5

W/m2.độ (P là áp suất hơi thứ)

Trong đó :

λdd , ρ dd , Cdd , µdd

lần lượt là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt
dung riêng và độ nhớt của dung dịch.

λn , ρ n , Cn , µn

lần lượt là hệ số truyền nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung
riêng và độ nhớt của nước.
Ta có: ∑ r = r1 + r2 + r3
Chọn theo bảng V.I, STQTTB, T2/ Trang 4.

δ

∑r = r + λ + r
1

3

Trong đó r1: nhiệt trở của lớp hơi nước

r2 =

δ
γ

: nhiệt trở của tường

λ : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhệt
δ

δ

: bề dày ống truyền nhiệt ( =2 mm)

r3 : nhiệt trở của lớp cặn bẩn
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 λ = 50 W/m độ (Tra bảng
XII.7,STQTTB, T2/ Trang 313)
Chọn r1=0,232.10-3 (m2.độ/W)
r3= 0,387.10-3 (m2.độ/W)

21


⇒

0,232.10 −3 +

∑r=

2
.10 −3 + 0,387 .10 −3 = 0,659.10 −3
50

Nồi 1: ta có:ts1= t21= 112,460C
Ta có: Δt1= q11.Σr= 20816,23.0,659.10-3=13,710C
⇒ tT 2 = tT 1 − ∆t1 =

134,9-13,71=118,740C

Hiệu số cấp nhiệt của nước:
Δt2= tT2-t2= 118,74- 112,46=6,28 0C
Áp suất hơi thứ tại nồi 1:
Pht1= 1,34.98100= 131454 (N/m2)

⇒ α n1 =

0,145.6,262,33.1314540,5=3801,9(W/m2.độ)

Tra bảng I.249 STQTTB T1/Trang 311
Ta có: Cn= 4236,25 (J/kg.độ)
µn= 0,255.10-3 (N.s/m2)

λn

= 68,43.10-2(W/m2.độ)

ρn = 949,62 kg/m3
 0,563 

−2 
 68,4310 

φn1=

0 , 565

 1169,6  2  3510,79   0,255.10−3 

.
 
.
−3  
 949,62   4236,25   0,3267.10 

⇒ α 21 = ϕ n1.α n1 = 0,89 .3801,9 = 3383,691
⇒ q 21 = α 21 .∆t 2 =

0 , 435

= 0,89

(W/m2.độ)

3383,691.6,28 = 21249,57 (W/m2)

Nên ta có:
η1 =

20816 ,23 − 21249,57
.100% = 2,08% < 5%
21249,57

Vậy nhiệt tải trùng bình:

22

Q1=

q11 + q21 20816 ,23 + 21249,57
=
= 21032,9
2
2

(W/m2)

Nồi 2: ta có ts2= t22= 83,360C
Δt1= q12.Σr = 83,36.0,659.10-3=14,970C

⇒ tT 22 = tT 2 − ∆ t1

= 106,45-14,97=91,480C

Hiệu số cấp nhiệt của nước:
Δt2=tT22-t22= 91,48-83,36= 8,120C
Áp suất hơi thứ tại nồi 2:
Pht2= 0,314.98100= 30803,4 (N/m2)

⇒ α n2 =

0145.8,122,33.30803,40,5=3349,14(W/m2.độ)

Tra bảng I.249 STQTTB T1/Trang 311
Ta có: Cn= 4189,58 J/kg.độ
µn= 0,341.10-3 N.s/m2

λn= 67,67.10-2 W/m.độ
ρn= 969,96 kg/m3
 0,564 
ϕ2 = 

−2
 67,67.10 

⇒ α 22 = ϕ 2 .α n 2 =

⇒ q22 = α 22 .∆t2

0, 565

 1299,6  2  3180 ,6  0,341.10 −3 

 


−3  
 969,96   4189.58  0,5594.10 

0 , 435

= 0,83

0,83. 3349,14= 2779,78 (W/m2.độ)

= 8,3.2779,78=22571,86 (W/m2)

Nên ta có:
η2 =

22718,77 − 22571,86
.100% = 0,64% < 5%
22718,77

Vậy nhiệt tải trung bình:

Q2=

q12 + q22 22718,77 + 22571,86
=
= 22645,315
2
2

(W/m2)
23


2.3.3.3. Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi.
Xem bề mặt truyền nhiệt trong các nồi như nhau: F1= F2 nên nhiệt độ
hữu ích phân bố trong các nồi được tính theo công thức VI.20 STQTTB
T2/Trang 68
Qi
K
∆t hi ( k ) = n = 2i . ∑ ∆t hi
∑
i =1

Trong đó:
Δthi :là nhiệt độ hữu ích trong các nồi (0C )
Qi: lượng nhiệt cung cấp (J/s )
Ki: hệ số truyền nhiệt
Ta có:

Qi .ri
3600
Trong đó:
Di: là lượng hơi đốt mỗi nồi
ri: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi

Ki =

1
1
1
+ ∑r +
α1
α2

Nồi 1:
Ta có: ẩn nhiệt ngưng tụ ứng với nhiệt độ 134,90C là r1= 2165,3.103

D1.r1 4214,29.2165,3.103
Q1 =
=
= 2534778,371
3600

3600
K1 =

1
1
1
+ 0,659.10 −3 +
8496,42
3383,691

(J)

= 932,634

Q1 2534778,371
=
= 2717,87
K1
932,634
Nồi 2:
Ta có: ẩn nhiệt ngưng tụ ứng với nhiệt độ 106,450C là r= 2243.103

D 2 .r2 3823,62.2243.10 3
Q2 =
=
= 2383326 ,073( J )
3600
3600
K2 =

1
1
1
+ 0,659.10 −3 +
7727,47
2779,78

= 870 ,96

24


Q2 2383326 ,073
=
= 2736,436
K2
870 ,96
Nên :
n=2

Qi

i =1

i

∑K

=

Q1 Q2
+
= 2717,87 + 2736,436 = 5454,306
K1 K 2

Ta có hiệu số nhiệt độ hữu ích cho toàn hệ thống.

∑t

=45,522 0 C

hi

Nhiệt độ hữu ích của từng nồi là:
Nồi 1:

∆t hi1 =

2717,87
.45,522 = 22,680 C
5454,306

Nồi 2:

∆t hi 2 =

2736,436
.45,522 = 22,84 0 C
5454,306

Sai số nhiệt độ hữu ích là:
Nồi 1:

η1 =

22,68 − 22,44
.100% = 1,06% < 10%
22,44

Nồi 2:

η 2=

22,84 − 23,082
.100% = 1,15% < 10%
23,082

Các sai số so với giả thiết ban đầu đều nhỏ hơn 10% nên kết quả cuối
cùng có thể chấp nhận được.
Vậy thực tế bề mặt truyền nhiệt của thiết bị là:
Bề mặt truyền nhiệt của nồi 1:
F1 =

Q1
2534778,371
=
= 121,11
K1.∆t hi1 932,634.22,68

m2

Bề mặt truyền nhiệt của nồi 2:
F2 =

Q2
2383326 ,073
=
=
K 2 .∆t hi 2 870 ,96.22,84

118,55 m2

Theo quy chuẩn bảng VI.6, STQTTB T2/Trang 80
25