Đồ án hệ THỐNG cô đặc ĐƯỜNG BA nồi XUÔI CHIỀU

HỆ THỐNG CÔ ĐẶC ĐƯỜNG BA NỒI XUÔI CHIỀU
Chương 1. CHỌN VÀ THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ
1.1. Tính chất của nguyên liệu
1.1.1.
Đặc điểm của nguyên liệu
Quy trình sản xuất đường từ mía gồm các giai đoạn chính: thu nhận nước mía
-> làm sạch nước mía -> cô đặc nước mía -> nấu đường và kết tinh -> ly tâm, sấy,
đóng bao và bảo quản đường.
Nguyên liệu cho công đoạn cô đặc đường saccharose là nước mía đã được làm
sạch, loại bỏ các tạp chất, tẩy màu, tẩy mùi. Sau công đoạn làm sạch nước mía có pH
khoảng 6,5- 6,8.
Dung dịch đường gồm nước là dung môi và saccarose hòa tan, các cấu tử này
xem như khó bay hơi trong quá trình cô đặc.
1.1.2.
Một số biến đổi của nguyên liệu trong quá trình cô đặc
Trong quá trình cô đặc, mặc dù mục đích chủ yếu là bốc hơi nước cô đặc dung
dịch, tuy nhiên, trong đó vẫn xảy ra nhiều phản ứng hóa học và hóa lý dẫn đến sự
thay đổi thành phần và đặc tính của chất tan. Nước ngưng tụ trong hệ cô đặc nhiều
nơi không phải là nước nguyên chất mà chứa ít đường và chất phi đường. Sự có mặt
của đường trong nước dẫn đến ăn mòn nồi hơi, do đó phải thường xuyên kiểm tra
nước ngưng tụ để tránh sự ăn mòn nồi hơi. Mặt khác, dưới tác dụng của nhiệt độ, sẽ
xảy ra sự phân hủy của đường và chất không đường.
a) Biến đổi tính chất vật lý:
Hệ số dẫn nhiệt dung dich λdd, cấp nhiệt α trong quá trình cô đặc giảm. λdd
giảm từ 3,38-0,29 W/mK.
Nhiệt dung riêng c cũng giảm trong quá trình cô đặc, c là đại lượng đo khả năng
hấp thụ nhiệt của một vật.
Khối lượng riêng dung dịch sẽ tăng trong quá trình cô đặc, của dung dịch là
một đặc tính về mật độ của dung dịch đó.
Độ nhớt tăng do quá trình cô đặc làm tăng nồng độ dung dịch đường, là hệ số
đại diện cho ma sát trong của dung dịch đường.

Tổn thất nhiệt do nồng độ cũng tăng theo quá trình cô đặc.
- Biến đổi tính chất hóa học:
Sự thay đổi pH môi trường là giảm pH do các phản ứng phân hủy amit của các
cấu tử tạo thành acid.
Ở đây ta sử dụng nước bình thường làm dung môi nên trong nước vẫn còn ion
Ca 2+ ít hòa tan trong quá trình cô đặc từ nồng độ thấp lên nồng độ cao làm phân hủy
muối hữu cơ tạo ra kết tủa làm đóng cặn.
Saccarose nóng chảy và phân hủy ở nhiệt độ 186 oC để tạo ra caramen hóa
đường làm biến đổi màu của dung dịch tạo ra tác dụng tương hỗ giữa các sản phẩm
phân hủy và các aminoacid, tuy nhiên trong môi trường 3 < pH < 9 thì phản ứng
caramel xảy ra khi nhiệt độ lớn hơn 130 oC
Trong suốt quá trình cũng xảy ra sự phân hủy chất cô đặc và phân hủy một số
vitamin trong dung dịch đường.


- Biến đổi sinh học:
Ở nhiệt độ cao có khả năng tiêu diệt các vi sinh vật.
Ở nồng độ 40% hạn chế một phần hoạt động của các vi sinh vật, ít làm biến đổi
tính chất của sản phẩm.
1.2. Tổng quan về quá trình và thiết bị cô đặc
1.2.1.
Quá trình cô đặc
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ chất tan trong dung dịch bằng cách làm
bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi ở nhiệt độ
sôi.
Trong quá trình cô đặc, tuy rằng tiêu hao một lượng hơi nhiều nhưng đồng thời
cũng sản sinh lượng lớn hơi thứ. Hơi thứ có nhiệt độ cao làm nguồn nhiệt cho các
công đoạn khác như nấu đường, làm sạch sử dụng. Do đó công đoạn bốc hơi là trung
tâm của hệ thống nhiệt cung cấp cho toàn nhà máy, là trạm cung cấp hơi áp lực thấp.
Có phương án bốc hơi hợp lý sẽ giảm tiêu hao lượng hơi và giảm giá thành sản phẩm.

Truyền nhiệt trong quá trình cô đặc có thể thực hiện trực tiếp hoặc gián tiếp, khi
truyền nhiệt trực tiếp thường dùng khói lò cho tiếp xúc với dung dịch, còn truyền
nhiệt gián tiếp thường dùng hơi bão hòa để đốt nóng.
Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau, khi làm việc ở áp
suất thường thì có thể dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp suất khác (chân không hoặc
áp suất dư) thì dùng thiết bị kín.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành liên tục hay gián đoạn trong thiết bị một nồi
hoặc nhiều nồi.
Khi cô đặc một nồi, nếu muốn sử dụng hơi thứ để đốt nóng lại thì phải nén hơi
thứ đến áp suất của hơi đốt (gọi là thiết bị có bơm nhiệt).
Khi cô đặc nhiều nồi thì dung dịch đi từ nồi nọ sang nồi kia, hơi thứ của nồi
trước làm hơi đốt cho nồi sau.
Phân loại:
Có nhiều cách phân loại khác nhau nhưng tổng quát lại cách phân loại theo đặc
điểm cấu tạo có 6 loại được chia làm ba nhóm chủ yếu sau đây:
- Nhóm 1: Dung dịch đối lưu tự nhiên.
+ Loại 1: Có buồng đốt trong; có thể có ống tuần hoàn trong hay ống tuần hoàn
ngoài.
+ Loại 2: Có buồng đốt ngoài.
- Nhóm 2: Dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức)
+ Loại 3: Có buồng đốt trong, có ống tuần hoàn ngoài.
+ Loại 4: Có buồng đốt ngoài, có ống tuần hoàn ngoài.
- Nhóm 3: Dung dịch chảy thành màng mỏng.
+ Loại 5: Màng dung dịch chảy ngược lên, có thể có buồng đốt trong hay
ngoài.
+ Loại 6: Màng dung dịch chảy xuôi, có thể có buồng đốt trong hay ngoài.
1.2.2.
Các thiết bị cô đặc
a)
Thiết bị chính:

 Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm, ống truyền nhiệt.
 Buồng đốt, buồng bốc, nắp…


 Ống: khí không ngưng, hơi đốt, tháo nước ngưng…
b)
Thiết bị phụ:
 Bể chứa dung dịch đầu vào và sản phẩm sau cô đặc.
 Các loại bơm: bơm dung dịch, bơm chân không, bơm nước.
 Thiết bị gia nhiệt ống chùm.
 Thiết bị ngưng tụ baromet.
 Các loại van.
 Thiết bị đo, bảng điều khiển.
1.3. Lựa chọn quy trình công nghệ
1.3.1.
Chọn quy trình
Dựa vào yêu cầu và tính chất của nguyên liệu chọn thiết bị cô đặc 3 nồi
xuôi chiều, buồng đốt trong, dung dịch đối lưu tự nhiên.
1.3.2.
Nguyên nhân chọn:
Dùng hệ bốc hơi 3 nồi cô đặc nước mía để tiết kiệm lượng hơi dùng để
cô đặc, bằng cách dùng hơi thứ của nồi trước làm hơi đốt cho nồi sau, nhiệt độ hơi
thứ ở nồi 3 thấp nên không dùng hơi thứ của nồi 3.
Dùng hệ thống cô đặc xuôi chiều vì đây là hệ thống phổ biến, dung dịch
có thể tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suất giữa các nồi,
không cần tốn chi phí cho lắp đặt và vận hành các bơm dung dịch. Mặt khác, do nhiệt
độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có
nhiệt độ sôi cao hơn nhiệt độ sôi tại đó, kết quả là dung dịch sẽ tự bốc hơi một phần
do giảm áp suất. Đồng thời, trong hệ thống này dung dịch có nồng độ cao thì làm
việc ở nồi áp suất thấp hơn nên nhiệt độ sôi cũng thấp hơn, thích hợp cho dung dịch

đường dễ bị biến tính ở nồng độ, nhiệt độ cao.
Độ nhớt dung dịch không cao (ở 25 oC, đối với dung dịch đường mía
nồng độ 20% khối lượng là 1.704x10 3 N.s/m2, đối với dung dịch đường mía nồng độ
40% khối lượng là 5.187x10 3 N.s/m2) nên vẫn có thể cho dung dịch đối lưu tự nhiên.
1.3.3.
Ưu, nhược điểm
Sử dụng quy trình bốc hơi 3 nồi xuôi chiều, buồng đốt trong, dung dịch
đối lưu tự nhiên có những ưu và khuyết điểm sau:
a) Ưu điểm:
Dung dịch có thể tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch
áp suất sữa các nồi, không cần tốn chi phí cho lắp đặt và vận hành các bơm dung dịch
nên tiết kiệm được chi phí.
Nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ
nồi đầu) đều có nhiệt độ sôi cao hơn nhiệt độ sôi tại đó, kết quả là dung dịch sẽ tự
bốc hơi một phần do giảm áp suất.
Thiết bị phổ biến, dễ thiết kế, lắp đặt
Do điều kiện bốc hơi chân không nên nhiệt độ sôi của dung dịch đường
tương đối thấp, tránh được hiện tượng phân hủy và chuyển hóa đường, chất lượng sản
phẩm sau này tốt hơn, thao tác và khống chế dễ dàng
b) Nhược điểm:


Do nhiệt độ hơi thứ thấp, giảm khả năng sử dụng hơi thứ, hơi thứ nồi
cuối vào thiết bị ngưng tụ tăng tổn thất hơi
Nhiệt độ dung dịch thấp dần, nồng độ dung dịch lại tăng nên độ nhớt
dung dịch tăng, hệ số truyền nhiệt giảm.
Bố trí thiết bị tương đối phức tạp hơn so với hệ thống cô đặc một nồi,
cần có thiết bị ngưng tụ để tạo chân không.
1.4. Thuyết minh quy trình công nghệ
1.4.1.

Nguyên lý hoạt động của hệ thống thiết bị cô đặc
Dung dịch nước mía sau khi qua giai đoạn làm sạch có nồng độ 10% chứa
trong bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn cao vị dung dịch chảy
xuống qua thiết bị gia nhiệt. Sau khi qua thiết bị này dung dịch đạt đến nhiệt độ sôi
ứng với áp suất làm việc của nồi 1 và được đưa vào nồi 1. Dung dịch trong nồi 1 sôi
bốc hơi trong ống truyền nhiệt và tuần hoàn qua ống tuần hoàn trung tâm. Nồi 1 có áp
suất cao hơn nồi 2 nên dung dịch tự chảy từ nồi 1 qua nồi 2. Tương tự, dung dịch
trong nồi 2 chảy qua nồi 3.Dung dịch sôi bốc hơi trong nồi 3, đạt đến nồng độ yêu
cầu (40%) được bơm hút ra từ đáy đưa về bồn chứa sản phẩm.
Nồi 1 được cấp nhiệt bằng hơi đốt bão hòa 2,6 at. Hơi thứ ở nồi 1 bốc lên được
dẫn sang buồng đốt nồi 2 để cấp nhiệt cho dung dịch trong nồi . Hơi thứ nồi 2 được
dẫn sang buồng đốt nồi 3. Hơi thứ nồi 3 được dẫn qua ngưng tụ ở thiết bị ngưng tụ
baromet có áp suất tuyệt đối là 0,4 at được duy trì nhờ bơm chân không. Khí không
ngưng 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 các 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.Ống tuần hoàn trung tâm
hoạt động theo nguyên tắc: ống có đường kính lớn hơn rất nhiều so với các ống
truyền nhiệt nên hệ số truyền nhiệt nhỏ, dung dịch sẽ sôi ít hơn so với dung dịch
trong ống truyền nhiệt. Phần dung dịch sôi có khối lượng riêng nhỏ hơn phần dung
dịch chưa sôi do đó sẽ tạo đối lưu tự nhiên, kéo dung dịch từ trong ống tuần hoàn
sang ống truyền nhiệt. Kết quả là tạo một dòng chuyển động tuần hoàn trong thiết bị.
Phần phía trên thiết bị là buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng bốc
còn có bộ phận tách bọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ.
1.4.2.
Sơ đồ quy trình

Chương 2. TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
Thông số ban đầu
- Dung dịch nước mía.

- Nồng độ đầu của dung dịch: x đ = 12%.
- Nồng độ cuối của dung dịch: x c = 55%.
- Năng suất sản phẩm: G c= 3000 kg/h
- Áp suất ngưng tụ :P nt=0,2 atm


2.1. Tính cân bằng vật liệu:
2.1.1.
Năng suất nhập liệu
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất: G d . xd = Gc . xc [3]
 Gđ = = = 13750 kg/h
2.1.2.
Tổng lượng hơi thứ
W = Gđ – Gc = 13750-3000 = 10750 kg/h [3]
2.1.3.
Phân phối lượng hơi thứ trong mỗi nồi:
Gọi W1 , W2 , W3 là lượng hơi thứ của nồi 1, 2, 3 kg/h
Để hơi thứ của nồi trước đủ đun sôi nồi tiếp theo, chọn phân bố sản lượng hơi
thứ ở các nồi theo tỷ lệ:
W1
W2

W2
W3

=
=1,05 [3]
Mà W = W1 + W2 + W3 [3]
Khi đó ta có hệ phương trình:
W1

W2

W2
W3

=
=1,05
W = W1 + W2 + W3 = 10750 kg/h
Giải hệ trên có kết quả :
W1 = 3759,52 kg/h
W2 = 3580,49 kg/h
W3 = 3409,99 kg/h
2.1.4.
Nồng độ dung dịch ra khỏi mỗi nồi:
G1,G2,Gc lần lượt là
lượng
dung
dịch ra khỏi
W
W nồi 1, 2, 3 (kg/h) W
x1, x2, xc lần lượt là nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 1, 2, 3 (% khối lượng)
1
2
3
- Với nồi 1:

Gđ x đ
=
Gđ − W1

x1=
- Với nồi 2:

= 16,52 %

Gđ x đ
Gđ − W1 − W2

x2=
- Với nồi 3:

x3=xc=

=

= 25,74 %

Gđ x đ
Gđ − W1 − W2 − W3

=

=55 %


2.2. Tính cân bằng năng lượng:
2.2.1.
Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi:
Gọi P1, P2, P3, Pnt: là áp suất ở nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ
∆P1

∆P2

: hiệu số áp suất hơi đốt của nồi 1 so với nồi 2

: hiệu số áp suất của hơi đốt nồi 2 so với nồi 3
3 hiệu số áp suất của hơi đốt nồi 3 so với thiết bị ngưng tụ
∆P

:hiệu số áp suất của toàn hệ thống

Giả sử:
Áp suất của hơi đốt vào nồi 1: P 1 = 2,6 at
Áp suất ngưng tụ: P nt = 0,2 at
Hiệu áp suất của toàn hệ thống cô đặc:

∆P

= P1 - Pnt = 2,6-0,2 = 2,4 at

Chọn
=1,57;
mà
Suy ra:

∆P1
∆P2

∆P

=1,58

=

∆P1 ∆P2

+

+3= 2,4 at

= 1,18 at

= 0,75 at
3 = 0,47 at
Suy ra áp suất làm việc trong mỗi nồi:
P1=2,6 at
P 2= P1-

∆P1

∆P2

=2,6-1,18= 1,42at

P 3= P2=1,42-0,75=0,67 at
Pnt= P3-3=0,67-0,47= 0,2 at
Gọi t1 , t2 , t3, tnt : nhiệt độ hơi đốt đi vào nồi 1, 2, 3, thiết bị ngưng tụ
t’ 1, t’2, t’3 :nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2, 3
Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ 1 oC, nhiệt độ
hơi thứ nồi cuối cùng bằng nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1 oC (Giả sử tổn

thất nhiệt độ do trở lực trên đường ống dẫn là 1 oC ).
Tra bảng I.250 [1], ta có:
Bảng 2-1: Thông số pha hơi
Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
Thiết bị ngưng tụ
Loại
Hơi đốt
Hơi thứ

Áp suất
(at)
2,6
1,47

Nhiệt
độ (oC)
128
110,1

Áp suất
(at)
1,42
0.695

Nhiệt
độ (oC)
109,1
89,2

Áp suất
(at)
0,67
0,298

Nhiệt
độ (oC)
88,2
58,4

Áp suất
(at)
0,2

Nhiệt
độ (oC)
57,4


2.2.2.

Xác định tổn thất nhiệt độ:
∆'

a) Tổn thất do nồng độ gây ra ( ):
Hiệu số nhiệt độ giữa nhiệt độ sôi của dung dịch và nhiệt độ sôi của dung
môi nguyên chất ở cùng một áp suất bất kì được xác định theo công thức gần đúng
của Tisencô (tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ giữa nhiệt độ sôi của dung dịch t sdd lớn hơn
nhiệt độ sôi của dung môi t sdm):

Áp dụng công thức Tysenco VI.10[2]:

∆' = ∆'0 . f

o

(

C

)

Trong đó :

t sdd > t sdm

∆'0
: tổn thất nhiệt độ do

ở áp suất thường (áp suất khí

quyển) [2,60]
f: hệ số hiệu chỉnh [2]
Tính mẫu cho giá trị của nồi 1:
o
1 = 0 (1) . f 1 0,38 1,07=0,33 C
Tương tự tính cho các nồi còn lại, ta có:
Gía trị của nồi 2:
o
1 = 0 (2) . f 2 0,63 × 0.93 = 0,52 C

Giá trị của nồi 3:
o
1 = 0 (3) . f 3 1,26×0,76=0,96 C

t sdd > t sdm

Bảng 2-2: Tổn thất nhiệt độ do
xc (%)
Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3

16,52
25,74
55

∆ 0 oC
'

( )
0,38
0,63
1,26

gây ra ở các nồi

t’ (oC)

f

(oC)

110,1
89,2
58,4

1,07
0,93
0,76

0,41
0,59
0,96

Vậy tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra của hệ thống là:
= 1+2+3=0,41+0,59+0,96 = 1,96 0C
∆ ''

b) Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ( ):
Áp dụng công thức 7-14a [3]
Nếu áp suất trên bề mặt dung dịch là p o thì áp suất trung bình của dung
dịch trong nồi:
Ptb =po + ∆P
Với: ∆P = ρds.g.Hop = 0,5ρdd.g.Hop (N/m2)


Trong đó:
ρds : khối lượng riêng của dung dịch ở trạng thái sôi bọt (kg/m 3), ρds =0,5. ρdd
ρdd : khối lượng riêng của dung dịch ở nhiệt độ sôi nhưng ở trạng thái tĩnh
(kg/m3)

g: gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s 2
Hop: độ sâu chất lỏng tính từ bề mặt thoáng dung dịch tới giữa ống truyền nhiệt:
Hop = [0,26+0,0014(ρdd-ρdm)].h
h: chiều cao làm việc của ống truyền nhiệt
pdm: khối lượng riêng của dung môi ở nhiệt độ sôi
Tra bảng PL 2.2 [3] và bảng I.86 [1], bảng I.5 [1] ta được bảng sau:
Bảng 2-3: Khối lượng riêng của dung dịch và dung môi
xc ,%

t’,oC

ρdd , kg/m3

ρdm , kg/m3

Nồi 1
16,52
110,1
1066,30
998,97
Nồi 2
25,74
89,2
1108,93
996,89
Nồi 3
55
58,4
1259,76
985,73

Xem ρdd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ
bề mặt đến độ sâu trung bình.
Chọn h= 2 m
• Nồi 1:
Hop1 = [0,26+0,0014(ρdd-ρdm)].h =[0,26 + 0,0014(1066,30-998,97)]2=0,71 (m)
∆P1= 0,5ρdd.g.Hop = 0,5×1066,30×9,81×0,71= 3713,44 N/m 2 =0,04 at
Áp suất trung bình:
Ptb1= po (1) + ∆P1 =1,47+0,04 = 1,51 at
Tra bảng I.251 [1] tại P tb1 = 1,51 at ta có t”1=110,9 0C.
Suy ra : ∆”1 = t”1 – t’1 = 110,9 – 110,1=0,8 0C
Tính tương tự cho nồi 2, 3 ta có:
• Nồi 2:
Hop2 = [0,26+0,0014(ρdd-ρdm)].h =[0,26 + 0,0014(1108,93-996,89)]2=0,83 (m)
∆P2= 0,5ρdd.g.Hop = 0,5×1108,93×9,81×0,83= 4514,62 N/m 2 =0,045 at
Áp suất trung bình:
Ptb2= po (1) + ∆P1 =0,695+0,045 = 0,74 at
Tra bảng I.251 [1] tại P tb2 = 0,74 at ta có t” 2=90,78 0C.
Suy ra : ∆”2 = t”2 – t’2 = 90,78 – 89,2=1,58 0C
• Nồi 3:
Hop3 = [0,26+0,0014(ρdd-ρdm)].h =[0,26 + 0,0014(1259,76-985,73)]2=1,29 (m)
∆P3= 0,5ρdd.g.Hop = 0,5×1259,76×9,81×1,29= 7971,07N/m 2 =0,08 at
Áp suất trung bình:
Ptb3= po (1) + ∆P3 =0,298+0,08 = 0,378 at


Tra bảng I.251 [1] tại P tb3 = 0,378 at ta có t”3=74,06 0C.
Suy ra : ∆”3 = t”3 – t’3 = 74,06 – 58,4= 15,66 0C
Bảng 2-4: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh

Nồi 1

Nồi 2
Nồi 3

Hop (m)
0,85
0,92
1,31

∆P (at)
0,04
0,049
0,08

po (at)
1,47
0,695
0,298

Ptb (at)
1,51
0,74
0,378

t”(oC)
110,9
90,78
74,06

∆”(oC)
0,8

1,58
15,66

Vật tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh của ba nồi là:
Σ∆” =∆”1+∆”2+∆”3 =0,8+ 1,58+ 15,66= 18,04 oC
∆ '''

c) Tổn thất nhiệt độ do áp suất trở lực ( ):
Giả sử tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi 1 sang nồi
2 và từ nồi 2 sang nồi 3 và từ nồi 3 sang thiết bị ngưng tụ là 1 0C.
Do đó:
∆ '''1
= 10C
∆ '''2
= 10C
0
3= 1 C
∆ '''1 ∆ '''2
⇒
Σ∆”’ =
+
+ 3= 30C
d) Tổn thất nhiệt độ của toàn hệ thống:

∑ ∆ =∆ '+ ∆ ''+ ∆ '''

=1,96 +18,04 +3 = 23 0C

2.2.3. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
a) Nhiệt độ sôi của dung dich trong từng nồi:

tsd = tnt + ++ [3]
Trong đó:
tnt: nhiệt độ của hơi thứ khi vào thiết bị ngưng tụ ( oC)
Nồi 1: ts1=t’1 + ∆’1 + ∆” 1 +∆”’1 = 110,1+0,41+0,8+1 = 112,31 oC
Nồi 2: ts2=t’2 + ∆’2 + ∆” 2 +∆”’2 = 89,2+0,59+1,58+1=92,37 oC
Nồi 3: ts3=t’3 + ∆’3 + ∆” 3 + ∆”’3 = 58,4+0,96+15,66+1=76,02 oC
b) Hiệu số nhiệt độ hữu ích của từng nồi:
−

Nồi 1:
=t1 – ’’= 128 110,9 = 17,1 oC
Nồi 2:
=t2 – t2 ”= 109,1-90,78= 18,32 oC
Nồi 3:
=t3 – t3 ”= 88,2-74,06= 14,14 oC
c) Hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống:
=++= 17,1+18,32+14,14 =49,56 oC


2.3. Cân bằng nhiệt lượng:
2.3.1.
Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi:
Áp dụng công thức I.50, [1]
Nhiệt dung riêng của dung dịch đường:
C= 4190-(2514-7,542.t)

x J/kg.K

Trong đó:
t: nhiệt độ của dung dịch, oC, t=

x:

nồng độ của dung dịch, phần khối lượng
Nhiệt dung riêng của dung dịch đường trước khi cô đặc:

x

Với tđ = 1280C,
đ =12%
Cđ = 4190-0,12(2514-7,542128)
= 4004,17 J/kg.K
Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sau khi ra khỏi nồi 1:
Cc1 = 4190-0.12{2514-7,542 (128+109,1)/2)}
= 3996,8 J/kg.K
Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sau khi ra khỏi nồi 2:
Cc2 = 4190-0,12 {2514-7,542×(109,1+88,2)/2}
= 3977,6 J/kg.K
Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sau khi ra khỏi nồi 3:
Cc3 = 4190-0,12 {2514-7,542×(88,2+57,4)/2}
= 3954,21 J/kg.K
 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng:
Nồi 1:
Q1=(2-1) [3]
Nồi 2:
Q2
(2-2)
[3]
Nồi 3:
Q3=

(2-3) [3]
Trong đó:
Q1, Q2, Q3: nhiệt lượng cung cấp cho quá trình cô đạc ở nồi 1, 2, 3
D: lượng hơi đốt dùng cho cả hệ thống (kg/h)
iD, i1, i2, i3: nhiệt lượng riêng của hơi đốt và hơi thứ nồi 1,2,3 (J/kg)
C1, C2, C3: nhiệt dung riêng của dung dịch ở nồi 1,2,3 (J/kg.K)
td, t1, t2, t3: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1,2,3 (°C)
Cn1, Cn2. Cn3: nhiệt dung riêng của nước ngưng ra khỏi buồng đốt 1,2,3 (J/kg.K)
tn1, tn2, tn3: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1,2,3 (°C)


Qtt1, Qtt2, Qtt3: nhiệt tổn thất ra môi trường của nồi 1,2,3 (J) (chọn 3-5% lương nhiệt
cung cấp cho các nồi)
Qcđ1, Qcđ2, Qcđ3: nhiệt cô đặc của nồi 1,2,3 (J)
Gd: năng suất nhập liệu (kg/h)
W1, W2, W3:lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1, 2, 3 (°C)
Với giả thiết:
Qcd

Nhiệt cô đặc là rất nhỏ, có thể bỏ qua,
=0.
Không có hiện tượng quá lạnh nước ngưng, tức là nước ngưng ở trạng
thái lỏng sôi, nhiệt độ nước ngưng bằng nhiệt độ hơi đốt: i - Cn. tn = r.
Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp là : Q D = D(i - Cn. tn) = D. r
Q tt

Chọn lượng nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh:
=0.05D.r
Ta có:
(2-4)

(2-5)
(2-6)
W = W1 + W2 + W3
Tra bảng I.249 STQTTB T1/310 và bảng I.250 STQTB T1/312
Bảng 2-4: Tóm tắt số liệu
Đầu vào nồi 1
Đầu ra nồi 1
Đầu ra nồi 2
Đầu ra nồi 3
Dung dịch đường mía
td= 112,31 °C
ts1= 112,31 °C
t s2= 92,37°C
t s3= 76,02 °C
Cd= 4004,17
C1=3996,8
C2=3977,6
C3=3954,21
J/kg.K
J/kg.K
J/kg.K
J/kg.K
Gd= 13750 kg/h
Hơi
θ1= 128°C
tn1= 110,1 °C
tn2= 89,2°C
tn3= 58,4°C
id= 2722800 J/kg
i1= 2696160 J/kg i2= 2660561 J/kg i3= 2605228 J/kg

Cn1= 4233,17
Cn2= 4257,6
Cn3= 4178 J/kg.K
J/kg.K
J/kg.K

Dựa vào phương trình 2-1,2,3,4,5,6 và bảng số liệu ta có lượng hơi thứ bốc
lên ở nồi 1,2,3 là
W1 = 3921,285 kg/h
W2 = 3560,496 kg/h
W3 = 3268,219 kg/h
Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
Nồi 1: 4,3% < 5%
Nồi 2: 100 = 0,6% < 5%
Nồi 3: 100 = 4,2 < 5%
Vậy giả thiết về sự phân bố hơi thứ ở các nồi là phù hợp


Lượng hơi đốt cung cấp cho nồi 1:
D=
=
=3971,23 kg/h

Chương 3. TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH
3.1. Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp cho quá trình cô
đặc:
Q= Dr (W)
Trong đó:
D: lượng hơi đốt, kg/s
r: ẩn nhiệt ngưng tụ, J/kg [3]

Ta có:
Nồi 1: Q1= D.r
với D= 3971,23 kg/h
r=2229,63 kJ/kg
Suy ra:
Q1 =kW
Nồi 2: Q2= W1r1
với W1=3921,285 kg/h
r 1=2285,24 kJ/kg
Suy ra:
Q2 =kW
Nồi 3: Q3= W2r2
với W2=3560,496 kg/h
r 2=2362,44 kJ/kg
Suy ra:
Q3 =kW
Bảng 3-1: Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp
D (kg/h)
r (kJ/kg)
Q (kW)
Nồi 1
3971,23
2229,63
2459,55
Nồi 2
3921,285
2285,24
2489,19
Nồi 3
3560,496

2362,44
2336,57
3.2.1.

3.2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi
Nhiệt tải riêng trung bình
a) Tổng nhiệt trở trong ống
R = r1 +

Trong đó:

δ
λ

δ
λ

δ
λ

+ r2 [2]

: nhiệt trở của tường
:bề dày ống truyền nhiệt (2mm)
: hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt


r1 : Nhiệt trở cặn bẩn phía hơi đốt (nước sạch), m2 .độ/W
r2 : Nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch, m2 .độ/W
Chọn bề dày thành ống là:

δ = 2,5mm

Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là thép không rỉ X18H10T có:
λ
=16,3

r1 = 0,23210-3 m2.độ/W
r2 = 0,38710 -3 m2.độ/W

[2]
[2]

δ
λ

R = r1 + + r2 = 0,23210 -3++0,38710 -3 =7,710-4 m2.độ/W
b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:

Khi tốc độ của hơi nhỏ (10 m/s) và màng nước ngưng chuyển động
dòng (Rem <100) thì hệ số cấp nhiệt α1 đối với ống thẳng đứng được tính theo
công thức sau:
4

α1 = 2,04A.

r
H .∆t1

[2]

Trong đó :
r: ẩn nhiệt ngưng (J/kg)
H: chiều cao ống truyền nhiệt (H = 2 m)
ρ 2 .λ 3
A= 4
µ
: hệ số phụ thuộc t m [2]
tm= 0,5(tv1 + thd)
∆t = thd − tv1

Trong đó:
tm : nhiệt độ trung bình của màng nước ngưng
tv1: nhiệt dộ của vách ngoài của ống truyền nhiệt
thd: nhiệt độ của hơi đốt
Chọn t1, sau đó tính toán kiểm tra lại
Nồi 1: Chọn t11=0,86 oC
tv1 = thd -t11 = 128 - 0,86 = 127,14 oC
tm = 0,5.(t hd + tv1) = 0,5. (128 + 127,14) = 127,57 oC
Tra tài liệu [2] ta có A=190,27 oC
Suy ra:
Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:
4

α11 = 2,04190,27

2185991
2.0,86

= 13066,83 (W/m 2.độ)

Nhiệt tải riêng ngưng tụ phía hơi đốt của nồi 1:
q11 = α11 . t1 = 13066,83× 0,86 = 11237,47 (W/m 2)
Tính tương tự cho nồi 2,3, ta có:
Bảng 3-2: Nhiệt tải riêng ngưng tụ hơi
Nồi

thd (oC)

1

128

tv1
( C)
127,14

t1 (oC)

tm (oC)

A

r (J/kg)

0,86

127,57

190,27

2185992

α1
(W/m2.độ)
13080,63

2

109,1

108,31

0,79

108,71

182,92

2202656

12822,24

10129,56

3

88,2

87,34

0,86

87,77

172,89

2288907

11979,12

10302,04

o

q1 (W/m2)
11237,47

c) Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi
Theo công thức VI.27 [2], hệ số cấp nhiệt phía dung dịch:
α2 = αn . .

αn

: hệ số cấp nhiệt của nước

Với
αn = 0,145 . .P 0,5
Trong đó:

P: Áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng, (N/m 2).
: Hiệu số nhiệt độ giữa vách trong của ống và dung dịch sôi, oC

Δt2 = tv2 – ts mà
Nên Δt2 = (+ ) - ts
λdd , λn : hệ số dẫn nhiệt của dung dịch và nứớc, W/m.độ
3
dd, n: khối lượng riêng của dung dịch và nước, kg/m
Cdd , Cn : nhiệt dung riêng của dung dịch và nước, J/kg.độ
2
dd , n : độ nhớt dung dịch và hơi đốt, Ns/m
Xem như quá trình truyền nhiệt là ổn định và sự mất mát nhiệt không đáng kể, ta
có:
q = q1 = q2
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:
λdd = ACp [1]
: hệ số dẫn nhiệt của dung dịch, W/m.độ
Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch, J/kd.độ
ρ: khối lượng riêng của dung dịch
M: khối lượng mol trung bình của dung dịch.
M = x . Mđường + (1-x).M nước (g/mol)
A: hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước.
A = 3,5810-8
Nồi 1:
ρdd = 1040,22 kg/m 3


Cp = 3972,85(J/kg.độ)
M = x . Mđường + (1-x).M nước = 0,136.342 + (1-0,136).18 = 61,92(g/mol)
Suy ra:

(W/m.độ)
Tính tương tự cho nồi 2,3 ta có:
Bảng 3-3: Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3

Cp (J/kg.độ)

ρdd (kg/m3)

M (g/mol)

(W/m.độ)

3972,85
3836,06
3450,12

1040,22
1082,87
1178,53

61,92
84,41
147,60

0,38
0,35

0,29

Bảng 3-4: Các số liệu tra cứu [1]
Nồi 1
Nồi 2
0,69
0,68
λn (W/m.độ)
ρn (kg/m3)
Cn (J/kg.độ)
µdd.10

-3

(Ns/m 2)

-3

µn.10 (Ns/m 2)

Nồi 3
0,68

948,11
4254,15
0,360

959,09
4230,92
0,500

972,55
4206,90
5,624

0,226

0,278

0,340

Với nồi 1:
= (tv1- q11.R)-ts1 = (127,14 – 11237,47 7,710 -4) – 112,31 = 6,18 oC
αn = 0,145 6,182,33×(1,569,8110 4)0,5 = 3951,55W/m2.độ
Suy ra:
= 1903,68W/m2.độ
q21 = α21 . t21 = 1936,05 6,18 = 11964,79 W/m2
Tính tương tự cho nồi 2,3, ta có:
Bảng 3-5: Nhiệt tải riêng phía dung dịch
tv2 (oC)

ts (oC)

t2 (oC)

α2 (W/m2.độ)

q2 (W/m2)

Nồi 1

118,49

112,31

6,18

1903,68

11764,79

Nồi 2

100,51

92,37

8,14

1293,62

10530,07

Nồi 3 79,41
76,02
3,39
3163,44
Kiểm tra lại sai số
Ta có:
Nồi 1: = 4,69% <5%

Nồi 2: = 3,96% <5%
Nồi 3: = 4,09% <5%
Vậy giả thuyết là phù hợp
d) Tính hệ số truyền nhiệt của mỗi nồi
Nhiệt tải trung bình của nồi:

10724,05


(W/m2)
Hệ số truyền nhiệt:
K = (W/m2.độ) , =thd-ts
Đối với nồi 1:
= 11501,13 (W/m2)
= 721,12 (W/m2.độ)
Tính tương tự cho nồi 2,3, ta có:
Bảng 3-6: Hệ số truyền nhiệt của mỗi nồi
Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
3.3.
Công thức chung:

(oC)
qtb (W/m2) K (W/m2.độ)
15,48
11187,09
733,02
16,73
10330,12

617,46
12,18
10513,05
863,14
Tính hệ số nhiệt độ hữu ích thực ở mỗi nồi

Nồi 1:
=10093,76
= = 14,93 oC
Kiểm tra hệ số nhiệt độ hữu ích thực:
= 4,84% <5%, phù hợp với giả thiết
Tính tương tự cho nồi 2,3, ta có:
Bảng 3-7: Hệ số nhiệt dộ hữu ích thực ở mỗi nồi
Q (kW)
K (W/m2.độ)
(oC)
(oC)
Sai số (%)
Nồi 1
2459,55 733,02
14,73
15,48
4,84
Nồi 2
2489,19 617,46
17,70
16,73
4,97
Nồi 3
2336,57 863,14

11,91
12,18
2,22
3.4. Diện tích bề mặt truyền nhiệt
Diện tích bề mặt truyền nhiệt ở mỗi nồi:
F = [3]
Nồi 1:
F1 = = = 227,72 m 2
Nồi 2:
F2 = = = 227,72 m2
Nồi 3:
F3 = = = 227,27 m 2
Vậy ta chọn F chuẩn là F+10%F=250 m2 [2]