thiết kế hệ thống cô đặc CaCl2

PHẦN I: TỔNG QUAN VỀ CaCl2
1. Giới thiệu
1.1 Tên gọi và công thức hóa học

- Công thức hóa học: CaCl2.
- Canxi Clorua CaCl2 là tinh thể lớn, màu trắng hoặc không màu, có vị mặn đắng. Tan
nhiều trong nước. Thường tồn tại ở dạng kết tinh với 6 phân tử nước có CTHH là
CaCl2.6H2O. Ngoài ra còn có canxi clorua ngậm hai nước là CaCl2.2H2O và canxi clorua
khan CaCl2
- Khi đung nóng CaCl2, CaCl2.6H2O mất bốn phân tử nước chuyển thành đihidrat là
CaCl2.2H2O có dạng hình khối xốp trắng
- Khi nung chảy CaCl2.2H2O và làm mất nước, nó trở thành CaCl 2 khan : là một khối tinh
thể trắng, rất háo nước. Do bị phân hủy một phần nên CaCl 2 nóng chảy luôn luôn chứa
một lượng CaO canxi oxit.
1.2 Tính chất vật lý
- Khối lượng phân tử 110,99.
- Nhiệt độ nóng chảy 772 – 782oC
- Nhiệt độ sôi > 160oC
- Tỷ trọng 2152 - 2512 kg/m3.
- Canxiclorua tan nhiều trong nước, dung dịch bão hòa sôi ở 180oC. Trong các dung dịch
có nồng độ khác nhau thì nhiệt độ sôi, nhiệt độ đông đặc thay đổi. Bột Canxiclorua khan
thu được khi phun sấy ở nhiệt độ cao hơn 260oC. Khi hòa tan trong nước tan rất tốt kèm
theo toả nhiều nhiệt dung dịch có vị mặn đắng. Tất cả các hóa chất Canxi Clorua
CaCl2 đều dễ tan trong nước và ethanol, ít tan trong aceton
- Clorua canxi có thể gây dị ứng, cụ thể là trên da ẩm. Đeo găng tay và kính hay mặt nạ
để bảo vệ tay và mắt; tránh hít thở phải hơi hay bụi chứa clorua canxi.
- Clorua canxi khan phản ứng tỏa nhiệt khi tiếp xúc với nước. Các vết bỏng có thể sinh ra
tại miệng hay thực quản nếu vô tình nuốt phải các viên clorua canxi khan.
1

- Điều chế: Điều chế Canxi Clorua CaCl2 bằng phản ứng giữa Canxi Cacbonate CaCO3
và HCl
- Bảo quản: Calcium Chloride khan phải được giữ trong nắp đậy kín chứa không khí chặt
chẽ.
1.3 Ứng dụng
Trong công nghiệp, hóa chất Cacl2 được ứng dụng rộng rãi. Có hàng triệu tấn Clorua
canxi (hóa chất CaCl2) được sản xuất mỗi năm, như tại Bắc Mỹ, lượng tiêu thụ năm 2002
là 1.687.000 tấn (3,7 tỷ pao). Các cơ sở sản xuất của Công ty hóa chất Dow tại Michigan
chiếm khoảng 35% tổng sản lượng tại Hoa Kỳ về clorua canxi.
Trong công nghiệp CaCl2 là chất có ứng dụng rất nhiều như: trong ngành công nghiệp dệt
nó là một trong những nguyên liệu thô phụ gia hỗ trợ được dùng làm chất hút ẩm, chống
sương mù, chống bụi, và chống cháy trong công nghiệp dệt. Nó cũng được dùng trong tái
chế giấy nhằm tách thành phần mực in, được dùng trong các bể bơi nhằm tránh ô nhiễm.
Phụ gia: ngành thực phẩm: được dùng trong sản xuất kem, là phụ gia đông cứng, dùng
trong sản phẩm đậu, bia, nước giải khát… ngoài ra CaCl2 còn là chất phụ gia cho ngành
công nghiệp sản xuất xi măng pooclăng giúp làm tăng giá trị sản phẩm công nghiệp.
Canxi clorua khan dùng cho điện phân sản xuất canxi kim loại và điều chế các hợp kim
của canxi. Với tính hút ẩm lớn của canxiclorua cho phép dùng nó làm tác nhân sấy khí và
các chất lỏng . Nhiệt độ đông đặc thấp của các dung dịch CaCl2 cho phép chúng làm chất
tải lạnh trong các hệ thống lạnh.
Do áp suất hơi thấp của các hyđrat và các dung dịch Canxiclorua nên được dùng để hạn
chế bụi đường xá. Canxiclorua còn dùng để diệt cỏ trên đường sắt, chất keo tụ trong hóa
dược và dược phẩm và được dùng rất nhiều trong công nghiệp khoan dầu khí.
2. Tổng quan về quá trình cô đặc
2.1 Sơ lược về lý thuyết cô đặc:
2.1.1 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.
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.
2


PHẦN II: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ
 Số liệu ban đầu
- Suất lượng nhập liệu: 1500 kg/h
- Dung dịch cô đặc: CaCl2
- Nồng độ nguyên liệu ban đầu: 10 %, nhiệt độ đầu của nguyên liệu là tđ = 90oC.
- Nồng độ cuối của sản phẩm: 35 %
- Gia nhiệt bằng hơi nước bão hoà áp suất tuyệt đối hơi đốt vào nồi 1 là 3.5 at.
- Áp suất thiết bị ngưng tụ: Pnt = 0,5 at
1. Tính cân bằng vật chất năng lượng
1.1 Cân bằng vật chất
1.1.1 Năng suất sản phẩm
 Ta có: GD= GC + W
Trong đó: GD, GC: lưu lượng nhập liệu và sản phẩm ra khỏi thiết bị , kg/h
W: lượng hơi thứ của toàn hệ thống ,


Ta có:

kg/h

GD.xD= GC.xC + W.xW

Trong đó: xD, xC: nồng độ đầu, cuối của dung dịch (% khối lượng).
G D  xD = G C  xC

Suy ra:

GD  xD
Gc = xC

1500.10
 428, 57
35

=

1.1.2 Lượng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống
3

kg/h .


W  GD (1 

xD
10

)  1500.(1  )  1071, 43
xC
35

Áp dụng công thức : , kg/h 

kg/h.

1.1.3 Xác định nồng độ cuối của dung dịch ở từng nồi
Ta có: W = WI+ WII
Để đảm bảo việc dùng tồn 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 sao cho:
mi   1.2  1.25
Tức đảm bảo:
= = …. = = m  1.2  1.25
WI
 1, 25
WII

Chọn tỉ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi I và II là :
WI
 1.25
WII

Khi đó ta có hệ phương trình:
WI + WII = W
Giải hệ trên có kết quả :WI = 595,24 kg/h; WII = 476,19 kg/h
- Nồng độ cuối của dung dòch ra khỏi nồi I :
GD .xD
1500.10


 35%
GD  (WI  WII ) 1500  (1071, 43)

xC1 =
- Nồng độ cuối của dung dòch ra khỏi nồi II :
GD .xD
1500.10

 16,58%
GD  WI 1500  595, 24

xC2 =

%

1.2 Tính cân bằng năng lượng
1.2.1 Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi:
1.2.1.1 Áp suất 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.
P2: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ.
4


Pt: hiệu số áp suất của cả hệ thống.
Giả sử chọn:
Ta có: Áp suất của hơi đốt vào nồi 1 là P1 = 3.5 (at), của thiết bị ngưng tụ là Pnt = 0,5 (at).
Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là: Pt =P1 – Pnt = 3.5 – 0,5 = 3,0 (at)
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là: 2.4

Kết hợp với phương trình: P1 + P2 = Pt = 3,0 (at) P1 = 2,12 (at);
Vậy:

P2 = 0,88 (at)

P2 = P1 – P1 = 3.5 – 2,12 = 1,38 (at)

1.2.1.2 Nhiệt độ trong các nồi:
Gọi thđ1, thđ2, tnt là nhiệt độ đi vào của nồi 1, nồi 2 và của thiết bị ngưng tụ
tht1, tht2 là nhiệt độ của hơi thứ ra khỏi nồi 1, nồi 2
Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi 1 (1 chính là tổn thất
nhiệt độ do trở lực thuỷ học trên ống dẫn), còn nhiệt độ hơi thứ của nồi cuối cùng thì
bằng nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1oC. (trang 106 [2])
- Áp suất tuyệt đối tại thiết bị ngưng tụ : 0,5 at  to ngưng tụ = 80,9 oC (I.251/314 [4])
tht2 = 80 + 1 = 81,9 oC  Pht2 = 0,52 at (tra bảng I.250/312 [4]
Bảng 1: Áp suất, nhiệt độ của hơi đốt và hơi thứ ở mỗi nồi và TBNT (tra bảng I.250, I.251
[4])

Nồi 1

Nồi 2

TBNT

P (at)

T(oC)

P (at)

T (oC)

Hơi đốt

3, 5

142,9

1,38

117,13

Hơi thứ

1,43

118,13

0,52

81,9

P (at)

T(oC)

0,5

80,9

1.2.2 Xác định tổn thất nhiệt độ:
1.2.2.1 Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (’):
Áp dụng công thức của Tiaxenko:

Ts2
(273  t ') 2
 ’0 .
r
’  ’0 . f  ’0 . 16,14 . r
Trong đó: ’o : tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi dung dịch cao hơn dung môi ở áp suất
thường gây ra; f: hệ số hiệu chỉnh ;Ts : là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (K).
r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg) ; t’: nhiệt độ của hơi thứ ( oC)

Tra bảng VI.2, Trang 67, [5]
5


o
Nồi 1: ’0 ( C ) = 16.58oC
o
Nồi 2: ’0 ( C ) = 3,29 oC

Bảng 3: Nhiệt hóa hơi của nước dưới nhiệt độ và áp suất của hơi thứ các nồi (Tra bảng
I.251, STQTTB, T1/Trang 314)

Nồi 1:

Nồi 1

Nồi 2

Áp suất hơi thứ (at)

1,43

0,524

Nhiệt hóa hơi r (J/kg)

2236,1.103

2305,6.103

(Ts  273)2
(111, 7  273) 2
3
r1
∆'1= ∆'0 �16,2 �
= 16,58 �16,2 � 2236,1.10 = 15,0290C

(73,72  273)2
(81,9  273) 2
3
r2
Nồi 2: ∆'2= ∆'0 �16,2 �
= 3,29 �16,2 � 2305, 6.10 = 12,560C

Vậy ổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:
Σ’ = ’1 + ’2 = 15,029 + 12,56 = 27,59 (oC)
1.2.2.2 Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (’’ ):

Nhiệt độ sôi của dung dịch cô đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh "(tổn thất nhiệt độ do áp
suất thủy tĩnh tăng cao):
Áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối chất lỏng cần cô đặc
(N/m2)

CT VI.12, STQTTB, T2/trang 60

h
g
Ptb  P0  ( h  )  dds.
2
9,81.104 (at) Trong đó:
Hay

P0 : áp suất hơi thứ trên mặt thoáng dung dịch (N/m2)
h : chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến mặt thoáng
của dung dịch (m)
h : chiều cao ống truyền nhiệt (m)
: 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:

"

= ttb – t0 , độ;

Ở đây: ttb - nhiệt độ sôi dung dịch ứng với áp suất ptb, 0C;
t0 - nhiệt độ sôi của dung môi ứng với áp suất p0, 0C.
6

” = tsdd(Ptb) - tsdd(Po) = tsdm( Ptb) - tsdm(Po)
dd



Chon t sdm 1 ( Ptb ) 126o C,  
t sdm2  Ptb   880 C

Xcuối nối 1 = 35%, Xcuối nối 2 = 16,58%, 
Bảng 4: Khối lượng riêng của dung dịch.(Tra II.249, Trang 310 và II.59, trang 46,[4])
XC %

t’oC

 dd kg/m3

 dm kg/m3

Nồi 1

35

126

1289,3

938,12

Nồi 2

45

87

1105

967,28

Nồi 1: Hop1 = [0,26 + 0,0014(dd - dm)].Ho = [0,26 + 0,0014.(1289,3 – 938,12)].2 =
1,503(m)
Áp suất trung bình:
1289, 3.9,81
4
P  0,5. dds .g . H op   
Ptb1 = 0
= 1,43+ 0,5. 2.9,81.10 .1,503 = 1,454(at)
Với P = Po1 = 1,43 at
Nồi 2: Tính tương tự Hop2 = 0,91 (m). Áp suất trung bình:Ptb2 = 0,54 (at)
Vậy ổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh trên toàn bộ hệ thống :
” = ”1 + ”2 = 0,62 + 0,76 = 1,38 (oC)
1.2.2.3 Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (”’) :
Giả sử 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 1oC.
Do đó: ”’1=1 (oC); ”’2 =1 (oC) � = 1 + 1 = 2 (oC)
 Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc:
 =  ’+”+”’ = 27,59 + 1,38 + 2 = 30,97 (oC)
 Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống: ∑thi = thiI + thiII
o

+Tổng chênh lệch nhiệt độ biểu kiến: T  TD  tnt  137,9  80,9  58,8 C  58 K

Chênh lệch nhiệt độ hữu ích:

thi  TD  �i  58,8  30,97  27,83o C

+ Kiểm tra lại: Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:
Nồi 1: thi1 = thd1 – tht1 – 1 = 137,9 - 1 - (3,48 + 1,844) = 19,44 (oC)
Nồi 2: thi2 = thd2 – tht2 +2 = 117,13 - (81,9+ 7,39 + 8,012) = 19,828 oC)
7


Toàn hệ thống:tthi = tchung –  = thi1 + thi2 = 22,195 + 23,96 = 46,155 (0C)
- Nhiệt độ sôi của dung dịch các nồi:
o
+Nồi 1: t sdd 1  109, 25  15,029  1  0,62  125 C
o
+Nồi 2: tsdd 2  81,9  12,56  1  0,67  96,13 C

1.2.3 Cân bằng năng lượng
1.2.3.1 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi:
 Nhiệt dung của dung dịch ban đầu: Vì x đ = 10 % < 20 %, áp dụng công thức CT
I.42, trang 152,[4]:
Cđ = 4186.(1- xđ) = 4186(1 – 0,1) = 3771 (J/kg.độ)
 Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2:
Cc2 = 4186.(1 – xc2) = 4186.(1 – 0,1658) = 3495,3 (J/kg.độ)
 Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (sản phẩm) : Cc1 = Cht.xc1+ 4186.(1- xc1)
Vì xc1 = 35 % > 20 % nên ta tính theo công thức CT I.44, trang 152,[4]
Trong đó: Cht: là nhiệt dung riêng của chất hoà tan khan, (J/kg.độ).
Tính Cht theo công thức CT I.41, trang 152,[4]:

M.Cht = nCa.cCa + nCl.cCl

Tra bảng I.141, trang 152,[4] ta có:
CCa = 26000 (J/kg.độ); cCl = 26000 (J/kg.độ)
1
40  35,5.2

Cht =

.(1.26000 + 2.26000) = 702,7 (J/kg.độ)

 Cc1 = Cht.xc1 + 4186.(1 – xc1) = 702,7. 0,35 + 4186.(1 – 0,35) = 2969,4 (J/kg.độ)
1.2.3.2 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL)
Phương trình cân bằng nhiệt lượng :nhiệt vào = nhiệt ra
Nồi 1:

D.I1 + (Gđ –W2)C1.t1 = W1.i1 + (Gđ – W)C1.t1 + D1c.Cng1. 1 + Qcđ1 + Qxq1

Nồi 2:

(1-).W1.i1 + Gđ.Cđ.tđ = W2.i2 + (Gđ – W2)C2.t2 + W1.Cng2.2 + Qcđ2 + Qxq2

Trong đó:
 D: lượng hơi đốt cho toàn hệ thống (kg/h), Gđ : lượng dung dịch ban đầu, (kg/h).
 I, i1, i2: hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi 1 và nồi 2, (J/kg).
 tđ, t1, t2: nhiệt độ sôi ban đầu, nhiệt độ sôi dung dịch ra khỏi nồi 1, nhiệt độ sôi
dung dịch ra khỏi nồi 2 của dung dịch, (oC).
 Cđ, C1, C2: nhiệt dung riêng ban đầu, nhiệt dung riêng ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của
dung dịch, (J/kg.độ).

 1, 2: nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi 1 và nồi 2, (oC).
8


 Cng1, Cng2: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2, (J/kg.độ).
 Qxq1,Qxq2 :nhiệt mất mát ra mơi trường xung quanh của nồi 1 và nồi 2, (J).
 Qcđ1 , Qcđ2 : nhiệt cơ đặc khi cơ đặc dung dịch. Với dung dịch CaCl2 q trình cơ đặc
là q trình thu nhiệt nên Qcđ > 0
Chọn hơi đốt, hơi thứ là hơi bão hồ, nước ngưng là lỏng sơi ở cùng nhiệt độ, khi đó ta
có:
i- Cng1. 1 = r (1) và i1- Cng2. 2 = r(2)
Với W1 = D2; W= W1+W2; Cho: Qxp1 = 0,05.D.(i – Cng1. 1); Qxp2 = 0,05.W.(i1 – Cng2. 2)
Qcđ1 = 0,1.D.(i – Cng1. 1) ; Qcđ2 = 0,1.D.(i1 – Cng2. 2)
Bảng 6: Hàm nhiệt của hơi đốt và hơi thứ.( Tra bảng I.249, Trang 310, [4] ; I.250,
Trang 312, [4])
Hơi đốt
Nồi

Hơi thứ

t( C)

I.10-3
Cn
(J/kg.độ) (J/kg.độ)

1

137,9

2737,06

4282,59

2

108,25

2692,85

4230,725

0

i.10-3

Dung dịch

(J/kg.độ)

C
(J/kg.độ)

ts (0C)

109,25

2694,65

2969,4

125

81,9

2647,42

3495,3

96,13

0

t( C)

Với: D2I2=W1i1; W=W1+W2
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là :
W1 


W .i2  (Gđ  W ).C2 .t2  Gđ .Cđ .tđ
I1  0,85Cng 2 . 2  0,85i2  C2 .t2

1071, 43.2647420  (1500  1071, 43).3495,3.96,13  1500.3771.96,13
2694650  0,85.2647420  3495,3.96,13  4230,725.108, 25.0,85

= 577,27 (kg/h)
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 là: W2 = W - W1= 1071,43 – 577,27 =
497,16 (kg/h)
Lượng hơi đốt tiêu đốt chung là:

D=


W1.i1  (Gđ  W ).C1.t1  (Gđ  W2 )C2t 2

0,85( I1  Cng1.1 )

577, 27.2694650  (1500  1071, 43).2969, 4.125,9  (1500  497,16).3495,3.96,13
0,85(2737060  4282,59.137,9)

= 755,85 (kg/h)
9


W1  Wn
.100%, III  15 / 114, [2]
W1
Kiểm tra lại giả thiết phân phối hơi thứ ở các nồi:

595, 24  577, 27
.100%  3,08%  5%
595,
24
C%(1) =

Thỏa

497,16  476,19  
.100%  4, 22%  5%
497,

16
C%(2) =

Lý thuyết ban đầu tính theo CBVC: WI = 595,24 kg/h; WII = 476,19 kg/h
Vậy : Lượng hơi thứ nồi 1 là : W1 = 577,27 (kg/h).
Lượng hơi thứ nồi 2 là: W2 = 497,16 (kg/h).
Lượng hơi đốt nồi I là : D = 755,85 (kg/h).

+ Chi phí hơi đốt riêng:

m1 

D1 755,85

 1,31(kg / kg )
W1 577, 27

m2 

D2 577, 27

 1,16(kg / kg )
W2 497,16

PHẦN III: TÍNH THIẾT BỊ CHÍNH
1. Tính bề mặt truyền nhiệt
1.1

Các thông số cơ bản của dung dịch:

1.1.1

Độ nhớt

Sử dụng công thức Paplov I.17, trang 85,[4]

Trong đó: t1, t2: nhiệt độ của chất lỏng có độ nhớt là µ1, µ2
θ1, θ2 : nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt là µ1, µ2
Nồi 1: Nồng độ dung dịch x1 = 16,58 %. Chọn chất chuẩn là anilin.
Tra bảng I.101, Trang 91,[4] ,I.102, Trang 94,[4]
� t1  20( o C ) � 1 CaCl2  6,6.10 3 ( N .s / m 2 ) � 1  9,73( o C )

� t2  20(o C ) �  2CaCl2  5,1.103 ( N .s / m 2 ) �  2  16,67( o C )
�K 

10  20
 1, 44
9, 73  16, 67

Từ đó ta có:

s 

t s1  t 2
125  20
 2 
 16, 67  90, 21 0 C 
k
1, 44

µs1 = 0,95.10-3 (N.s/m2)

Nồi 2: Nồng độ dung dịch x2 = 35%. Chọn chất chuẩn là anilin.
Tra bảng : I.101, Trang 91,[4] & I.102, Trang 94,[4]
10


� t1  10(o C ) � 1  2,1.103 ( N .s / m 2 ) � 1  45,8(o C )
� t2  20(o C ) �  2CaCl2  1, 64.10 3 ( N .s / m 2 ) �  2  55,33( o C )
�K 

10  20
 1, 05
45,8  55,33

Từ đó ta có:
1.1.2

s 

t s 2  t2
96,13  10
 2 
 45,8  127,83o C
k
1, 05
µs2 = 1,258.10-3 (N.s/m2)

Hệ số truyền nhiệt của dung dịch:

Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi được tính dựa trên nhiệt tải q và ∆t 1
+ Nhiệt tải riêng trung bình: (trang 116 [2])
q

Nhiệt tải riêng của thành thiết bị:

1

�r

q1 = α1(t1 – tw1) = α1∆t1

(tw1  t w 2 )  (

1  1
  ).(tw1  tw 2 )
rc1  rc 2

, trang 3 [5]

Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là thép không rỉ, có thể làm việc trong môi trường có
chứa ion Clo: X18H12M2T có:  = 16,3 (W /m.độ) Bảng XII.7/ 313 [5]
Chọn bề dày thành ống là:

v

= 2,0 mm.

Tổng nhiệt trở của tường:
v

2.103
3
r

r


r

0,
232.10

 0,387.103  7, 417.10 4  m 2 .đo / W 
� c1  c2
16, 3 
1.1.2.1 Về phía hơi ngưng tụ 1
Công thức V.101, trang 28,[5]

1  2, 04.A. 4

r
,  W / m 2 .đo 
H.t1

Với r: ẩn nhiệt ngưng (J/kg)
H: chiều cao ống truyền nhiệt ( chọn H= 1,5m)
A

4

 2 3
 : hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng t
m

tm= 0,5(tT1+thd)
∆t1=thd- tT1
Tra bảng A và tm theo Trang 29, [5]
Nồi 1: Chọn ∆t1 = 0,54 (oC).
137,9  137,36
2
tw1 = thđ1– ∆t1 = 137,9 – 0,54 = 137,36 (oC); tm1 = 0,5.(tw1 + thd) =
= 142,22 (0C)

11


Nội suy  A1= 193,3→

1,n1  2, 04.193, 3. 4

2156.103

1,5.0,54
15332,33(W/m2.độ)

 Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ: q1,n1 = α1,n1.∆t1 = 15332,33.0,54 = 8600,96 (W/m2)
Nồi 2: Chọn ∆t2 = 0,52 (oC).
108, 25  107, 73

o

2
tw2 = thđ2 - ∆t2 = 108,25 – 0,52 = 107,73 ( C) ;tm2=
107,99 (oC)

 Nội suy: A2 = 182,48 →

1,n 2

2238,2.103
 2, 04.182, 48.
 15321, 33
1, 5.0, 52
(W/m2.độ)
4

 q2,n2 = α1,n2.∆t1 = 15321,33.0,52= 7969,09 (W/m2)
1.1.2.2 Về phía dung dịch sôi α2
Giả sử chế độ sôi sủi bọt và quá trình là đối lưu tự nhiên, tuần hoàn mãnh liệt trong ống.
Ta có:
Với:

 dd   . nuoc (VI.27 / 71 [5]).



là hệ số hiệu chỉnh;

là hệ số cấp nhiệt của nước.
0,565
2

�dd � �
� dd ��Cdd
  � � .�
� ��
�n � �
� n ��Cn
�
Ta có:

�� n
.�
�
��dd

0,5
 n  0,145.t 2,33
2 .p
(W/m2.độ)

0,435

�
�
�
�
�
�
� , (VI.27/ trang 71 [5])

, (V.91/ trang 26 [5])

Trong đó : p là áp suất hơi thứ, N/m2 ; t - hiệu số nhiệt độ của bề mặt truyền nhiệt và
nước sôi, oC
∆t2 = tw2 – tsdd; dd , n : hệ số dẫn nhiệt của dung dịch và nước, W/m.độ
 dd

3
,  n : khối lượng riêng của dung dịch và nước, kg/m

Cdd , Cn : nhiệt dung riêng của dung dịch và nước, J/kg.độ
dd , n : độ nhớt dung dịch và hơi đốt, Ns/m2
Xem như sự mất mát nhiệt không đáng kể. q = q1 = q2 ; tw2 = tw1 – q1
 Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch :
Nồi 1: Tại tsdd1 = t2 = 125,9 (oC).
Ta có : ∆tw = q1.∑ r1 =8600,96. 7,417.10-4 = 6,38 (oC)
 tw2 = tw1 – ∆t = 137,9– 6,38 = 131,25 ( oC)
Hiệu số cấp nhiệt của nước : ∆t2,n1 = tw2 – t2 = 131,25– 125,9 = 5,35 (oC)
Áp suất hơi thứ tại nồi 1 : Pht1 = 1,43.98100 = 144894,75 (N/m2)
Vậy: 0,145. 5,352,33. 144894,750,5 = 2747,63 (W/m2 độ)
12


0,435

0,565
2
�
1289,3 � �2969, 4 ��0, 222.10 3 �
�0,5025 � �
�

n1  �
.
.
.
�
�
�
�938, 2 � �4190 ��0,95.103 �
�
�
�0,6812 � �
�
�
�
�
�
�
� = 0,581

 q2,n1 = α2,n1.∆t2,n1 = 1593,63. 5,35= 8525,9 (W/m2)

Nên ta có:

1 

8600,96 - 8525,9
8600,96

Vậy nhiệt tải trung bình:

q1 

.100%  0,87%  5%

q1,n1  q 2,n1
2



 Hợp lý

8600,96  8525,9

2
8563,43 (W/m2)

Nồi 2: Tại tsdd2 = t2 = 96,14 ( oC).
Ta có : ∆t = q1,n2.∑ r1 = 7969,09. 7,417.10-4 = 5,91 (oC)
 tw2 = tw1 – ∆t = 107,65– 5,91 = 101,83 (oC)
∆t2,n2 = tw2 – t2 = 102,83 – 96,13 = 5,7 (oC)
Pht2 = 0,524 . 98100 = 51358,24 (N/m2)
Vậy 0,145 . 5,72,33.( 51358,24)0,5 = 1927,88 (W/m2 độ)
0,435

2
�
�0, 52 � �
�1106 ��3495 ��0, 296.103 �
�
.

.
�
�
�
�
�
�
�
�963, 09 � 4190
3
��0,51.10 �
�0, 686 � �
�
��
� = 0,7
0,565

n 2

0,7. 1927,88 = 1349,52 (W/m2 độ)
 q2,n2 = α2,n2.∆t2,n2 = 1349,52. 5,7 = 7692,14 (W/m2)
Kiểm tra:


q2 

2 

7967, 09  7692,14

q1,n 2  q 2,n 2
2

1.1.3

7967, 09



.100%  3, 45%

< 5%  thỏa

7967, 09  7692,14
 7964, 62
2
( W/m2)

Hệ số truyền nhiệt của dung dịch:

Áp dụng công thức:

dd  A.C p . . 3


M

(W/m.độ) , (I.32/ trang 123 [4])

A: hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước

Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng (J/kg .độ)
ρ: khối lượng riêng (kg/m3)
M: khối lượng mol của chất lỏng

13


Chọn A = 3,58.10-8 ;

M  mi .M chat  (1  mi ).M H 2O

với

xi
M chat
mi 
xi
1  xi

M chat M H 2O

0,35
111
m 1
 0,08
0,35 1  0,35

111
18
M1  0,08.111  (1  0,08).18  25, 44g / mol

Nồi 1:

� dd1  3,58.108.2969,4.1289,3. 3

(W/m.độ)

0,1658
111
m2 
 0,03
0,1658 1  0,1658

111
18
M 2  0,03.111  (1  0,03).18  20,9g / mol

Nồi 2:

� dd2  3,58.108.3495,3.1106. 3
1.2

1289,3
 0, 507
25, 44

1106
 0, 52
20,9
(W/m.độ)

Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi:

Xem bề mặt truyền nhiệt trong các nồi như nhau: F 1= F2 nên nhiệt độ hữu ích phân bố
trong các nồi là:

Qi
K
ti*  �ti . 2 i
Qi
j 1
�
j 1 K i
2

, (III-19/ trang 117 [2]).

Với: là nhiệt độ hữu ích trong các nồi; Q i: lượng nhiệt cung cấp (J); Ki: hệ số truyền
nhiệt
.Trong đó: Di là lượng hơi đốt mỗi nồi; ri: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi

Ki 

q tb
1

t i 1  �r  1
1
2

, (III-17/116 [2])

Bảng 10 : Hệ số truyền nhiệt của mỗi nồi
Nồi i

qtb (W/m2)

ti (oC)
14

K (W/m2độ)


I
II
1.2.1

13,001
13,03

8563,43
7964, 62

698,19
645,88

Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi

�t

i

Qi

�K
Kiểm tra :

 t i1  t i 2


i

(t i ) 

Q I Q II

K1 K II

t i*  t i
t i*

Qi
K
ti*  �ti . 2 i
Qi
j 1
�
j 1 K i
2

;

.100%  10%

thỏa.

(III-20/ trang 117 [2])

Bảng 11: Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực mỗi nồi
Q
Q
K
t*i
ti
2
o
(kW)
(W/m độ)
K
( C)
(oC)
Nồi I

452,67

698,19

648,37

14,02

13,001

Nồi II

358,91

645,88

555,68

12,01

13,03

1.2.2

(ti)
(oC)
7,28
(thỏa)
7,83
(thỏa)

Tính diện tích bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi
F

Q
K.t * i

, (m2) (III-21/ trang 117 [2])

Bảng 14: Diện tích bề mặt truyền nhiệt
Q(kW)
452,67
358,91

Nồi I
Nồi II

Tính sai số:

1 

2 

14, 02  13, 001
14, 02

K(W/m2 độ)
698,19
645,88

.100%  7, 28%

∆ti*
14,02
12,01

F(m2)
46,24

46,27

< 10 %, chấp nhận.

13, 03  12, 01
.100%  7,83%
13, 03
< 10%, chấp nhận.

Theo quy chuẩn ( bảng VI.6, Trang 80, [5]) Chọn bề mặt truyền nhiệt F = 50 (m2)
2.

BUỒNG ĐỐT:

2.1

Tính số ống truyền nhiệt:

Theo bảng VI.6 trang 80, [5] chọn loại ống truyền nhiệt có đường kính 25 mm
nên d=dt= 21mm.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt h= 1,5m

15


n

F
50


 506
dt .h. 0, 021�1,5 �3,14
(ống)

Theo bảng quy chuẩn số ống truyền nhiệt V.II, trang 48, [5]
Chọn n= 517 ống.
Chọn cách xếp ống theo hình 6 cạnh
Số hình 6 cạnh là 12.
Số ống trong tất cả các viên phân là b=25 ống
2.2 Đường kính ống tuần hoàn trung tâm:
, III-27/121 [2]


Dth 

4. ft
4.0,054


3,14 = 0,263 m

3,14.(0, 021) 2 .517
4
Chọn ft = 0,3.FD = 0,3 =0,3
= 0,054 (m2) trang 121 [2]
Vậy chọn Dth= 273 (mm) theo quy chuẩn trang 290, [1]
2.3 Đường kính thiết bị buồng đốt:
Dt= (m), III-28/ trang 121 [2]
Trong đó :  = : Hệ số, thường  = 1,3 –1,5 . Chọn  = 1,4. t: Bước ống (m), t = 1,4.dn
dn = 0,025 (m): Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt;

= 0,8

: Hệ số sử dụng lưới đỡ ống, thường  = 0,7 – 0,9;

h = 1,5 (m) : Chiều dài của ống truyền nhiệt.
Dth = 1 (m) : Đường kính ngoài của ống tuần hoàn trung tâm.
F = 50 (m2) : Diện tích bề mặt truyền nhiệt.

(0, 273  2.1, 4.0, 025) 2 
 Dt =

0, 4.1, 42.sin 60 0.50.0, 025

0,8.1,5
0,910 (m)

Chọn quy chuẩn (trang 291/ [1]) Dt = 1000 (mm)
 Ống truyền nhiệt bị thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm:
Kiểm tra diện tích truyền nhiệt
b: là số ống bị loại nằm trên đường kính ngoài của lục giác đều tính từ tâm, ống
 Chọn b = 9 ống. Vậy số ống truyền nhiệt (không kể ống trong các hình viên phân) đã
bị thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm là:
16


3
3
n  (b 2  1)  1  (92  1)  1  61
4
4

(ống)

 Tổng số ống bị thay thế: 61 ống (trang 48,[5])
Số ống truyền nhiệt còn lại là: n” = 517 – 61 = 456 (ống)
F = 3,14.h.(n’’.dt + Dth) = 3,14.1,5.(456.0,021 + 0,273) = 46,389 > 46,27 (m2), thỏa.
Vậy diện tích bề mặt truyền nhiệt được chọn là 50 m2 và số ống truyền nhiệt là 456 ống
3. BUỒNG BỐC:
3.1

Đường kính buồng bốc:

H bb _ kgh 

4.Vb _ kgh

 .Dbb2 .

Chọn sơ bộ chiều cao rồi tính Dbb . Sau đó tính lặp kiểm tra Dbb
Chọn Db = 1,4 (m) > Dđốt = 1 m ( trang 293, [1]
h 

Vận tốc hơi thứ:

W
h

Vh
4W



Fb  .D 2  h .Db2
b
4

(m/s)

max
Điều kiện:  hoi �70%o (*)

,trang 292 [1]
4 g (  '  h )d
Với o là vận tốc lắng: ω0 =
(m/s)
3 h

( 5.14/ trang 276 [1])

’h : Khối lượng riêng của giọt lỏng và của hơi thứ, kg/m3.
d
: Đường kính giọt lỏng, m  Chọn d = 0,0003 m;
: Hệ số trở lực.
 .d
18,5
Khi 0, 2 Re

h

vh

: Độ nhớt động học của hơi thứ, Ns/m2.

bảng I.121/121 [4]

Bảng 16: Vận tốc hơi thứ và vận tốc lắng
h
h
’
h
Re

3
(kg/m ) (kg/m3) (Ns/m2) (m/s)
Nồi I 951,56 0,807 0,274.10-5 0,1291 141,356 0,948
Nồi II

970,58

0,316

0,356.10-5 0,387 326,124 0,5743

Vậy đường kính buồng bốc Db = 1,4 m
3.2 Chiều cao buồng bốc

Thể tích không gian hơi:

Vboc _ kgh 

W

 h .tt
17

, trang 292  1

, III-23/120 [2]

o
Ghi chú
(m/s)
2,208 Thỏa (*)
4,58

Thỏa (*)


Trong đó: Vboc_kgh: là thể tích không gian hơi (m3);
W: là lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị (m 3). ρh: là khối lượng riêng của
hơi thứ (kg/m).

 tt: là cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi trong
một đơn vị thời gian (m3/m3.h).
 tt = f.  tt(1at) khi P ≠ 1(at). (trang 81, [5])
Thường thì  tt = 1600÷1700 (m3/m3.h), trang 120 [2]
Chọn  tt = 1650 (m3/m3.h).

CT VI.34, trang 72, [5]:

H bb _ kgh 

4.Vb _ kgh
2
 .Dbb

Do trong thiết bi có hiện tượng dung dịch sôi tràn lên phần buồng bốc nên đòi hỏi thiết bị
phải cao hơn so với tính toán. Chọn chiều cao buồng bốc cho cả 2 nồi là 1,6 (m).
4. TÍNH CƠ KHÍ CÁC CHI TIẾT THIẾT BỊ :
4.1 Tính thân buồng đốt:
- Chọn thân hình trụ và vật liệu làm thân buồng đốt là thép CT3
4.1.1 Buồng đốt nồi 1
Ptrong = 3,5 at  Thân buồng đốt nồi I chịu áp suất trong.
Nhiệt độ hơi đốt:
Thông số tính toán:

t = thđ = 137,9 oC

Ptt = Pdư = 2,5 at = 2,5.0,098 = 0,245 N/mm2

P1 = Ptt1 + H.g. =0,245 + 1,5.1289,3.9,81.10-6 = 0,264 N/mm2
t = 137,9 + 20 = 157,9 (có bọc lớp cách nhiệt) (trang 9 [6])
Ứng suất cho phép tiêu chuẩn, N/mm 2 [  ]* = 130 N/mm2 (ở 137,9 oC) (hình 1.1
trang 15 [6])
: Hệ số hiệu chỉnh  = 0,95 (có bọc lớp cách nhiệt) (trang 17 [6])
*
[  ] : Ứng suất cho phép khi kéo, N/mm 2  [ ]   .[ ]  130.0,95  123,5 N/mm2
(1-9/17 [6])

h : Hệ số bền mối hàn, chọn chế độ hàn tự động dưới lớp thuốc, hàn giáp mối 2 phía, với

Dt = 1000 mm > 700mm   h = 0,95

[ ]. h 123,5.0,95

 333,01
P
0, 264
�25

(trang 95 [6])

18


S'

Dt . p
1000.0,264   

 1,125
2.[ ]. h 2.123,5.0,95
(mm) (5-3, trang 96, [6])

Bề dày thực: S = S’ + C

(mm)

(5-9/96, [6])

Với C là hệ số bổ sung bề dày tính toán, mm. Chọn theo XIII.17, trang 363, [5]
C = Ca + Cb + Cc + Co

(mm)

(1-10/20, [6])

Ca: Hệ số bổ sung do ăn mòn hóa học của môi trường, mm Chọn Ca = 1 mm
Cb: Hệ số bổ sung do bào mòn cơ học của môi trường, mm  Chọn Cb = 0
Cc: Hệ số bổ sung do sai lệch khi chế tạo, lắp ráp, mm  Chọn Cc = 0 mm
Co: Hệ số bổ sung để quy tròn kích thước, mm.  Chọn Co = 0,875 mm (XIII.9, trang
364,[5])
� S = S’ + C = 1,125+ 1,875 = 3 (mm)
Kiểm tra bảng 5-1 trang 94 [6], Với Dt = 1000 mm � Bề dày tối thiểu là 4mm.
 Chọn bề dày 5mm
Kiểm tra điều kiện bền: 5-10, 5-11/97 [6]
S  Ca 5  1

 4.10 3
Dt
1000
< 0,1 (thỏa)

(5-10, trang 97,[6])

2.[ ]. h .( S  Ca ) 2.123,5.0,95.(5  1)

 0,798( N / mm 2 )
Dt  ( S  Ca )
1000  (5  1)
> 0,264 N/mm2 (thỏa)
(5-11/97 [6])

[ p] 

Vậy bề dày thân buồng đốt nồi I thỏa điều kiện bền: S = 5 mm.
4.1.2 Buồng đốt nồi II:
Do trong buồng đốt nồi 2, áp suất hơi đốt (là hơi thứ) nhỏ hơn nồi 1 lại chịu áp suất
trong (pdư = 1,846 at) nên chọn bề dày S = 8mm (theo bề dày buồng bốc nồi 2) chắn
chắn sẽ thỏa mãn. Vậy chiều dày buồng đốt cho nồi 2 là 8 (mm).
4.2 Tính thân buồng bốc:
4.2.1 Thân buồng bốc nồi 1 : Thông số làm việc:

Dt = 1400 mm

Ptrong = 1,43at  Thân buồng đốt nồi I chịu áp suất trong.
Nhiệt độ hơi thứ:

t = tht = 108,25 oC

Thông số tính toán:

Ptt = Pdư = 0,43 at = 1,912.0,098 = 0,0421 N/mm2

Nhiệt độ tính toán

ttt = 109,25oC

Ứng suất cho phép tiêu chuẩn [  ]* = 140
156[6]) Kim loại : X18H12M2T
 : Hệ số hiệu chỉnh = 0,95 (trang 17 [6])
19

N/mm2 (ở 109,25

o

C) (hình 1.2 trang


*
: Ứng suất cho phép khi kéo, N/mm2  [ ]   .[ ]  140.0,95  133
(1-9/17 [6]);  h = 0,95

[ ]

[ ].h 133.0,95

 3001, 2
P
0,0421
�25

(trang 95 [6])

S'

Bề dày tối thiểu của thân buồng đốt:
trang 96, [6])
Bề dày thực:

S = S’ + C

N/mm2

Dt . p
1400.0,0421

 0,5
2.[ ]. h
2.133.0,95
(mm)

(mm)

(5-3,

(5-9/96, [6])

Với C là hệ số bổ sung bề dày tính toán, mm. C = Ca + Cb + Cc + Co (mm) (1-10/20, [6])
Chọn Ca = 1 mm , Cb = 0 , Cc = 0 mm và Co = 0,5 mm (XIII.9, trang 364,[5])
� S = S’ + C = 0,5+ 1,5 = 2 (mm)
Kiểm tra bảng 5-1 trang 94 [6], Với Dt = 1400 mm � Bề dày tối thiểu 4mm
Chọn S = 5 mm.( Bằng bề dày buống đốt)
Kiểm tra điều kiện bền: 5-10, 5-11/97 [6]
S  Ca 5  1

 2,86.10 3
Dt
1400
< 0,1 (thỏa)

(5-10, trang 97,[6])

2.[ ]. h .( S  Ca ) 2.133.0,95.(5  1)

 0,72( N / mm 2 )
Dt  ( S  Ca )
1400  (5  1)
> 0,042 N/mm2 (thỏa) (511/97 [6])
[ p] 

Vậy bề dày thân buồng bốc nồi I thỏa điều kiện bền: S = 5 mm.
4.2.2 Thân buồng bốc nồi 2:
Thông số làm việc:

Dt = Db = 1400 mm

Pt = 0,524 at  Thân buồng bốc nồi II chịu áp suất ngoài.
S’ = 1,18.Dt.
Nhiệt độ hơi thứ

t = 81,9 oC

Thông số tính toán: Ptt = 1 at = 0,098 N/mm2
ttt = 81,9oC
L: chiều dài tính toán thân thiết bị, mm, L = Hb = 1600 mm
[]* : Ứng suất cho phép tiêu chuẩn, N/mm2
 []* = F138N/mm2 ,(ở 101,9 oC) hình 1-2/16 [6];
20

h = 0,95

Et : mođun đàn hồi của vật liệu ở nhiệt độ làm việc, N/mm 2, Tra bảng 2-12/34 [6]
Et = 2.105 N/mm2
nc : Hệ số an toàn  Tra nc = 1,5

bảng 1-6 trang 14 [6]

 t : Giới hạn chảy của vật liệu làm thân ở nhiệt độ tính toán, N/mm 2.

 t  [ ].nc  140.1,5  210 N/mm2
0.4

�0,098 1600 �
� 5.
�
S’ = 1,18. 1400. �2.10 1400 � = 6,1 (mm)
Chọn: C = Ci = 1,9 mm. Bề dày thực của thân: S = S’+ C = 6,1 + 1,9 = 8 (mm)
Chọn S = 8 (mm)

 Kiểm tra bề dày: (5-15, 5-16, 5-19/ trang 99,[6])
2.( S  Ca )
l
Dt
0,15.
� �
Dt
Dt
2.( S  Ca )
L 1,6


 1,143
D
1,4
t
Ta có:
;

3

l
Et �
2.(S  Ca ) �
� t . �
�
D  c � Dt
�
và t

2.(S  Ca )
2(0,008  0,001)
 1,5
Dt
1, 4

1,5.

Dt
1, 4

 10

2.(S  Ca )
2.(0,008  0,001)



= 0,5

0,5 �1,143 �10 (thỏa)

3

3

2.(S  Ca ) �
l
Et �
2.105 �2.(0,008  0,001) �
 0,886 �0,3 t . �
.
�  0,3.
�  0, 286
Dt
 c � Dt
210 �
1, 4
�
�
�
(thỏa)

Áp suất ngoài cho phép :
2

2

D �S  C � S  Ca
1, 4 �0, 008  0,001 � 0, 008  0, 001
 0, 649.2.105. . �
 pn   0, 649.E . t .� a �.
�.
L � Dt � Dt
1, 6 � 1, 4
1, 4
�
t

2

0,2 (N/mm )
Ta có: pn = 0,098 (N/mm2) < [pn] = 0,2 (N/mm2), thoả mãn.
Vậy chọn bề dày thân buồng bốc nồi 2 là: S = 8 (mm)
4.3 Tính nắp
Chọn nắp elip chuẩn có gờ với Dt =Rt= 1400 (mm).
Ta có : 0,25  ht = 350 (mm)
Chiều cao gờ : h = 40 (mm), trang 382,[5]
21

=

Dt 2
1, 42

 1, 4
4.h
4.0,
35
t
Bán kính cong bên trong ở đỉnh Rt =
(m)
 Nồi 1:

Thiết bị làm việc ở áp suất trong P = 1,43 (at)

Ptt = 0,43.0,098= 0,042 N/mm2.
+ []* : Ứng suất cho phép tiêu chuẩn, N/mm2
[]* = 141,5 N/mm2 ,(ở 108,25 oC) hình 1-2/16 [6]. []= 141,5.0,95 = 134,425 N/mm2
hệ số bền mối hàn  h = 0,95
Vì nắp nối với buồng bốc nên để dễ thiết kế ta chọn bề dày nắp theo bề dày của buồng
bốc để lắp đặt và thiết kế dễ dàng, sau đó kiểm tra lại tính bền của nắp.
Chọn bề dày nắp S= 5 mm

 Kiểm tra tính bền:

S  Ca 0.005  0.001

 0.00286  0,125
Dt
1, 4
(thỏa)

Áp suất trong cho phép :

2.[ ].h .(S  Ca ) 2.134, 425.0,95.(0,005  0,001)

 0,728
R

(S

C
)
1,
4

(0,005

0,001)
t
a
[p]=
(N/mm2)
p = 0,042 (N/mm2) < [p] = 0,728 (N/mm2), (thoả mãn)
Vậy chọn bề dày nắp thiết bị là: S = 5 (mm)
 Nồi 2:

Thiết bị làm việc ở áp suất ngoài, áp suất trong buồng bốc là P = 0,52 (at)

 Ptt = 1at = 0,098 N/mm2
 ct = 220 N/mm2

Tỉ số giới hạn đàn hồi x = 0,7 và K= 0,955 tra bảng ( trang 127,[6])
Chọn nắp có bề dày S = 8 (mm) (bằng bề dày buồng bốc nồi 2)
+ Kiểm tra ứng suất cho phép:

Áp dụng CT XIII.51,trang 387,[5]

[D t 2  2.h t (S  C)].p n [1, 42  2.0,35.(0, 008  0, 001)].0, 098


7, 6.k1. h .h t (S  C)
7, 6.0, 64.0,95.0,35.(0, 008  0, 001) = 17 (N/mm2)

 c 210

 175
2
1,
2
1,
2
Thấy  = 17 (N/mm ) <
(N/mm2), thoả mãn.
+ Kiểm tra tính ổn định bề dày nắp:
0,15.E t 0,15.2.105
R t 1400

 214, 29

 175

t
x.

0,
7.210
S
8
;

22


R t 0,15.E t
�
x. t
 S



[p n ]  0, 09.E t .(

S  Ca 2
15  1
)  0, 09.2.105.(
) 2  0,334  p n  0,1448
K.R t
0,9552.3400
(thỏa mãn)

2[ n ]( S  Ca ) 2.126,9.(8  1)


 0, 495
 .Rt
2,564.1400

[pn] =
E t ( S  Ca )  5 xRt ct
2.105 (8  1)  5.0, 7.1400.220
 t

 2,564
E ( S  Ca )  6, 7 xRt (1  x) ct 2.105.(8  1)  6, 7.0, 7,1400.(1  0, 7).220

Vậy bề dày của nắp nồi 2 là : S = 8 (mm)
4.4 Tính đáy thiết bị
Chọn đáy nón để tháo liệu tốt và vật liệu làm đáy là thép không gỉ X18H12M2T.
o
- Chọn đáy có nửa góc ở đỉnh nón 2 = 60o    30

Rt
 0,15
D
t
,

- Chọn đáy nón có gờ với: Rt = 150 mm (Dt=1000 mm) ,bảng XIII.21 trang 394 [5]
- Chiều cao của đáy nón (không kể phần gờ) là H:
- Chiều cao phần gờ:

H = 906 mm.

hgờ = 40 mm.

- Thể tích của đáy nón là Vđ = 0,306 m3
- Vật liệu chế tạo là thép không gỉ X18H12M2T.
Ta chọn chiều cao của dung dịch dâng lên trong buồng bốc là 150 mm
Chiều cao cột thủy tĩnh: H = H + h + H1 + H2.
Trong đó : + H1: chiều cao cột chất lỏng trong buồng đốt H 1 = 1,2 (m), thường bằng
0,4÷0,7 chiều cao ống truyền nhiệt.
+ H2: chiều cao cột chất lỏng trong buồng bốc H2 = 0,2 (m)
H’= 40+ 906+ 1000+ 150 = 2096 mm
 Nồi 1: Áp suất trong buồng đốt:

Po= 3,5 (at)

Áp suất tính toán: P= Po +.g.H’ = 2,5.0,098 + 1289,3.9,81.2,096.10-6 = 0,272 (N/mm2)

S'

Dt . p. y 1000.0, 272.1, 4

 0.753
4[ u ].h
4.133.0,95
mm

Đường kính tính toán:

23

D = Dt  2[ Rt (1  cos  )  10.S '.sin  ] = 1000 – 2[150(1-cos30)+10.0,753.sin30] = 952,28
mm
Chọn bề dày đáy là : S = 5 (mm) (bằng bề dày thân nồi 1)
Kiểm tra : Áp suất cho phép tính toán:

[p] 

4.[ ].h .(S  Ca ) 4.133.0,95.(5  1)

 1, 444
D t .y
1000.1, 4
N/mm2

 p 

2.cos  .[ ].h .(S  Ca ) 2.cos30.133.0,95.(5  1)

 0,913
D  2.cos  .(S  Ca )
952, 28  2.cos 30.(5  1)
(N/mm2)

Ta có: p = 0,272 (N/mm2 ) < [p] thoả mãn.
Vậy chọn bề dày đáy là : S = 5 (mm)
 Nồi 2: Vì nồi 2 cũng làm việc trong điều kiện áp suất trong (P =1,38 at ) nên các
bước tính toán đều giống nồi 1, nhưng do áp suất nhỏ hơn áp suất nồi 1 (do dung dịch
đã bị bốc hơi bớt một phần nên áp suất thủy tĩnh cũng bị giảm)
Áp suất trong buồng đốt:

Po= 1,38 (at)

 Ptt= Po +.g.H’ = 0,38.0,098 + 1106.9,81.2,096.10-6 = 0,06 (N/mm2)

S'

Dt . p. y 1000.0,06.1, 4

 0.162
4[ u ]. h 4.136,8.0,95
mm

Đường kính tính toán:
D= Dt  2[ Rt (1  cos  )  10.S '.sin  ] = 1000 – 2[150(1-cos30)+10.0,162.sin30] = 979,09
mm
Chọn bề dày đáy là : S = 8 (mm) (bằng bề dày thân nồi 2)
Kiểm tra : Áp suất cho phép tính toán:
[p] 

4.[ ].h .(S  Ca ) 4.136,8.0,95.(8  1)

 2,6
D t .y
1000.1, 4
N/mm2

 p 

2.cos  .[ ].h .(S  Ca ) 2.cos 30.136,8.0,95.(8  1)


 1,59
D  2.cos  .(S  Ca )
979,09  2.cos30.(8  1)
(N/mm2)

Ta có: p = 0,06 (N/mm2 ) < [p] , thoả mãn.
Vậy chọn bề dày đáy nồi 2 là : S = 8 (mm)
5. Tính kích thước các ống dẫn
Ống dẫn dung dịch là thép X18H12M2T ; ống dẫn hơi đốt, nước ngưng là thép CT3
CT V.41, trang 74, [5] :

→ (m)
24


Với : Vs: lưu lượng khí, hơi, dung dịch chảy trong ống (m3/s).
ω : tốc độ thích hợp đi trong ống (m/s).
Chọn ωl = 20 (m/s) ωh = 0,5 (m/s)
Lại có: Vs = w.v

. Với: W là lưu lượng khối lượng (kg/s), v là thể tích riêng

3

(m /kg).
Chọn d chuẩn theo bảng XIII.26, trang 409, [5].
Chọn đường kính ống dẫn khí khơng ngưng bằng đường kính ống dẫn nước ngưng tụ.

Bảng 18 - Tóm tắt đường kính ống dẫn :

Ống dẫn

W (lưu
lượng
khối
lượng)
(kg/s)

Ống nhập liệu
nồi I

0,251

0,00090
2,28.10-4
9

32

38

Ống nhập liệu
nồi II

0,417

0,00095
3

3,974.1
0-4

32

38

Ống dẫn ngun liệu
vào thiết bị gia nhiệt

0,417

0,000924

3,853.10-4

32

38

Ống dẫn hơi
đốt nồi I

0,210

0,537

0,113

80

89

Ống dẫn hơi
thứ nồi I

0,160

1,24

0,1984

100

108

Ống dẫn hơi
thứ nồi II

0,138

3,191

0,44

150

159

Ống tháo liệu nồi I

0,119

7,756.1
0-4

9,23.10-5

25

32

Ống dẫn nước
ngưng nồi I

0,210

1,078.1
0-3

2,263.1
0-4

32

38

Ống dẫn nước
ngưng nồi II

0,16

3

1,68,10-4

25

32

Ống dẫn khí khơng
ngưng nồi I

_

_

_

32

38

Ống dẫn khí khơng

_

_

_

25

25

v
Thể tích
riêng
(m3/kg)

1,05.10-

25

Vs
(thể tích)

Đường
kính
trong d
(mm)

Đường
kính
ngồi dn
(mm)