Thiết kế thiết bị cô đặc 2 nồi

Bộ Giáo Dục & Đào Tạo

Cộng Hoà Xã Hội Chủ Nghĩa Việt Nam

Trường Đại Học Bách Khoa Hà Nội

Độc lập – Tự Do – Hạnh Phúc
-------------------

Viện công nghệ Sinh Hoc và Thực Phẩm
Bộ Môn : Quá Trình & Thiết Bị

Đồ án môn học
QUÁ TRÌNH & THIẾT BỊ
Họ & Tên SV: Nguyễn Thanh Dung
Lớp
: Kĩ thuật thực phẩm 1- K55
GVHD
: PGS.TS Tôn Thất Minh.
1.

MSSV: 20103638

Đề đồ án : Thiết kế thiết bị cô đặc đường mía năng suất 9800 kg/h , hệ hai nồi liên tục
xuôi chiều.

2. Nhiệm vụ (nội dung yêu cầu và số liệu ban đầu) :
1. Năng suất : 10000 kg/h
2. Nồng độ đầu : 15% khối lượng
3. Nồng độ cuối :60% khối lượng
4. Nhiệt độ hơi nước bão hòa: 130 oC

5. Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối: 74oC
3. Nội dung các phần thuyết minh và tính toán :
1. Tổng quan.
2. Thuyết minh quy trình công nghệ.
3. Tính toán cân bằng vật chất và năng lượng.
4. Tính toán và thiết kế thiết bị chính.
5. Tính toán thiết bị phụ.
6. Kết luận.
4. Các bản vẽ :
- Bản vẽ chi tiết thiết bị chính

: 1 bản A1

- Bản vẽ sơ đồ qui trình công nghệ : 1 bản A1
5. Ngày hoàn thành đồ án

: 24/5/2013

6. Ngày bảo vệ và chấm đồ án

: 25/5/2013
Ngày 25 tháng 05 năm 2013

CHỦ NHIỆM BỘ MÔN

CÁN BỘ HƯỚNG DẪN
1


NHẬN XÉT ĐỒ ÁN

1. Cán bộ hướng dẫn. Nhận xét: .............................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................

Điểm : __________

Chữ ký : __________

2. Hội đồng bảo vệ. Nhận xét: .............................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................
..........................................................................................................................................................................

Điểm : __________

Chữ ký : __________

Điểm tổng kết : __________

2


LỜI NÓI ĐẦU

Đồ án Quá trình & Thiết bị là cơ hội tốt cho sinh viên nắm vững kiến thức đã học; tiếp cận với
thực tế thông qua việc tính toán, lựa chọn quy trình & các thiết bị với số liệu cụ thể. Đây là cơ sở để
sinh viên dễ dàng nắm bắt công nghệ và giải quyết những vấn đề kỹ thuật tổng hợp một cách nhanh
chóng, phục vụ cho công việc sau này.Trong công nghệ hóa học và thực phẩm có rất nhiều phương
pháp sản suất khác nhau ứng dụng cho các quá trình chế biến, tùy thuộc vào từng loại nguyên liệu
và yêu cầu về chất lượng sản phẩm. Một trong các phương pháp đó là 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:
+Thu dung môi ở dạng nguyên chất ( cất nước )
+Làm tăng nồng độ chất tan
+Tách chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể ( kết tinh )

Với nhiệm vụ thiết kế là tính toán, thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều làm việc liên tục
để cô đặc dung dịch đường mía. Với mục đích xem việc sử dụng hơi thứ thay hơi đốt có ý nghĩa về
mặt sử dụng nhiệt như thế nào.
Em xin chân thành cảm ơn thầy Tôn Thất Minh đã chỉ dẫn tận tình trong quá trình em thực hiện
đồ án. Đồng thời em cũng xin gửi lời cảm ơn đến các thầy cô khác trong bộ môn cũng như các bạn
đã giúp đỡ, cho em những ý kiến tư vấn bổ ích trong quá trình hoàn thành đồ án này. Tuy nhiên do
kiến thức còn hạn hẹp nên trong đồ án còn khá nhiều thiếu sót, em rất mong nhận được nhiều ý kiến
đóng góp chỉ dẫn của quý thầy cô và các bạn.

3


MỤC LỤC
Đầu đề đồ án----------------------------------------------------------------------------------------------------1
Lời nói đầu------------------------------------------------------------------------------------------------------4
Mục lục----------------------------------------------------------------------------------------------------------7
Chương I: Tổng quan-----------------------------------------------------------------------------------------7
I.1. Nhiệm vụ của đồ án..........................................................................................................7

I.2. Tính chất nguyên liệu .......................................................................................................7
I.2.1. Tính chất vật lý của mía ........................................................................................7
I.2.2 Tính chất hóa học của đường mía ..........................................................................7
I.3. Quá trình cô đặc................................................................................................................8
I.3.1. Định nghĩa..............................................................................................................8
I.3.2. Các phương pháp cô đặc........................................................................................8
I.3.3. Bản chất của sự cô đặc do nhiệt.............................................................................8
I.3.4. Ứng dụng của cô đặc..............................................................................................8
I.4. Thiết bị cô đặc..................................................................................................................8
I.4.1 Phân loại và ứng dụng.............................................................................................8
I.4.2 Các thiết bị và chi tiết trong hệ thống cô đặc..........................................................9
Chương II: Qui trình công nghệ--------------------------------------------------------------------------10
II.1. Cơ sở lựa chọn qui trình công nghệ..............................................................................10
II.2. Thuyết minh quy trình công nghệ.................................................................................10
Chương III: Cân bằng vật chất và cân bằng năng lượng------------------------------------------12
III.1 Dữ kiện ban đầu............................................................................................................12
III.2 Cân bằng vật chất..........................................................................................................12
III.2.1. Lượng dung môi nguyên chất bốc hơi khi nồng độ thay đổi.............................12
III.2.2. Nồng độ cuối của dung dịch trong từng nồi......................................................12
III.2.3. Xác định nhiệt độ và áp suất mỗi nồi................................................................13
III.2.4. Xác định tổn thất nhiệt độ.................................................................................14
III.2.5. Tổn thất nhiệt do nồng độ..................................................................................14
III.2.6. Tổng thất nhiệt do áp suất thuỷ tĩnh..................................................................15
III.2.7. Tổn thất nhiệt do đường ống gây ra..................................................................15
III.2.8. Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống............................................................................15
III.2.9. Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và của cả hệ thống..........................15
III.3. Cân bằng năng lượng...................................................................................................16
III.3.1. Nhiệt dung riêng................................................................................................16
III.3.2. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng............................................................17
Chương IV: Kích thước thiết bị chính-------------------------------------------------------------------19

IV.1. Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt..............................................................................19
IV.1.1. Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp................................................................19
IV.1.2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi...............................................................19
IV.1.3. Diện tích bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi.........................................................23
IV.2. Tính kích thước buồng đốt và buồng bốc.....................................................................24
IV.2.1. Buồng đốt...........................................................................................................24
IV.2.2. Buồng bốc..........................................................................................................26
Chương V: Tính bền cơ khí cho thiết bị-----------------------------------------------------------------28
V.1. Tính bền cho thân..........................................................................................................28
V.1.1. Thân buồng đốt...................................................................................................28
V.1.2. Thân buồng bốc...................................................................................................31
4


V.2. Tính bền cho đáy và nắp thiết bị....................................................................................34
V.2.1 Nắp thiết bị...........................................................................................................34
V.2.2 Đáy thiết bị...........................................................................................................37
V.3. Tính bích, đệm, bulông, vỉ ống và tay treo....................................................................40
V.3.1. Tính bích.............................................................................................................40
V.3.2. Đệm.....................................................................................................................41
V.3.3. Bulông ghép bích................................................................................................41
V.3.4. Vỉ ống..................................................................................................................42
V.3.5. Tai treo................................................................................................................43
V.4. Tính kích thước ống dẫn................................................................................................43
V.5. Kính quan sát.................................................................................................................43
Chương VI: Tính thiết bị phụ-----------------------------------------------------------------------------44
VI.1. Thiết bị ngưng tụ Baromet...........................................................................................44
VI.1.1. Lượng nước lạnh cần tưới và thiết bị ngưng tụ.................................................44
VI.1.2. Thể tích không khí và khí không ngưng cần hút khỏi Baromet........................44
VI.1.3. Các kích thước chủ yếu của thiết bị ngưng tụ Baromet....................................45

VI.2. Thiết bị gia nhiệt dòng nhập liệu.................................................................................49
VI.2.1. Yêu cầu..............................................................................................................49
VI.2.2. Tính lượng hơi đốt cần dùng.............................................................................49
VI.2.3. Tính hệ số truyền nhiệt......................................................................................50
VI.2.4. Tính hệ số truyền nhiệt......................................................................................52
VI.2.5. Tính diện tích truyền nhiệt................................................................................52
VI.2.6. Số ống truyền nhiệt...........................................................................................52
VI.2.7. Đường kính thiết bị gia nhiệt............................................................................53
VI.2.8. Kích thước của thiết bị gia nhiệt nhập liệu.......................................................53
VI.3. Bồn cao vị....................................................................................................................53
VI.4. Bơm.............................................................................................................................55
VI.4.1. Bơm nước cho thiết bị ngưng tụ, bơm nhập liệu các nồi, bơm tháo liệu..........55
VI.4.2. Bơm chân không...............................................................................................56
Kết luận --------------------------------------------------------------------------------------------------------58
Tài liệu tham khảo-------------------------------------------------------------------------------------------59

5


CHƯƠNG I
TỔNG QUAN

I.1 Nhiệm vụ của đồ án:
Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch đường mía ba nồi xuôi chiều với yêu cầu công nghệ như
sau:
 Năng suất theo sản phẩm: 10000 kg/h
 Nồng độ đầu: 15% khối lượng.
 Nồng độ cuối: 60% khối lượng.
 Hơi thứ nồi cuối : 75oC




Nhiệt độ hơi nước bão hòa: 130 oC

I.2 Tính chất nguyên liệu:
I.2.1 Khái quát
Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở nước ta. do nhu cầu thị trường
nước ta hiện nay mà các lò đường với quy mô nhỏ ở nhiều địa phương đã được thiết lập nhằm đáp
nhu cầu này. tuy nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các
ngành công nghiệp có liên quan không gắn kết với nhau đã gây khó khăn cho việc phát triển cộng
nghiệp đường mía.
Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công nghiệp mía đường đã có bước
nhảy vọt rất lớn. diện tích mía đã tăng lên một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không phải
là một ngành đơn lẻ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp các ngành có quan hệ chặt chẽ với
nhau. mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các ngành công nghiệp như
bánh, kẹo, sữa… đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất
như rượu…
I.2.1 Tính chất vật lý của đường mía.
Thành phần chủ yếu của dung dịch đường mía là : nước chiếm tỷ lệ nhiều nhất( 70 – 85% ),
saccaroza ( 10 – 15 % ).
Saccaroza là thành phần quan trọng nhất, là sản phẩm cuối cùng của quá trình sản xuất đường. Có
công thức phân tử C12 H 22O11 cấu tạo từ hai loại đường đơn là glucoza và fructoza. M= 342
( đvC). Có một số tính chất vật lý :
-Tồn tại dạng tinh thể, trong suốt , không màu.
-Tỷ trọng 1,5879 g/cm3, nhiệt độ nóng chảy 186 – 188 oC.
-Độ hòa tan : tan tốt trong nước, độ hòa tan tăng khi nhiệt độ tăng. Tuy nhiên dung dịch đường
không tinh khiết độ hòa tan phụ thuộc vào những chất không đường (VD: KCl, NaCl …có mặt sẽ
làm độ hòa tan tăng, vì vậy đường không bao giờ kết tinh hoàn toàn mà tạo mật rỉ. Ngược lại nếu có
glucoza, fructoza,CaCl, MgCl … làm giảm độ hòa tan).
- Độ ngọt: Do gốc OH tạo nên, nếu dung dịch chứa nhiều đường khử( glucoza, fructoza ) thì sẽ

ngọt hơn.
I.2.2 Tính chất hóa học của đường mía.
+Dưới tác dụng xúc tác của axit, saccaroza bị thủy phân thành glucoza và fructoza – quá trình
chuyển hóa đường. Tốc độ chuyển hóa phụ thuộc vào :
- PH và nhiệt độ của dung dịch: pH càng thấp, nhiệt độ càng cao thì tốc độ chuyển hóa đường tăng
nhanh chóng.
- Thời gian: thời gian càng lâu thì tạo thành đường chuyển hóa càng nhiều, vì vậy ảnh hưởng không
tốt đến sản xuất đường và làm tổn thất đường, gây khó khăn cho quá trình kết tinh đường.
6


+ Dưới tác dụng của kiềm: saccaroza có tính chất như axit yếu:
- Trong môi trường kiềm ở nhiệt độ cao hoặc kiềm đậm đặc saccaroza bị thủy phân thành alđêhyt,
axeton, axit hữu cơ và tạp chất có màu vàng nâu. Môi trường có pH cang lớn thì saccaroza bị phân
hủy càng nhiều.
- Dưới tác dụng của kim loại iềm thổ, dung dịch đường biến thành sacarat, gây ảnh hưởng xấu đến
sản xuất, do làm tăng tổn thất đường và độ nhớt dung dịch.
+Dưới tác dụng của nhiệt độ > 200 oC saccaroza mất nước tạo thành các chất caramen có màu từ
vàng tới nâu đen. Phản ứng này làm tăng độ màu của dung dịch đường non, đường thành phẩm, màu
này rất khó loại bỏ.

I.3 Quá trình cô đặc:
I.3.1 Định nghĩa:
Cô đặc là phương pháp dùng để nâng cao nồng độ các chất hoà tan trong dung dịch hai hay nhiều
cấu tử. Quá trình cô đặc của dung dịch lỏng – rắn hay lỏng – lỏng có chênh lệch nhiệt sôi rất cao
thường được tiến hành bằng cách tách một phần dung môi (cấu tử dể bay hơi hơn). Đó là các quá
trình vật lý - hóa lý.
I.3.2 Các phương pháp cô đặc:
Phương pháp nhiệt: dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái hơi dưới tác dụng của
nhiệt khi áp suất riêng phần của nó bằng áp suất tác dụng lên mặt thoáng chất lỏng.

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 thiết bị làm lạnh.
I.3.3 Bản chất của sự cô đặc do nhiệt:
Dựa theo thuyết động học phân tử: Để tạo thành hơi (trạng thái tự do) thì tốc độ chuyển động vì
nhiệt của các phân tử chất lỏng gần mặt thoáng lớn hơn tốc độ giới hạn. Phân tử khi bay hơi sẽ thu
nhiệt để khắc phục lực liên kết ở trạng thái lỏng và trở lực bên ngoài. Do đó, ta cần cung cấp nhiệt để
các phần tử đủ năng lượng thực hiện quá trình này.
Bên cạnh đó, sự bay hơi chủ yếu 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.
I.3.4 Ứng dụng của cô đặc:
Ứng dụng trong sản xuất hóa chất, thực phẩm, dược phẩm. Mục đích để đạt được nồng độ
dung dịch theo yêu cầu, hoặc đưa dung dịch đến trạng thái quá bão hòa để kết tinh.
Sản xuất thực phẩm: đường, mì chính, các dung dịch nước trái cây...
Sản xuất hóa chất: NaOH, NaCl, CaCl2, các muối vô cơ …

I.4 Thiết bị cô đặc:
I.4.1 Phân loại và ứng dụng:
a. Theo cấu tạo và tính chất của đối tượng cô đặc:

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 dể dàng qua bề mặt truyền nhiệt.
Nhóm 2: dung dịch đối lưu cưỡng bức, dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5 - 3,5 m/s tại
bề mặt truyền nhiệt. Có ưu điểm: tăng cường hệ số truyền nhiệt, dùng cho dung dịch đặc sệt, độ nhớt
cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt.
Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng, chảy một lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu làm biến
chất sản phẩm. Thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như nước trái cây, hoa quả ép…
b. Theo phương pháp thực hiện quá trình:

7


Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở): có nhiệt độ sôi, áp suất không đổi. Thường dùng cô đặc
dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, đạt năng suất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn
nhất. Tuy nhiên, nồng độ dung dịch đạt được là không cao.
Cô đặc áp suất chân không: Dung dịch có nhiệt độ sôi thấp hơn do có áp suất chân không.
Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, sự bay hơi nước liên tục.
Cô đặc nhiều nồi: Mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi không nên lớn quá vì sẽ làm
giảm hiệu quả tiết kiệm hơi so với chi phí bỏ ra. Có thể cô đặc chân không, cô đặc áp lực hay phối
hợp cả hai phương pháp. Đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu quả
kinh tế.
Cô đặc liên tục: Cho kết quả tốt hơn cô đặc gián đoạn, có thể tự động hóa.
⇒ Tùy điều kiện kỹ thuật, tính chất dung dịch để lựa chọn thiết bị cô đặc phù hợp.
I.4.2 Các thiết bị và chi tiết trong hệ thống cô đặc:
- Thiết bị chính:
 Ống tuần hoàn, ống truyền nhiệt.
 Buồng đốt, buồng bốc, đáy nắp…
- Thiết bị phụ:
 Bể chứa sản phẩm, nguyên liệu.
 Các loại bơm: bơm dung dịch, bơm nước, bơm chân không.
 Thiết bị gia nhiệt.
 Thiết bị ngưng tụ Baromet.
 Thiết bị đo và điều chỉnh.

- Thiết bị ống tuần hoàn trung tâm g ồm:
 Phòng đốt.
 Ống truyền nhiệt
 Ống tuần hoàn.
 Nguyên tắc hoạt động: Dung dịch ở phòng đốt đi trong ống

còn hơi đốt đi vào khoảng trống phía ngoài ống. Khi làm
việc,dungdịch ở trong ống truyền nhiệt sôi tạothành hỗn hợphơi
- lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ dưới lên trên
miệng ống, còntrong ống tuần hoàn thể tích của dung dịch trên
một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn so với ống truyền nhiệt,
do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít hơn, vì vậy, khối lượng
riêng của hỗn hợp hơi– lỏng ở đây lớn hơn trong ống truyền
nhiệt, sẽ bị đẩy xuống dưới. Kết quả là trong thiết bị có chuyển
động tuần hoàntự nhiên từ dưới lên trong ống truyền nhiệt và
từ trên xuống trong ống tuần hoàn. Tốc độ tuần hoàn càng lớn
thì tốc độ cấp nhiệt của dung dịch càng tăng và làm giảm sự
đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt. Quá trình tuần hoàn tự nhiên
của thiết bị được tiến hành liên tục cho đến khi nồng độ dung
dịch đạt yêu cầu thì mở van đáy để tháo sản phẩm ra.
8


 Ưu và nhược điểm : Ưu điểm: Thiết bị cấu tạo đơn giản , dễ
sửa chữa và làm s ạch , hệ số truyền nhiệt K khá lớn, khó bị
đóng cặn trên bề mặt gia nhiệt nên có thể dùng để cô đặc dung
dịch dễ bị bẩn tắt, dung dịch tuần hòan tự nhiên giúptiết kiệm
được năng lượng. Nhược điểm: Tốc độ tuần hoàn giảm dần
theo thời gian vì ống tuần hoàn trung tâm cũng bị đun nóng.

CHƯƠNG II

QUI TRÌNH CÔNG NGHỆ
II.1 Cơ sở lựa chọn quy trình công nghệ:
-

Quá trình cô đặc có thể được tiến hành trong một thiết bị cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, làm
việc liên tục hoặc gián đoạn. Quá trình cô đặc có thể được thực hiện ở áp suất khác nhau tùy
theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường có thể dùng thiết bị hở nhưng khi làm
việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cô đặc chân không vì có ưu điểm là có thể giảm được
bề mặt truyền nhiệt (khi áp suất giảm thì nhiệt độ sôi của dung dịch giảm dẫn đến hiệu số
nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng).
- Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó nó có ý nghĩa kinh tế
cao về sử dụng nhiệt. Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như sau: Ở
nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ của nồi này đưa vào đun nồi thứ
hai, hơi thứ của nồi hai đưa vào đun nồi thứ ba… hơi thứ nồi cuối cùng đi vào thiết bị ngưng
tụ. Còn dung dịch đi vào lần lượt nồi nọ sang nồi kia, qua mỗi nồi đều bốc hơi một phần,
nồng độ dần tăng lên. Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch
nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt
và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm việc trong mỗi nồi phải giảm dần vì hơi thứ của
nồi trước là hơi đốt của nồi sau. Thông thường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối
làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển.
- Trong các loại hệ thống cô đặc nhiều nồi thì hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều được sử
dụng nhiều.
+ Ưu nhược điểm của hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều:
 Ưu điểm: từ nồi đầu đến nồi cuối nồng độ của dung dịch và nhiệt độ đều tăng nên độ
nhớt không tăng mấy, kết quả hệ số truyền nhiệt trong các nồi hầu như không giảm.
Khi cô đặc ngược chiều lượng nước bốc hơi vào thiết bị ngưng tụ nhỏ hơn xuôi chiều
 Nhược điểm: hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều là cần phải có bơm để vận chuyển
dung dịch.

II.2 Sơ đồ và thuyết minh quy trình công nghệ:
II.2.1 Sơ đồ công nghệ:
9

Hình vẽ bên: Sơ đồ công nghệ thiết bị cô đặc 2 nồi xuôi chiều.
II.2.2 Thuyết minh quy trình:
- Dung dịch đường mía 13% khối lượng, được bơm từ bể chứa nguyên liệu lên bồn cao vị, sau
đó được cho qua lưu lượng kế rồi vào thiết bị gia nhiệt ban đầu. Tại đây, dung dịch đường
mía đi bên trong ống truyền nhiệt và được gia nhiệt bẳng hơi bão hòa đi bên ngoài ống.
- Sau khi ra khỏi thiết bị gia nhiệt ban đầu, dung dịch sẽ được nhập vào thiết bị cô đặc thứ I,
đây là thiết bị cô đặc có ống tuần hoàn trung tâm, dung dịch đi bên trong ống tuần hoàn trung
tâm và ống truyền nhiệt, còn hơi đốt là hơi bão hòa sẽ đi bên ngoài ống, tại đây dung dịch
được cô đặc đến % khối lượng.
- Sau đó, dung dịch được bơm qua thiết bị cô đặc thứ II, tại đây dung dịch sẽ được cô đặc đến
60% khối lượng.
- Hơi đốt là hơi nước bão hòa được đưa vào thiết bị cô đặc thứ I, hơi đốt đi bên ngoài ống
truyền nhiệt, nước ngưng sẽ được tháo ra bên ngoài, đồng thời trong ống tháo nước ngưng có
bẫy hơi để tránh hơi đốt thoát ra bên ngoài, khí không ngưng cũng sẽ được cho thoát ra bên
ngoài qua ống xả.
- Hơi thứ của thiết bị cô đặc thứ I sẽ được tận dụng để làm hơi đốt cho thiết bị cô đặc thứ II, tại
đây nước ngưng và khí không ngưng cũng được xả bỏ ra ngoài như thiết bị thứ I.
- Hơi thứ của thiết bị cô đặc thứ II được đưa vào thiết bị ngưng tụ baromet, dùng nước để
ngưng tụ, phần hơi không ngưng tụ sẽ được đưa qua thiết bị tách lỏng để ngưng tụ phần hơi
còn lại, phần khí sẽ được hút ra ngoài bằng bơm chân không.

10


CHƯƠNG III

CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG
III.1 Dữ kiện ban đầu:
-

Dung dịch đường mía.
Nồng độ đầu xđ = 15 %,
Nồng độ cuối xc = 60%.
Năng suất : Gđ = 10000 kg/h
Nhiệt độ của hơi thứ nồi cuối:75oC
Nhiệt độ của hơi nước bão hòa:130 oC

III.2 Cân bằng vật chất:
III.2.1. Lượng dung môi nguyên chất bốc hơi (lượng hơi thứ) khi nồng độ dung dịch thay
đổi từ xđ đến xc :
Gđ = Gc + W

xd
) , kg/h
xc
= 10000 x (1- 15/60 ) = 7500 kg/h;

W = Gđ(1 -

5.24/281 [1]

W - lượng hơi thứ khi nồng độ thay đổi từ xđ đến xc, kg/h.
Gđ , Gc - lượng dung dịch đầu, dung dịch cuối, kg/h.
xđ , xc - nồng độ đầu và nồng độ cuối của dung dịch, % khối lượng.
Giả thiết lượng hơi thứ ở các nồi như sau (sau quá trình tính lặp và kiểm tra):
W1 : W2 = 1,33 :1
W1 + W2 = W = 7500
Do đó W1 = 4281,12 kg/h ; W2 = 3218,88 kg/h
Hơi phụ E1 = 1350
III.2.2. Nồng độ cuối của dung dịch trong từng nồi:

Ta có:
x1 =

=

G d ⋅ xd
G d − W1

% khối lượng; 5.26[1]

10000.15
,
10000 − 4281,12

% khối lượng

11


=

26,229

% khối lượng

G d ⋅ xd
Gd − (W21+ W2

x2 =

=

10000.15
10000 − 7500

= 60

% khối lượng

x1, x2 - nồng độ cuối của dung dịch trong các nồi, % khối lượng;
W1, W2 - lượng hơi thứ bốc lên từ các nồi, kg/h;
xđ - nồng độ đầu của dung dịch, % khối lượng;
Gđ - lượng dung dịch đầu, kg/h;
III.2.3 Xác định nhiệt độ và áp suất mỗi nồi:
Nhiệt độ của hơi thứ nồi cuối:75 oC
Ta có:
t2 = 75 oC
P2 = 0,393 at (tra bảng I.250/312 [4])
Nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ sẽ nhở hơn 1 oC so với nhiệt độ hơi thứ nồi cuối và
bằng 74oC và có áp suất 0,379 at (tra bảng I.250/312 [4])
Sử dụng hơi đốt là hơi nước bão hòa, có t= 130 oC
Áp suất hơi đốt cho nồi 1 là: P1 = 2,782 at (tra bảng I.250/313 [4])
Hiệu số áp suất cho cả hệ thống:
∆P = P1 – Pnt = 2,782 – 0,379 = 2,403 at
Chọn tỷ lệ hiệu số áp suất cho các nồi như sau: ∆P1/∆P2 = 1,98/1
Mà: ∆P1 + ∆P2 = ∆P = 2,403 at
Suy ra:
∆P1 = 1,6 at
∆P2 = 0,8 at
Ta có:

Suy ra:

∆P1 = P1 – P2
∆P2 = P2 – Pnt
P2 = P1 - ∆P1 = 2.782 – 1,6 = 1,182 at

Với: P1,P2 : áp suất hơi đốt nồi 1, 2 , at
12


Pnt : áp suất ở thiết bị ngưng tụ, at
∆P1, ∆P2 : hiệu số áp suất nồi 1 so với nồi 2, nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ , at
∆P: hiệu số áp suất cho cả hệ thống, at
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])
Bảng 1: Áp suất, nhiệt độ của hơi đốt và hơi thứ ở mỗi nồi
Nồi 1

Nồi 2

TBNT

P (at)

T(oc)

P (at)

T (oc)

2,782

130

1,172

104

Hơithứ 1.185

105

0,393

75

Hơi
đốt

P (at)

T(oc)

0,379

74

(tra bảng I.250, I.251 [4])

III.2.4 Xác định tổn thất nhiệt độ:
Tổn thất nhiệt độ trong hệ cô đặc bao gồm: tổn thất do tăng nhiệt độ sôi, tổn thất do
áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống.
III.2.5 Tổn thất nhiệt do tăng nhiệt độ sôi ∆ ’
Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch đường bao giờ cũng lớn hơn nhiệt
độ sôi của nước .
Độ tăng nhiệt độ sôi tỷ lệ thuận với nồng độ chất khô trong dung dịch
Khi áp lực của dung dịch khác áp lực thường , độ tăng nhiệt độ sôi có sai khác một
it, tính dộ tăng nhiệt đô sôi ở áp lực bất kì theo công thức:
Theo Tisencô:
∆’ = ∆o’f
IV-12/196 [X]
Mà:

Suy ra:

f= 16,2. (T+273)2/r

∆’ = ∆o’ 0,003872

T.197

[X]

T.197

[X]

Trong đó:
∆o’ : tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường

f
:
hệ
số
hiệu
chỉnh.
Tm : nhiệt độ của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc, về giá trị bằng nhiệt độ
o
hơi
thứ,
C
r
: ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi ở áp suất làm việc, J/kg.
Từ nồng độ đường và nhiệt độ hơi thứ của hiệu bốc hơi , có thể tra độ tăng nhiệt độ
sôi theo bảng:
IV-1
T. 198
[X]

13


Bảng 2: Tổn thất nhiệt độ do nồng độ
xc (%kl)
r( J/kg)
Nồi I
26,229
2179067,7
Nồi II
60

2250097.1
’
=
0,55
+
3,2
=
3,75
Tổng ∆

o
t’ ( C )
105
75

o
∆’ ( C )
0,55
3,2

F
1,04
0,87

III.2.6. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh: ∆ ’’

a.

Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao ∆i’’ :
Áp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối chất lỏng cần cô đặc : Ptb

Ptb = Po + ( h1 +

-

-

Nồi I
Nồi II

. ρdds .g ; N/ m2.

Trong đó:
Po : áp suất hơi thứ trên mặt thoáng, N/ m2.
h1 : chiều cao lớp dung dịch sôi từ miệng trên của ống truyền nhiệt đến mặt
thoáng của dung dịch , m.
Chọn
h1 = 0,5 m.
H : chiều cao của ống truyền nhiệt.
Chọn
H = 2m.
ρdds : khối lượng riêng của dung dịch ở nhiệt độ sôi, kg/ m3.
g : gia tốc trọng trường, m/ s2.
x (%)
26,229
60

Từ áp suất trung bình ta có:

ρdds

Po

Ptb

1111,196
1288,73

1,228
0,393

1,311
0,491

ttb : nhiệt độ sôi ở Ptb;
to
: nhiệt độ sôi ở Po;
Tra bảng [ I – 314 ; I – 315 ]
Ptb1 = 1,311( at )

; 0C

∆’’ = ttb - to



o
o

C
C

ttb1 = 107oC

Ptb2 = 0,491( at )
 ttb2 = 80,4oC
Thay số ∆1’’ = ttb1 – T1’= 1,87
∆2’’ = ttb2 – T2’ = 5,41
∆’’ = 1,87 + 5,41 = 7,28

14


III.2.7 Tổn thất nhiệt độ do đường ống gây ra: ∆ ’’’
Chọn tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi là: 1 0C
Tổn thất nhiệt độ do đường ống gây ra trên cả hệ thống ∆’’’ = 2 0C
III.2.8 Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống:
Σ∆ = ∆’ + ∆’’ + ∆’’’ , 0C ;
= 3,75 + 7,28 + 2 = 13,03 0C
III.2.9 Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và của cả hệ thống:
Theo định nghĩa, hiệu số nhiệt độ hữu ích là:
∆ti = ∆tch - ∑∆
III-9/111
Mà: ∆tch = T – tng
Hoặc:
∆ti = T – ts
III-10/111
[2]
Mà:
ts = t’ + ∆’ + ∆’’
Vậy hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:

Nồi I:
∆tiI = TI – tsI = TI – (tI’ + ∆I’ + ∆I’’)
Nồi II:
∆tiII = TII– tsII = TII – (tII’ + ∆II’ + ∆II’’)
Trong đó:
∆tiI, ∆tiII,
: Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở nồi I, nồi II, oC
TI, TII,
: Nhiệt độ hơi đốt nồi I, nồi II, oC
tI’, tII’ ,
: Nhiệt độ hơi thứ nồi I, nồi II, , oC
tsI, tsII,
: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi I, nồi II, oC
∆I’, ∆II’,
: Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở nồi I, nồi II, oC
∆I’’, ∆ II’’,: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ở nồi I, nồi II, , oC

[2]

Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống:
∑∆ti = ∆tiI + ∆tiII
Bảng 4: Hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi
T
o
( C)

t’
o
( C)

Nồi I

130

105

Nồi II

104
75
3,2
∑∆ ti =22,73 + 20,63 =43,36

Tổng 3 nồi

∆’
o

( C)
0,55

∆”
o

( C)
1,87
5,41

ts

∆ti

o
( C)

o
( C)

107,27

22,73

83,2

20,63

III.3 CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG:
III.3.1 Nhiệt dung riêng:
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x < 20%
C = 4186.(1 - x), J/kg.độ;
I.43/152
[4]
x: nồng độ chất hòa tan, phần khối lượng(%);
Nhiệt dung riêng dung dịch đầu: Cđ = 4186.(1 - 0,13) = 3641,82 J/kg.độ;
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x > 20%
C = Cht.x + 4186.(1 - x), J/kg.độ;
I.44/152
[4]
15

Cht: nhiệt dung riêng của chất hoà tan (J/kg.độ);
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi I:
C1 = 4186. (1 - 0,26 )
=
3406,15
J/kg.độ;
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi II:
C2 = 1423x0,6 + 4186.(1 - 0,6) = 3058,07 J/kg.độ;
Theo công thức:
MĐường .Cht = ΣCi. Ni.
I.41/152
[4]
M
: khối lượng mol của hợp chất
Ci
: nhiệt dung riêng của đơn chất
Ni
: số nguyên tử trong phân tử
Ta có: CC = 7500 (J/kg.độ); Co = 16800 (J/kg.độ)
CH = 9630 (J/kg.độ)
Vậy :

Cht =

12.7500 + 22.9630 + 11 .16800
342

= 1423

J/kg.độ

III.3.2 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng:
D
: Lượng hơi đốt dùng cho hệ thống, kg/h.
Gđ
: Lượng dung dịch ban đầu, kg/h.
ϕ
: Độ ẩm của hơi đốt.
i, i1, i2
: Hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi I và nồi II, J/kg.
tđ, t1, t2
: Nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi I, nồi II của dung dịch,
Cđ, C1, C2 : Nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi I, nồi II của dd, J/kg.độ.
θ1, θ2
: Nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi I, nồi II.
Cng1, Cng2
: Nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ ở nồi I, nồi II, J/kg.độ.
Qxq1, Qxq2 : Nhiệt mất mác ra môi trường xung quanh, J.
Phương trình cân bằng nhiệt lượng:
Nồi I: Di + (Gđ –W2)C2t2 = W1i1 + DCng1θ1 + (Gđ – W)C1t1 + Qxq1
Nồi II: W1i1+GđCđtđ=W2i2+(Gđ – W2)C2t2+W1Cng1θ1 +Qxq1
Mà:
Cho:

W = W1 + W2

(1)
(2)
(3)

Qxq1 = 0,05 D(i – Cng1θ1)

Qxq2 = 0,05 W1(i1 – Cng2θ2)
Xem hơi đốt và hơi thứ ở trạng thái hơi bão hoà, các thông số tra được:
Hàm nhiệt của hơi đốt và hơi thứ nồi I và nồi II:
(tra Bảng I.250/312 [4])
i = 2726
kJ/kg
i1 = 2725,64
kJ/kg
16


i2 = 2685,34
kJ/kg
Nhiệt độ sôi của dung dịch:
tđ = 76,41 oC
t1 = 107 oC
t2 = 83,2 oC
Nhiệt dung riêng của dung dịch:
Cđ = 3641,82
C1 = 3742,8
C2 = 3058,07

J/kg.độ
J/kg.độ
J/kg.độ

Nhiệt độ nước ngưng tụ (xem như bằng nhiệt độ hơi đốt):

θ1 = 130 oC
θ2 = 104 oC

Nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ:
(tra Bảng I.249/310 [4])
Cng1 = 4355,28 J/kg.độ
Cng2 = 4284,96 J/kg.độ
 Thay các giá trị tra được bên trên vào các phương trình (2), (3) giải hệ 2 phương trình
ẩn số W1, W2, ta được:
⇒ W1 = 4405,73 kg/h; W2 =3094,27 kg/h

Kiểm tra lại giả thiết phân phối hơi thứ ở các nồi:

W1 − Wn
.100% < 5%
W1

W1

III-15/114
[2]
: lượng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị lớn

Wn

: lượng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị nhỏ

Nồi
Nồi I

Nồi II

Wgt
4281,12
3218,88

Wtt
4405.73
3094,27

∆W

2,91 %
3,87 %

Từ phương trình (1) ta tính được D = 4764,9 kg/h

17


CHƯƠNG IV

KÍCH THƯỚC THIẾT BỊ CHÍNH
IV.1 Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt:
Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt có thể tính theo công thức tổng quát như sau:
Q
(m2)
IV-16/200
[X]
F=

K ∆ti
Trong đó:
Q
: nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp, W
Q = Dr nếu chất tải nhiệt là hơi nước bão hoà.
D
: lượng hơi đốt, kg/s.
r
: ẩn nhiệt ngưng tụ, J/kg.
K
: hệ số truyền nhiệt, W/m2độ.
∆ti
: hiệu số nhiệt độ hữu ích,
.
Giả thuyết quá trình truyền nhiệt là liên tục và ổn định.
IV.1.1 Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp:
Nồi I:
QI = Dr
,W
r = 2179067,7 J/kg ; D = 1,324 kg/s nên QI = 2885085.635 W
.
Nồi II:
QII = W1r1 , W
r1= 2250097,1 J/kg; W1= 1,2238 kg/s ; QII= 2753700,082 W
r, r1

: Ẩn nhiệt hóa hơi (ngưng tụ) của hơi đốt ở nồi I và nồi II, nồi III J/kg.
(tra Bảng I.250/312 [4])

IV.1.2 Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi:

a.Nhiệt tải riêng trung bình: (trang 116 [2])
Nhiệt tải riêng của hơi đốt cấp cho thành thiết bị:
q1 = α1(t1 – tw1) = α1∆t1
Nhiệt tải riêng của thành thiết bị:
q=

1
1 λ 1
(t w1 − t w 2 ) = ( + + )(t w1 − t w 2 )
∑r
rc1 δ rc2

trang 3 [5]

Nhiệt tải riêng của phía dung dịch sôi:
q2 = α2(tw2 – t2) = α2∆t2
Trong đó:
t1
: Nhiệt độ hơi đốt, oC
t2
: Nhiệt độ của dung dịch trong nồi, oC
tw1, tw2 : Nhiệt độ 2 bên thành ống, oC
α1
: Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, W/m2độ.
18


: Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch, W/m2độ.
: Nhiệt trở cặn bẩn phía hơi đốt (nước sạch)
= 0,387.10-3(m2độ/W)

bảng V.1/4 [5]

α2
rc1
rc1
rc2

: Nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch
-3 2
= 0,232.10 (m độ/W)
bảng V.1/4 [5]

⇒ r
c2
δV
: Nhiệt trở thành thiết bị, m2độ/W.
λ

λ
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là thép không rỉ X18H10T có:
Bảng VII.7/313 [5]

= 57 (W/m.độ)

 Chọn bề dày thành ống là: δ v = 2,0 mm.
Tổng nhiệt trở của tường lag 6,541.10-4 (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 (Re m <100) thì hệ
số cấp nhiệt α1 đối với ống thẳng đứng được tính theo công thức sau:

r
∆t1H

α 1 = 2.04A 4

Trong đó:

 ρ 2λ3 

A = 
µ



(W/m2độ) V.101/28 [5]

0.25

trang 29 [5]

∆t1 = t1 – tw1 : Hiệu số nhiệt độ giữa hơi ngưng tụ và thành thiết bị,
(Chọn t1 là nhiệt độ của hơi đốt)
r
: Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi bão hòa, J/kg.
H
: Chiều cao ống truyền nhiệt, m.
 Chọn H = 2 m.
Với nước ngưng tụ giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng.
Công thức tính nhiệt độ màng tm: trang 29 [5]
tm = 0,5(tw1 + t1)

A phụ thuộc tm (nhiệt độ màng) trang 29 [5]
tm(oC) 40
A
139

60
155

80
169

100
179

120
188

140
194

160
197

180
199

.

200
199

Giá trị α1 được tính dưới bảng sau: (∆t1 được giả thuyết và kiểm tra bên dưới)
Bảng 6: Giá trị α1
Nồi
i

t1(0C)

tw1(0C
)

∆ t1
(0C)

tm(0C)

A

r
(kJ/kg)

α1
( (W/m2.đ
ộ)
19


I
II

130
105

128
2
101,34 1,32

129
190,7
2179,067 2
103,17 180,443 2250,097 2

10568,99
11180,33

q1 = α1∆t1
Bảng 7: Nhiệt tải riêng hơi đốt cấp cho thành thiết bị
q1 (W/m2)
Nồi i
∆ t1(0C)
α 1 (W/m2.độ)
I
2
10568,99
21137,98
II
1,32
11180,33
14758,04
c. Tính hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi :

Giả sử chế độ sôi sủi bọt và quá trình là đối lưu tự nhiên, ta có:

λ
α 2 = α n  dd
 λn
Với:





0.565

 ρ
. dd
 ρ n





2

 C dd

 Cn

 µ n

 µ dd





0.435

(W/m2độ)

VI.27/71

(W/m2độ)

α n = 0.145∆t 2 2.33 P 0.5

V.91/26

[5]

[5]

Trong đó:
: Áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng, (N/m2).
: Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi, oC
∆t2 = tw2 – tsdd
λdd , λn : hệ số dẫn nhiệt của dung dịch và nước, W/m.độ
ρ dd , ρ n : khối lượng riêng của dung dịch và nước, kg/m3
Cdd , Cn : nhiệt dung riêng của dung dịch và nước, J/kg.độ
µdd , µn : độ nhớt dung dịch và hơi đốt, Ns/m2
Xem như sự mất mát nhiệt không đáng kể.

q = q 1 = q2
tw2 = tw1 – ∆tw
P
∆t2

 Tính hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:

λdd = AC p ρ.3

ρ
M

(W/m.độ)

+ Cp : Nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch (J/kgđộ)
+ ρ : khối lượng riêng của dung dịch (kg/m3) ;
+ A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước A = 3,58.10-8
+ M : khối lượng mol trung bình của dung dịch
M = x.MĐường + (1 - x).Mnước

-Đối với nồi I có phần mol X1 = 1,6% với ts1 = 107,27oC , x1= 26,23%
khối lượng
Cp= 3742,801 (J/kg độ) ; ( Trang 172, sổ 1 )
20


ρ =1111,196 kg/m3 (Trang 9/ I )
µdd = 0.000555 Ns/m2 (Trang 91/I)
 Khối lượng mol M1 = 23,95 kg/kmol
λdd1 = 0,535 ( w/m.độ )

-Đối với nồi II có ts2 = 83,2oC , x2= 60% khối lượng n ên phần mol X2
7,32%

Cp= 3058,07 (J/kgđộ)
ρ = 1288,73 kg/m3 (Trang 91/ 1 )
µdd.103 = 0,00497 Ns/m2 (Trang 91/I)
 Khối lượng mol M2 = 41,7 kg/kmol
λdd1 = 0,443 ( w/m.độ )
 Các thông số của nước
Bảng 8: Các số liệu tra cứu
Nồi I
Nồi II
λn (W/m.độ)

0,6835

0,6769

ρ n (kg/m3)

953,016

969,798

Trang12/I

Cn (J/kg.độ)

4227,57

4201,65

Trang 165/I

µn. (Ns/m2)

0,000263

0,00034

Trang 95/I

Bảng 10: Nhiệt tải riêng phía dung dịch
Nồi i

tw2 (oC)

tsdd(0C)

∆ t2(0C)

I
II

114,18
92,86

107,27
83,2

6,91
9,66

αn
(W/m2.độ)
4961,6
3878,2

α2
(W/m2.độ)
3091,06
1537

q2 (W/m2)
21345,29
14845,9

Kiểm tra lại giả thuyết ∆t1

∆q =

q1 − q2
.100% < 5%
q1

Giả sử q1 > q2 thì ∆q < 5% là thoả.
Bảng 11
Nồi i
I
II

q1 (W/m2)
21137,98
14758,04

q2 (W/m2)
21345,29
14845,9

∆ q (W/m2)
0,98 %
0,59 %
21

=


Hệ số truyền nhiệt mỗi nồì
III-17/116

q
K = tb
∆t i

Ta có:

[2]

Bảng 12: Hệ số truyền nhiệt của mỗi nồi
Nồi i

I
II

qtb (W/m2)
21241,64
14801,98

∆ ti (oC)
22,73
20,63

K (W/m2độ)
934,46
717,43

Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực của mỗi nồi:
Phân phối ∆ti theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau:
o
Công thức chung:
( C ) III-19/117 [2]
Trong đó: Chữ số “m” chỉ nồi thứ m.
∑ ∆t = ∆t + ∆t
i
iI
iII

∆ t im∗ =

Q
K

t

Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích:
∆t i∗ − ∆t i
∆(∆t i ) =
×100% < 5%
∆t i∗

thì thỏa.

Bảng 13: Hiệu số nhiệt độ hữu ích thực mỗi nồi
Q
K
Q
2
(kW)
(W/m độ)
K
Nồi I
2884,175
934,46
3086,46
Nồi II
1909,91
717,43
2662,16

m
m

.

∑ ∆ ti
3
∑ QK i
1
i

III-20/117 [2]

∗

Δti
( C)
23,28
20,08
o

∆ ti
(oC)
22,73
20,63

∆ (∆ ti)
(oC)
2,36%
2,74%

IV.1.3 Tính diện tích bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi:

Ta có:

F=

Q
K ∆t∗i

(m2)

III-21/117 [2]

Bảng 14: Diện tích bề mặt truyền nhiệt

Nồi I

Q(w)
2884,175

K(W/m2 độ)
934,46

∆ti*
23,28

F(m2)
132,57
22


Nồi II

1909911

7717,43
Chọn F = 125 m2

20,08
bảng VI.6

132,56
[5]

IV.2 Tính kích thước buồng đốt và buồng bốc:
IV.2.1 Buồng đốt:
a. Tính số ống truyền nhiệt:
n=

F
π .d .l

(ống)

III-25/121 [2]

F
: diện tích bề mặt truyền nhiệt, m2. F = 125 m2
l
: chiều dài ống truyền nhiệt, l = 2 m
d
: đường kính ống truyền nhiệt, m

Chọn đường kính ống truyền nhiệt (bảng VI.6 [5])
dn = 42 mm
dtr = dn - 2δv = 42 – 2.2,0 = 38 mm
Chọn kiểu bố trí ống truyền nhiệt hình lục giác đều.
Do α1 > α2 nên d là đường kính trong của ống truyền nhiệt.
125
F =
= 523,8 ống
n=
π .d t .l π × 0,038× 2
Xếp ống theo hình lục giác đều (bảng 3.6, trang 237, tài liệu [1])
Tổng số ống:

547 ống

b. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm:
Tổng tiết diện ngang của tất cả ống truyền nhiệt:

πd 2 n
π 2
π × 0,0382 × 547
= dt n =
= 0,62 (m2)
III-27/121 [2]
4
4
4
Tiết diện ngang của ống tuần hoàn trong (lấy bằng 25% FD):
FD =

ft = 0,25FD = 0,25.0,62 = 0,15 (m2)
Đường kính ống tuần hoàn trong:
4 f t = 4× 0,16
Dth =
π
π


trang 121 [2]

= 0,46 (m)

Chọn theo tiêu chuẩn: Dth = 0,46 m

III-26/121 [2]
trang 291 [1]

Đối với ống tuần hoàn trong phải chọn đường kính ống tuần hoàn lớn hơn khoảng 10
lần đường kính ống truyền nhiệt của buồng đốt.
trang 291 [1]
Vậy: Dth = 0,4 m
c. Đường kính buồng đốt:
23


Đối với thiết bị cô đặc tuần hoàn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục giác thì đường
kính trong của buồng đốt tính theo công thức:
0.4 β 2 sin 60 o F .d n
(m)
III-28/121 [2]

Dt =
+ ( Dth + 2 βd n ) 2
ψ .l
Trong đó:
t
β=
: hệ số, lấy β = 1,4
dn
t
: bước ống, m (t =1,2-1,5dn) chọn t = 0,0588 m
dn
: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, m
ψ
: hệ số sử dụng lưới đỡ ống ( ψ = 0,7 ÷ 0,9  chọn ψ = 0,8
l
: Chiều dài ống truyền nhiệt, m => l =2 m.
Dth : đường kính ống tuần hoàn trung tâm, m ; Dth = 0,4 m
Sin 600: do xếp ống theo hình lục giác đều, nên 3 ống cạnh nhau ở hai dãy sát nhau
α = 60 0
tạo thành một tam giác đều có góc
trang 122 [2]
F

: diện tích bề mặt truyền nhiệt, m2

0,4× 1,4 2 × sin 60 o × 125× .0,.038
+ (0,4
, + 2× 1,4× 0,038) 2 = 1,6 m
0,8× 2.
Chọn theo chuẩn đường kính buồng đốt Dt = 1,6 m

trang 291 [1]

⇒ Dt =

d. Ống truyền nhiệt bị thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm:
D
0,4
+ 1 = 4,94 ống
Ta có: Dth ≤ t(b − 1) ⇒ b ≥ th + 1 =
0,0588
t
,
b: là số ống bị loại nằm trên đường kính ngoài của lục giác đều tính từ tâm, ống 
Chọn b = 9 ống
Suy ra số ống bị thay thế:

n=3/4.(

b2 - 1)

=

19 ống

Vậy số ống truyền nhiệt cần thiết: 594 ống
 Vậy số ống truyền nhiệt lúc này là 594 ống.
e. Tính diện tích bề mặt truyền nhiệt:
F = π .l.(nd t + Dth ) = π × 2 × (594 × 0,038 + 0,4) = 159,19
. (m 2 )
Vậy diện tích bề mặt truyền nhiệt được chọn là 160 m2 và số ống truyền nhiệt là 594

ống.
IV.2.2 Buồng bốc:
a. Đường kính buồng bốc:
 Chọn đường kính buồng bốc cho 2 nồi là: Db = 2 m
Vận tốc hơi thứ:

24


ωh =

W
ρh

Vh
4W
=
=
Fb π 2 πρ hD b2
Db
4

(m/s)

max
Ta cần kiểm tra điều kiện: ω hôi ≤ 70% ωo (*)

trang 276 [1]

Với ωo là vận tốc lắng:

ω0 =

4 g ( ρ '− ρ h )d
(m/s)
3ξρ h

5.14/276 [1]

ρ’, ρh : Khối lượng riêng của giọt lỏng và của hơi thứ, kg/m 3.
d
: Đường kính giọt lỏng, m  Chọn d = 0,0003 m
ξ
: Hệ số trở lực.
ω dρ
18.5
Re = h h trang 276 [1]
Nếu 0,2 < Re < 500 => ξ =
0.6
µh
Re
µh
: Độ nhớt động học của hơi thứ, Ns/m2.
Bảng15: Vận tốc hơi thứ và vận tốc lắng
ρh
µh
ρ’
ωh
Re
(m/s)
(kg/m3) (kg/m3) (Ns/m2)

Nồi I 935,2
0.64
0,0000279 0,68
4,68
Nồi II 957,7
0,136
0,0000435 0,319 2,3

bảng I.121/121 [4]
ξ
7,33
11,2

Vậy đường kính buồng bốc Db = 2 m
b. Thể tích buồng bốc:
W
Vb =
(m3)
ρ hU p

ωo
(m/s)
0,88
1,57

Ghi chú
Thỏa (*)
Thỏa (*)

III-23/120 [2]

W
ρh

: Lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h.
: Khối lượng riêng hơi thứ, kg/m3.

Up

: Cường độ bốc hơi thể tích ở áp suất khác 1 at, m3/m3h.
Up = fpUt
III-24/120 [2]
: Cường độ bốc hơi thể tích ở áp suất bằng 1 at, m3/m3h.

Ut

Chọn Ut = 1600 m3/m3h. (Ut =1600-1700 m3/m3h)
fb
: Hệ số hiệu chỉnh ở áp suất hơi thứ.
Hb =

4Vb

πD b
Bảng 16: Thể tích và chiều cao buồng bốc
ρh
P’
fb
(at)
(kg/m3)

Nồi I
1,185
0,786
1.039
Nồi II
0,393 0,237
0.87

2

(m)
Up
(m3/m3h)
1662,4
1392

trang 120 [2]

III-22/120 [2]

W
(kg/h)
4405,73
3094,27

Vb
(m3)
3,37
9,38

Hb
(m)
1,07
3
25