thiết bị cô đặc hai nồi xuôi chiều ống tuần hoàn trung tâm full file bản vẽ liên hệ để lấy file bản vẽ nhé

TRƯỜNG ĐẠI HỌC NƠNG LÂM HUẾ
KHOA CƠ KHÍ- CƠNG NGHỆ
____________ ___________

Cộng hòa Xã hội Chủ nghĩa Việt Nam
Độc lập –Tự do –Hạnh phúc
---------------- -----------------

NHIỆM VỤ ĐỒ ÁN THIẾT BỊ
Họ và tên sinh viên :
Lớp
: CNTP43
Ngành học
: công nghệ thực phẩm
1. Tên đề tài: thiết bị cô đặc hai nồi xuôi chiều ống tuần hoàn trung tâm.
2. Số liệu ban đầu:
- Năng suất: 24000 kg/h
- Dung dịch cô đặc: NaNO3
- Nồng độ nguyên liệu ban đầu: 3,5 %
- Nồng độ sản phẩm: 17 %
- Áp suất hơi đốt và áp suất hơi thiết bị:
3. Nội dung các phần thuyết minh và tính tốn:
- Đặc vấn đề
- Tổng quan các phương pháp và cơng nghệ thực hiện
- Tính cân bằng vật chất của q trình
- Tính cân bằng năng lượng
- Tính thiết bị chính
- Tính thiết bị phụ trợ
- Kết luận
- Tài liệu tham khảo
4. Các bản vẽ:

- Sơ đồ công nghệ: A1, A3
- Bản vẽ chi tiết thiết bị (hay cụm thiết bị và mặt cắt): A1
5. Ngày giao nhiệm vụ:
6. Ngày hồn thành:
Huế, ngày… tháng… năm 2012
Trưởng bộ mơn CSCN
Giáo viên hướng dẫn
Nguyễn Thị Thủy Tiên


ĐẶT VẤN ĐỀ
Ngày nay ngành cơng nghệ sản xuất hóa chất là một ngành công nghiệp
quan trọng ảnh hưởng đến nhiều ngành cơng nghiệp khác . một trong những hóa
chất được sản xuất và sử dụng là NaNO 3 vì khả năng sản xuất và ứng dụng của
nó.
Trong q trình sản xuất NaNO3 ở quy mơ cơng nghiệp thì q trình cơ
đặc là cục kỳ quan trọng. vì nhờ có quá trình này người ta sẽ đưa được nồng độ
của NaNO3 đến một nồng độ cao hơn, để đáp ứng được nhu cầu sử dụng đa dạng
của nó, đồng thời nhờ đó để tiết kiệm được chi phí vận chuyển, vận chuyển và
tạo điều kiện cho quá trình kết tinh nếu cần.
Nhiệm vụ cụ thể của đồ án mà em được giao là thiết kế hệ thống cô đăc
hai nồi liên tục ống tuần hoàn trung tâm buồng đốt trong đối lưu tự nhiên nhằm
cô đặc NaNO3 từ 3,5% lên 17%.
Đối với sinh viên ngành công nghệ thực phẩm như chúng em thì việc
thực hiện một đị án thiết bị như thế này là cực kỳ quan trọng. Nó vừa tạo cơ hội
chi sinh viên ôn tập và hiểu một cách sâu sắc kiến thức đã học về các quá trình
thiết bị vừa giúp sinh viên tiếp xúc, quen dần với việc lựa chọn, thiết kế, tính
tốn các chi tiết của một thiết bị với các thông số kỹ thuật cụ thể.
Tuy nhiên, đồ án thiết bị là các môn học rất khó và kiến thức thực tế của
sinh viên thì hạn chế nên việc thực hiện đồ án thiết bị cịn nhiều thiếu sót. Vì

vậy, em rất mong nhận được sự đóng góp và hướng dẫn của quý thầy cơ giáo và
các để có thể hồn thành tốt đồ án được giao.

2


PHẦN 1: TỔNG QUAN VỀ NGUN LIỆU Q TRÌNH CƠ ĐẶC
I.

Giới thiệu về nguyên thiệu
1. Tên gọi và công thức hóa học của Natri Nitorat
Tên khoa học: sodium Nitrate.
Tên thường gọi: Natri Nitorat, sơ đa Nito
Cơng thức hóa học: NaNO3
NaNO3 la một chất rắn màu trắng tan trong nước. dạng khống có tên là
nitratine, nitratite, sodaniter.
Natri nitrat được dùng như một chất nguyên liệu trong phân bón, pháo
hoa, bom khói, chất bảo quản.
Ứng dụng:
− Được dùng trong phạm vi rộng như là một loại phân bón và ngun liệu
khơ cho quá trình sản xuất thuốc sung.
− Kết hợp với sắc hidroxid tạo nhựa thông.
− Sản xuất axid nitric.
− Điều chế nước cường toan trong quá trình khai that vàng.
− Chất Oxy hóa thay thế trong pháo hoa.
− Là thành phần cấu tạo túi lạnh trong sản xuất thuốc nổ đen.
− Kết hợp với KNO3 ứng dụng trong bảo quản nhiệt, chuyển đổi nhiệt
trong tháp năng lượng mặt trời.
− Dùng trong cơng nghiệp nước thải.
2. Tính chất hóa lý của Natri Nitrat

− Dạng tồn tại: tinh thể rắn hoặc hạt bột màu trắng.
− Mùi: không mùi.
− Vị: đắng, mặn.
− Phân tử lượng: 84.99 g/mol.
− Tnc = 3120 C.
− Ts = 3800C.
− Tỷ trọng: 2.265 g/cm3.
− Độ hịa tan:
• Tan trong nước, độ hòa tan tăng theo nhiệt độ:
3


Ở 250C: 92.1 g/100ml
Ở 1000C: 180 g/100ml
• Ít tan trong methanol (CH3OH): 1g/300 ml.
• Rất ít tan trong acetone và glycerol.
• Dễ tan trong amoni lỏng.
− Độ ổn định:
• Phản ứng mạnh với các chất dễ cháy, hữu cơ.
• Phản ứng với các chất khử, axid.
− Tính độc hại: (khi hít hoạc nuốt nhầm)
• Gây nhiễm độc máu, làm mất khả năng vận chuyển Oxy của hồng cầu
gây ra hiện tượng tím tái, hơn mê.
• Có thể gây đột biến gen (ảnh hưởng tới các tế bào gốc).
• Coa thể gây hại cho sức khỏe sinh sản.
• Có thể là ngun nhân gây ung thư.
II.

Tổng quan về q trình cơ đặc
1. Sơ lược về lý thuyết cô đặc

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 sơi với mục đích:
- Làm tăng nồng độ chất tan.
- Tách các chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể.
- Thu dung mơi ở dạng ngun chất.
Q trình cơ 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 cơ đặc. Trong đó:
Cơ đặc chân khơng dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sơi cao, dễ bị
phân hủy vì nhiệt.
Cơ 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
cơ đặc và cho các q trình đun nóng khác.
Cơ đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ khơng được sử dụng mà được thải
ra ngồi khơng khí. Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế.

4


1.2. Cấu tạo thiết bị cơ đặc
Trong cơng nghệ hóa chất và thực phẩm các loại thiết bị cô đặc đun nóng
bằng hơi được dùng phổ biến, loại này gồm 2 phần chính:
a) Bộ phận đun sơi dung dịch (phịng đốt) trong đó bố trí bề mặt truyền
nhiệt để đun sơi dung dịch.
b) Bộ phận bốc hơi (phịng bốc hơi) là một phòng trống, ở đây hơi thứ
được tách khỏi hỗn hợp lỏng – hơi của dung dịch sôi (khác với các thiết bị chỉ
có phịng đốt). Tùy theo mức độ cần thiết người ta có thể cấu tạo thêm bộ phận
phân ly hơi – lỏng ở trong phòng bốc hơi hoặc trên ống dẫn hơi thứ, để thu hồi
các hạt dung dịch bị hơi thứ mang theo.

Về phân loại có thể phân loại thiết bị theo 2 cách:
- Theo sự phân bố bề mặt truyền nhiệt có loại nằm ngang, thẳng đứng,
loại nghiêng.
- Theo cấu tạo bề mặt truyền nhiệt có loại vỏ bọc ngồi, ống xoắn, ống
chùm.
- Theo chất tải nhiệt có loại đun nóng bằng dịng điện, bằng khói lị, bằng
hơi nước, bằng chất tải nhiệt đặc biệt.
- Theo tính tuần hồn dung dịch: tuần hồn tự nhiên, tuần hồn cưỡng
bức,...
1.3. Lựa chọn thiết bị
Theo tính chất nguyên liệu, ta chọn thiết bị cô đặc 2 nồi, làm việc liên tục,
có ống tuần hồn trung tâm buồng đốt trong đối lưu tự nhiên.
Thiết bị cô đặc dạng có cấu tạo đơn giản, dễ sửa chửa, làm sạch. Đồng
thời, có thể tận dụng triệt để nguồn hơi.
Q trình cô đặc được tiến hành ở áp suất chân không nhằm làm giảm
nhiệt độ sôi của dung dịch, giảm được chi phí năng lượng, hạn chế những biến
đổi của chất tan.
Tuy nhiên, tốc độ tuần hoàn nhỏ, hệ số truyền nhiệt cịn thấp, vận tốc tuần
hồn bị giảm vì ống tuần hồn cũng bị đun nóng.
2. Thuyết minh quy trình công nghệ
* Cấu tạo và nguyên tắc làm việc của nồi cơ đặc.
Nồi cơ đặc xi chiều ống tuần hồn trung tâm cấu tạo gồm buồng bốc,
buồng đốt và bộ phận thu hồi cấu tử .Trong đó:

5


- Buồng đốt ở dưới bao gồm các ống truyền nhiệt và một ống tuần hoàn
trung tâm. Dung dịch đi trong ống cịn hơi đốt ngồi ống. Ngun tắc hoạt động
của ống tuần hoàn trung tâm là: do ống tuần hồn có đường kính lớn hơn đường

kính ống truyền nhiệt nên hệ số truyền nhiệt nhỏ, dung dịch sẽ sôi ít hơn so với
dung dịch trong ống truyền nhiệt. Khi sơi dung dịch sẽ có khối lượng riêng giảm
do đó tạo ra áp lực đẩy dung dịch từ trong ống tuần hồn sang ống truyền nhiệt.
Kết quả, tạo nên dịng chuyển động tuần hoàn đối lưu tự nhiên giữa ống truyền
nhiệt và ống tuần hồn.
- Phía trên thiết bị là buồng bốc. Đây là một phòng trống, ở đây hơi thứ
được tách ra khỏi hỗn hợp lỏng - hơi của dung dịch sơi. Bên trong buồng bốc
cịn có bộ phận thu hồi cấu tử để tách những giọt chất lỏng cịn lại do hơi thứ
mang theo.
* Thuyết minh quy trình

1.
2.
3.
4.
5.
6.
7.
8.
9.

Hình 1: Sơ đồ cô đặc 2 nồi xuôi chiều:
Thùng chứa dung dịch,
10.Nước ngưng ra
Bơm,
11. Hơi thứ ra,
Thùng cao vị,
12.Thiết bị ngưng tụ,
Thiết bị gia nhiệt,
13.Bình tách lỏng,

Dung dịch vào,
14.Tấm ngăn,
Hơi đốt vào,
15.Ống Baromet,
Buồng bốc,
16.Bể chứa nước ngưng tụ,
Buồng đốt,
17.Thùng chứa sản phẩm.
Sản phẩm ra,

6


Nguyên liệu đầu tiên là dung dịch natri hydroxit có nồng độ đầu 3,5%
được bơm lên thùng cao vị 3 và nhờ sự ổn định dịng chảy theo phương trình
liên tục mà nguyên liệu được đưa từ từ vào thiết bị gia nhiệt 4 mà không cần
bơm vẫn đảm bảo tốc độ không đổi và nhờ thiết bị này gia nhiệt đưa dung dịch
đến nhiệt độ sôi. Thiết bị gia nhiệt 4 là thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm có
thân hình trụ, đặt đứng, bên trong gồm nhiều ống nhỏ; các đầu ống được giữ
chặt trên vĩ ống và vĩ ống được hàn dính vào thân. Dung dịch được bơm vào
thiết bị, đi bên trong ống từ dưới lên cịn hơi đốt đi bên ngồi ống. Hơi đốt sau
khi cấp nhiệt cho dung dịch nâng nhiệt độ của dung dịch lên đến nhiệt độ sôi sẽ
ngưng tụ lại. Dung dịch sau khi gia nhiệt sơ bộ được đưa vào thiết bị cơ đặc thực
hiện q trình bốc hơi.
Dung dịch được cô đặc ở nồi 1 tiếp tục chuyển sang nồi 2. Hơi đốt được
đưa vào phòng đốt của nồi 1 để đốt nóng dung dịch trong nồi 1. Sau khi cơ đặc
lượng hơi thứ thốt ra ở nồi 1 sẽ dùng làm hơi đốt cho nồi 2, hơi thứ của nồi 2
sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ 12. Dung dịch sau khi cô đặc đến nồng độ yêu cầu
17% sẽ tháo ra ngoài theo ống tháo sản phẩm nhờ lực trọng trường.
Hơi thứ và khí khơng ngưng thốt ra phía trên của thiết bị cơ đặc được

đưa vào thiết bị ngưng tụ baromet và được bơm chân khơng hút ra ngồi. Khí
khơng ngưng cịn lại tiếp tục đi qua thiết bị tách bọt 13.
Trong q trình cơ đặc lượng hơi đốt sẽ cấp nhiệt cho dung dịch nên
ngưng tụ lại và được thu hồi ở cửa nước ngưng tụ 10.

7


PHẦN 2: TÍNH TỐN CƠNG NGHỆ
I. Tính cân bằng vật liệu
1. Chuyển đơn vị năng suất từ (tấn/h) sang (kg/h)
Năng suất: GD = 24 tấn/h =24000 kg/h
Nồng độ nguyên liệu ban đầu: XD = 3,5 %
Nồng độ cuối của sản phẩm : XC = 17 %
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất :
GD . XD = GC . XC
Suy ra: GC= = =4941 kg/h
2. Xác định lượng hơi thứ bốc ra khỏi hệ thống (W)
Phương trình cân bằng vật liệu cho tồn hệ thống:
GD= GC +W (1)
Trong đó:
GD, GC: lưu lượng đi vào, đi ra khỏi thiết bị kg/h
W: lượng hơi thứ của toàn hệ thống
kg/h
Viết cho cấu tử phân bố:
GD.XD= GC.XC + W.XW
Trong đó: XD, XC: nồng độ đầu, cuối của dung dịch (% khối lượng).
Xem lượng hơi thứ khơng mất mát, ta có:
GD.XD= GC.XC
(2)

Vậy lượng hơi thứ bốc ra toàn hệ thống được xác định:

W = G D (1 −

xD
)
xC

Theo giả thiết ta có:
GD = 24 tấn/h = 24000 kg/h
XD = 3,5 %
XC = 17 %
Thay vào ta có: W = 24000.(1 −

3,5
) = 19059 kg/h.
17

8


3. Xác định nồng độ cuối của dung dịch ở từng nồi
Ta có: W= W1+ W2
Với W1, W2 là lượng hơi thứ bốc ra ở nồi 1, 2 kg/h .
Để đảm bảo việc dùng toàn bộ hơi thứ của nồi trước cho nồi sau, thường
người ta phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng hơi thứ ở từng nồi
thích hợp.
W1
≥1,1 ÷1,3
W2

Giả sử chọn tỉ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi 1 và 2 là :

W1
= 1,1
W2

Khi đó ta có hệ phương trình:
W1
= 1,1
W2

W1 + W2 = W
Giải hệ trên có kết quả :
W1 = 9983,3 kg/h
W2 = 9075,7 kg/h
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1:
XC1=

G D .x D
24000.3,5
=
= 6%
G D − W1 24000 − 9983,3

Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2 :
XC2=

G D .x D
24000.3,5
=

= 17 %
G D − W1 − W2 24000 − 9983,3 − 9075,7

II.
Cân bằng nhiệt lượng
1. Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi
Gọi P1, P2, Pnt là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ.
∆P1: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2.
∆P2: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ.
∆Pt: hiệu số áp suất của cả hệ thống.
Giả sử chọn:
Áp suất của hơi đốt vào nồi 1 là P1=3,2 at.
Áp suất hơi của thiết bị ngưng tụ là Pnt= 0,3 at.
9


Khi đó hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là :
∆Pt =P1 – Pnt = 3,2 – 0,3 = 2,9 at
∆P

1
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là: ∆P = 1,8
2

Kết hợp với phương trình: ∆P1 + ∆P2 = ∆Pt = 2,9 at
Suy ra: ∆P1 = 1,86 at
∆P2 = 1,04 at
Gọi: tht1, thd2, tnt là nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, thiết bị ngưng tụ.
tht1, tht2 là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2.
tht1= thd2+ 1

tht2= tnt+ 1
Ta có: ∆P1 =P1-P2 => P2 = P1- ∆P1 => P2 = 3.2- 1.86 = 1.34 at.
Tra bảng :

I. 250, STQTTB, T1/ Trang 312.
I. 251, STQTTB, T1/ Trang 314.
Bảng 1: Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi
Nồi 1
Áp suất Nhiệt độ
P1(at)
t(0C)

Loại

Nồi 2
Tháp ngưng tụ
Áp suất Nhiệt độ Áp suất Nhiệt độ
P2(at)
t(0C)
Pnt(at)
tnt(0C)

Hơi đốt

3,2

135,5

1,34

107,41

Hơi thứ

1,39

108,41

0,31

69,7

0,3

68,7

2. Xác định tổn thất nhiệt độ
2.1. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (∆ ’)
Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của
dung môi nguyên chất.
Hiệu số nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn
thất nhiệt do nồng độ gây ra.
o
− tsdmnc

o

Ta có: ∆’= t sđ

(ở cùng áp suất).

Áp dụng cơng thức của Tiaxenko:

Ts2
∆ = ∆ .16,2.
r
Trong đó ∆’0 : tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường gây ra.
,

,
o

Ts : là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (0K).
10


r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg).
Bảng 2: Tra bảng VI.2, STQTTB, T2/Trang 63
Nồi 1

Nồi 2

Nồng độ dung dịch (% khối lượng)

6

17

∆’0 (0C)

0,67

2,15

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

Nồi 2

Áp suất hơi thứ (at)

1,39

0,31

Nhiệt hóa hơi r (J/kg)

2237,6.103

2334,4.103

2
∆,o .16,2.( t ht1 + 273)
0,67.16,2.(108,41 + 273)
Nồi 1: ∆ =
=
= 0,706 0C
3
2237,6.10
r1

2

,
1

2,15.16,2.( 69,7 + 273)
Nồi 2: ∆ =
= 1,7520C
3
2334,4.10
2

,
2

Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:
Σ∆’ = ∆’1 +∆’2 = 0,674 + 1,753 = 2,458 0C
2.2. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (∆ ’’ )
Nhiệt độ sôi của dung dịch cơ đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh ∆ ’’ (tổn
thất nhiệt độ do âp suất thủy tĩnh tăng cao):
Âp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối chất lỏng cần cô đặc:

Ptb = P0 + ( ∆h +

h

) ρdds ⋅ g , N/m2;

2

Trong đó P0 – áp suất hơi thứ trín mặt thống 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;
ρ dds - khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3;

g – gia tốc trọng trường, m/s2.
Với:
Vậy ta có:

ρdds =
∆ ’’ = ttb – t0 , độ;

11


Ở đây ttb - nhiệt độ sôi dung dịch ứng với âp suất Ptb, 0C; t0 - nhiệt độ sôi của
dung môi ứng với áp suất P0, 0C.
t0 nhiệt độ sôi của dung môi ứng với áp suất P0, 0C tra được ở bảng
I.22,STQTTB1/46
Bảng 4:
Nồi i
x%
1
6
2
17
Hơi đốt
Để tính Ptb, chọn:

p0(at)
1,39
0,31
3,2

T0(0C)
108,41
69,7
135,5

ρdd
989,4
1097,3

ρdds
494,7
548,65

Ptb
1,513
0,447

h= 0,5

h=4m
Áp suất thủy tĩnh của từng nồi:
Nồi 1: ρ dds =

989,4
= 494,7

2





h
4
  ∆h + 2  ρ dds .g 
  0,5 + 2 494,7.9,81


 = 1,39 +  
 = 1,513 at
Ptb = P0 +  
4
4
9
,
81
.
10
9
,
81
.
10














Nồi 2:

=

1097,3
= 548,65
2





h
4
  ∆h + 2  ρ dds .g 
  0,5 + 2 548,65.9,81


 = 0,31 +  
 = 0,447 at

Ptb = P0 +  
4
9,81.10 4
 9,81.10












Để tính nhiệt độ sơi của NaNO3 ứng với Ptb ta dùng công thức BaBo:
=K
Với : P áp suất hơi bảo hịa của dung mơi trên bề mặt dung dịch.
Ps áp suất hơi của dung môi nguyên chất ớ áp suất thường.
Tra STQTTB1 bảng I.204/236& bảng I.249/311
Nồng độ dung dịch bằng 6% nhiệt độ sôi ts= 100,50C cũng ở nhiệt độ đó áp suất
hơi bảo hịa của nước là: 1,0515.
t

P

1

Nồi 1: P = 1,0515 =>

S

Ps = 1,0515 P

12


• P= Ptb => Ps1 = 1,0513 x 1,513 = 1,59 at
 T0tb1= 112,280C (tra STQTTB bảng I.251/314)
• P=P0 => P0s1 = 1,0515 x 1,39 = 1,46 at
 T0s1 = 1100C ( tra STQTTB bảng I.251/314)
 ”1 = t0tb1 – t0s1 = 112,28 – 110 = 2,28 0C
Tra STQTTB1 bảng I.204/236 & bảng I.249/311
Nồng độ dung dịch là 17% thì nhiệt độ sơi t0s = 102,220C, tại đó áp suất
hơi bão hòa của nước là: 1,12 at
P

Nồi 2: : P

S

1

= 1,12 => Ps = 1,12 P

• P=Ptb2 = > Ps2 = 1,12 x 0,447 = 0,5 at
 T0tb2 = 80,6 0C (tra STQTTB bảng I.251/314)
• P= P0 => P0S2 =1,12 x 0,31 = 0,3472 at
 T0s2 = 72,80C (tra STQTTB bảng I.251/314)
 ”2 = t0tb2 – t0s2 = 80,6 – 72,8 = 7,80C

Tổn thất do áp suất thủy tĩnh:
” = ”1 + ”2 = 2,28 + 7,8 =10,080C
2.3. Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (∆ ”’)
Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này
sang nồi nọ và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 10C.
Do đó:
∆”’1=1,0 0C
∆”’2 =1,0 0C

∑ ∆,,, = ∆,1,, + ∆,2,, = 1+1= 2 0C
2.4. Tổn thất chung trong tồn hệ thống cơ đặc
Σ∆=Σ∆’+Σ∆”+Σ∆”’= 2,458 + 10,08 + 2= 14,538 0C.
2.5. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sơi của từng nồi
Hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi:
Nồi 1:
ti1 = T1 – (T2 +∑1) = 135,5 – (107,41+0,706+2,28+1)= 24,1040C
Nồi 2:
ti2= t1 –(tng+ ∑2) =107,41-(68,7+1,753+7,8+1)= 28,1480C
13


Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi 1: ti1 =t1-ts1 => ts1= t1- ti1 =135,5-24,136= 111,3960C
Nồi 2: ti2 =t2-ts2 => ts2= t2- ti2 = 107,41- 28,157 = 79,2520C
Cho toàn hệ thống: h1 = 135,5-69,7-14,538= 51,2620C
3. Cân bằng nhiệt lượng
3.1. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi
- Nhiệt dung của dung dịch ban đầu:
Vì XD= 3,5% <20% nên ta áp dụng công thức:
CD= 4186 (1- XD) = 4186 (1- 0,035) = 4039,49 J/kg.độ

- Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1:
Vì XC1= 6 % <20% nên ta có:
CC1= 4186.(1- XC1) = 4186.(1- 0,06) = 3934,84 J/kg.độ
- Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2:
Vì XC2= 17 % <20% nên ta có:
CC2= 4186.(1- XC2) = 4186.(1- 0,17) = 3474,38 J/kg.độ
3.2. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL)
Lập bảng nhiệt lượng riêng của hơi đốt, hơi thứ và nước ngưng tụ, nhiệt
độ sôi của dung dịch
Bảng 5 : Tra bảng I248 và I249,STQTTB,T1/Trang 310 và 312
Hơi đốt

Hơi thứ

Dung dịch
C(J/kg.độ
Nồi
T(0C) I.103(K/kg) Cn(J/kg.độ) T(0c) i.103(K/kg)
ts(0C)
)
1
135,5 2605,35
4277,55 108,41 2664,657 3934,84
111111,364
2 107,41 2666,957 4229,633
69,7
2746,51
3474,38 79,253

14

Sơ đồ cân bằng nhiệt của q trình cơ đặc

d.

Cd.td

Trong đó D : lượng hơi đốt (kg/h)
I, i : nhiệt hàm hơi đốt và hơi thứ (J/Kg)
tđ , tc : nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch (oC)
t1, t2 : nhiệt độ của nước ngưng nồi 1,2 lấy bằng nhiệt độ hơi đốt (oC)
Qxq : nhiệt tổn thất ra mơi trường ngồi
Cn : nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ ( J/kgđộ)
Cđ, Cc: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu cuối (J/kg độ)
Phương trình cân bằng nhiệt lượng : ∑ nhiệt vào = ∑ nhiệt ra
Nhiệt vào bao gồm
Nồi 1: + Nhiệt do hơi đốt mang vào D1I1
+ Nhiệt do dung dịch đầu mang vào Gđ.tđ.Cđ (Cđ=Co)
Nồi 2: + Nhiệt do lượng hơi thứ mang vào D2I2 = W1i1
+ Nhiệt do dung dịch nồi 1 mang vào (Gđ-W1)C1ts1
Nhiệt ra bao gồm
Nồi 1: + do hơi thứ mang ra W1i1
+ do dung dịch mang ra (Gđ-W1)C1ts1
+ do hơi nước ngưng tụ D1Cn1t1
+ do tổn thất chung Qxq1
Nồi 2 : + do hơi thứ mang ra W2i2
+ do lượng dung dịch mang ra (Gđ-W)C2ts2
+ do nước ngưng tụ mang ra : D2Cn2t 2= W1Cn2t2
+ do tổn thất chung Qxq2

15


Phương trình cân bằng nhiệt lượng:
Nồi 1: D1I1+ Gđ.tđ.Cđ = W1.i1+ (Gđ-W1) C1ts1+D1.C1.t 1+Qxq1
Nồi 2: D2.I2 + (Gđ-W1) C1ts1 = W2.i2 + ( Gđ-W) C2.ts2 + D2Cn2.t 2+ Qxq2
Với W1 = D2; W= W1+W2
Qxp1 = 0.05.D.(i – Cn1. θ1)
Qxp2 = 0.05.W1.(i1 – Cn2. θ2)
Từ các phương trình trên ta có: Lượng hơi thứ bốc ra khỏi nồi 1 là:

W (i2 − C 2 .t S 2 ) + Gđ (C 2 .t S 2 − C1 .t S 1 )
→ W1=
0.95.I - C1 .t S 1 + i2 − 0,95.C n 2 .θ1
→ W1=

19059.( 2746510 − 3474,38.79,253) + 24000.(3474,38.79.253 − 3934,84.111,364)
0,95.2605350 − 3934,84.111,364 + 2746510 − 0,95.4229,633.135.5

=10188,76
W1= 10188,76 (kg/h)
W2= W−W1=19059-10188,76 = 8870,24 (kg/h)
3.3. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi
Sai số là:
η1 =

10188,76 − 9983,286
*100% = 2,016% < 5%
10188,76

η2 =

8870,24 − 9075,714
*100% = 2,316% < 5%
8870,24

Vậy giả thiết phân phối hơi ban đầu(W1/W2=1,1) đã phù hợp.
Nên lượng hơi đốt tiêu tốn chung là: D=
D=

W1 .i1 + (G đ − W1 ).C1 .t1 − G đ .C đ .t đ
0.95( I − C n1 .θ1 )

10188,76.2664657 + (24000 − 10188,76).3934,84.111,634 − 24000.4039,49.135,5
0,95( 2664657 − 4277,55.135,5)

D= 10137,276 (kg/h).
⇒ x1= Gđ

xd
3,5
=24000.
= 6 (%).
Gd − W1
24000 - 10188,76

3,5
xd
x2= Gđ G − ( W + W ) =24000

= 17 (%)
24000 - (10188,76 + 8873,5 )
d
1
2

16


III. Tính bề mặt truyền nhiệt
1. Độ nhớt
Ta sử dụng công thức Pavolov:

t1 − t 2
= K = const
θ1 − θ 2

Với t1, t2 là nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt μ1, μ2.

θ1 ,θ 2 là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.
Nên:

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

Nồi 1: Nồng độ dung dịch x1= 6 %

Chọn chất chuẩn là H20
Tra bảng của nước phụ thuộc nhiệt độ.
I.102, STQTTB T1/ Trang 94
I.101, STQTTB T1/ Trang 91

→ t1 = 50( o C ) → µ 1 = 0,598.10 −3 ( N .s / m 2 ) → θ 1 = 44,93( o C )
→ t 2 = 40( o C ) → µ 2 = 0,672.10 −3 ( N .s / m 2 ) →θ 2= 38,73( o C )
→K =

50 −40
=1,61
44,93 −38,73

Từ đó ta có: θs =

t s1 − t 2
111,364 − 40
+ θ2 =
+ 38,73 = 83,075( o C )
k
1,61

⇒ µs1 = 0,332.10-3 (N.s/m2)

Nồi 2: Nồng độ dung dịch x2= 17%
Chọn chất chuẩn là H20
Tra bảng :
I.101, STQTTB T1/ Trang 91 và sử dụng phương pháp ngoại suy.
I.102, STQTTB T1/ Trang 94.

→ t1 = 60( o C ) → µ 1 = 0,596.10 − 3 ( N .s / m 2 ) → θ 1 = 45,27( o C )
→ t 2 = 50( o C ) → µ 2 = 0,69.10 −3 ( N .s / m 2 ) →θ 2= 38,32( o C )
→K=

60 − 50
= 1,44
45,27 − 38,32

Từ đó ta có: θs =

t s 2 −t 2
79,252 − 50
+θ2 =
+ 38,32 = 58,63( o C )
k
1,44

⇒ µs2 = 0,609.10-3 (N.s/m2)

17


2. Hệ số truyền nhiệt của dung dịch
Áp dụng công thức I.32 ST QTTB T1/ Trang 123

λdd = A.Cp.ρ.3

ρ
M

W/m.độ

Với:
A:là hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước
Cp:nhiêt dung riêng đẳng áp của chất lỏng (J/kg. độ)
ρ :khối lượng riêng (kg/m3)
M:là khối lượng mol của chất lỏng
Chọn A=3,58.10-8

M = mi .M dd + (1 − mi ).M H 2O
xi
M d2
Mà mi =
xi
1 −x i
+
M d2
M H 2O

Nồi 1:
Tra bảng I.59 STQTTB1/46 :dung dich NaNO3 có 6% có ts1 =111,396 oC,có ρ1 =
987,3 kg/m3
0,06
85
m1 =
= 0,0133
0,06 1 − 0,06
+
85
18

→ M 1 = 0,0133.85 + (1 − 0,0133).18 = 18,89
→ λ1 = 3,58.10 −8.3934,84.987,3.3

987,3
= 0,52 (W/m.độ)
18,89

Nồi 2: Tra bảng I.59 STQTTB1/46 :dung dich NaNO3 có 17% có ts2 =79,252
noC,có ρ2 = 1083,5 kg/m3
0,17
85
m2 =
= 0,0416
0,17 1 − 0,17
+
85
18

→ M 2 = 0,0416.85 + (1 − 0,0416).18 = 20,7872
→ λ2 = 3,58.10 −8.3474,38.1083,53

1083,5
= 0,5034 (W/m.độ)
20,7872

18


3. Hệ số cấp nhiệt (α)

3.1. Về phía hơi ngưng tụ (α1)
Áp dụng công thức V.101, STQTTB, T2/ Trang 28

α1 =2,04. A.4

r
H .∆t1

W/m2.độ

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

ρ2 .λ3
: là hệ số phụ thuộc nhiệt độ nước ngưng tụ.
µ

tm = 0,5(tT1 +thd)

∆t1 = t hd − tT 1
Nồi 1: Chọn ∆t1 = 2,71 oC
tT1 = thđ1 - ∆t1 = 135,5 – 2,72 = 132,79 oC
tm1 = 0,5.(tT1+ thd)=

132,79 + 135,5
= 134,145o C
2

→A1=192,2435

Tra bảng I.250 STQTTB, T1 / Trang 312.
→ r1,n1 = 2167,394.103 J/kg
→ α1,n1

2167,394.10 3
= 2,04.192,2435.
= 8292,95 W/m2.độ
4.2,71
4

→ q1,n1 = α1,n1.∆t1 = 8292,95.2,71= 22473,8945 W/m2
Nồi 2: Chọn ∆t1 = 3,23 oC
tT1 = thđ2- ∆t1= 107,41 – 3,23= 104,18 oC
tm2=

104,18 + 107,41
= 105,795 oC
2

→ A2 = 181,61
Tra bảng I.250 STQTTB, T1 / Trang 312.
→ r1,n2 = 2245,774.103 J/kg
→ α1,n 2

2245,774.10 3
= 2,04.181,61.4
= 7464,77 W/m2.độ
4.3,23

→ q1,n2 = α1,n2.∆t1 = 7564,77.3,23= 24434,2071 W/m2

19


3.2. Về phía dung dịch sơi (α2)
Ta có: α2 = ϕ.αn
Với: ϕ là hệ số hiệu chỉnh.
α n là hệ số cấp nhiệt của nước.

Mà theo CT VI.27, STQTTB, T2/Trang 71

 λd 2
Ta có: ϕ = 
λ
 n

0 , 565






 ρ 2
d
.

ρ

 n

2






 Cd 2

C
 n

  µn
.
 µ 2
 d






0 , 435

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

α n = 0,145.∆t 22,33 . p 0,5 W/m2.độ
Trong đó : P là áp suất hơi thứ
Ta có: ∑ r = r1 + r2 + r3

Chọn theo bảng V.I, STQTTB, T2/ Trang 4.
δ
∑r = r1 + λ + r3
Trong đó r1: nhiệt trở của lớp hơi nước

r2 =

δ
: nhiệt trở của tường
γ

λ : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhệt
δ : bề dày ống truyền nhiệt ( δ =2 mm)
r3 : nhiệt trở của lớp cặn bẩn
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 λ = 50 W/m độ (Tra bảng
XII.7,STQTTB, T2/ Trang 313)
→ ∑ r1 = 0,232.10 −3 +

2
.10 −3 + 0,387.10 −3 = 0,659.10 −3 m2độ/W
50

Nồi 1: Tại ts1= t2= 111,396 oC.
Ta có : ∆t = q1.∑ r1= 22535,92.0,659.10-3= 14,81 oC
→ tT2= tT1- ∆t = 132,79 – 14,81 = 117,98 oC
Hệ số cấp nhiệt của nước :
∆t2= tT2- t2= 117,98 – 111,396 = 6,584 oC
Áp suất hơi thứ tại nồi 1 :
Pht1= 1,39.98100= 1,36.105 N/m2

20


Vậy α n ,n1 = 0,145.6.584 2,33.(1,36.105)0,5= 4317,36 W/m2 độ
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/Trang 311
Cn1= 4235,3 J/kg.độ
µn1= 2,56.10-4 N.s/m2
λn1= 0,684 W/m2.độ
ρn1 = 949,9 kg/m3
 0,52 
ϕn1 = 

 0,684 

0 , 565

 987,3 2  3934,84   0,256.10 −3
.
 
.
−3
 949,9   4235,3   0,332.10





0 , 435

= 0,766

α 2,n1 = ϕ1.α n ,n1 = 0,8.4317,36 = 3307,1 W/m2 độ
→ q2,n1 = α2,n1.∆t2,n1 = 6,584.3307,1 = 21773,9464 W/m2
Nên ta có: η1 =

21773,9464 − 22473,8945
21773,9464

.100% = 3.2% < 5% nên đạt

Vậy nhiệt tải trung bình:
Q1 =

q1,n1 + q 2,n1
2

=

21773,9464 + 22473,8945
= 22123,92 W/m2
2

Nồi 2: Tại ts2= t2= 79,252 oC.
Ta có : ∆t = q1,n2.∑ r1= 24434,2071 .0,659.10-3= 16,1 oC
→ tT2= tT1- ∆t = 104,18- 16,1 = 88,08 oC
Hệ số cấp nhiệt của nước :
∆t2= tT2- t2= 88,08 – 79,253 = 8,827 oC
Áp suất hơi thứ tại nồi 1 :
Pht2= 0,31.98100= 0,304.105 N/m2
Vậy α n ,n 2 = 0,145.8,827 2,33.(0,304.105 )0,5= 4041,56 W/m2 độ

Tra bảng I.249, STQTTB, T1/Trang 311
Cn2= 4194,4024 J/kg.độ
µn2= 3,58.10-4 N.s/m2
λn2= 0,6744 W/m2.độ
ρn2 = 972,25 kg/m3
0 , 565

ϕn 2

 0,5034 
=

 0,674 

 1083,5 2  3474,38   0,358.10 −3
.
 
.
−3

972
,
25
4194
,
4024



  0,609.10










0 , 435

= 0,68

α 2,n 2 = ϕ n 2 .α n ,n 2 = 0,68.4041,56= 2748,2608 W/m2 độ
21


→ q2,n2 = α2,n2.∆t2 = 8,827 . 2748,2608 = 24258,8981 W/m2
Nên ta có: η1 =

24258,8981 − 24434,2071
24434,2071

.100% = 0,717% < 5% nên đạt

Vậy nhiệt tải trung bình:
q + q2,n 2 24258,8981 − 24434,2071
Q2 = 1,n 2
=
= 24346,5526 W/m2

2
2
3.3. Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi
Xem bề mặt truyền nhiệt trong các nồi như nhau: F1= F2 nên nhiệt độ
hữu ích phân bố trong các nồi là:

Qi
Ki

∆
t hi ( k ) = n =2 . ∑
∆
t hi
∑
i=
1

Trong đó:
∆t hi là nhiệt độ hữu ích trong các nồi (oC )

Qi: lượng nhiệt cung cấp (J/s )
Ki: hệ số truyền nhiệt
Ta có: Qi =

Di .ri
3600

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

Ki =

1
1

α1

+ ∑r +

1

α2

Nồi 1:
Ta có: ẩn nhiệt ngưng tụ ứng với nhiệt độ 135,50C là r = 2167408
Q1 =
K1 =

D1 .r1 10137,276.2167408
=
= 6103225,861 J
3600
3600
1
1
1
+ 0,659.10 −3 +
8292,95
3431,92

= 924,245

Q1 6103225,861
=
= 6603,47
K1
924

Nồi 2:
22


Ta có: ẩn nhiệt ngưng tụ ứng với nhiệt độ 107,410C là r =2245774
D .r 10185,5.2245774
Q2 = 2 2 =
= 6356014,528
3600
3600
1

K2 =

1
1
+ 0,659.10 −3 +
7564,77
2748,2608

= 865,757

Q2 6353980,855
=
= 7341,57
K2
865,757
n =2

Q

Q

Q

i
= 1 + 2 = 6529,43 + 7339,22 = 13945,04
Nên: i∑
=1 K
K1
K2
i

Vậy:
∆t hi1 = 51,262.
∆t hi 2 = 51,262.

6603,47
= 24,274( o C )
13945,04

7341,57

= 26,988( o C )
13945,04

Tính sai số:
η1 =

24,104 − 24,274

η2 =

24,274
28,148 − 26,988
26,988

.100% = 0.7%
.100% = 4,3%

Tính bề mặt truyền nhiệt F:
Qi
F =
(m 2 )
K i .∆t hi ,i
Nồi 1: F1 =

6103225,861
= 272( m 2 )
924,245.24,274

Nồi 2: F2 =

6356014,528
= 272( m 2 )
865,757.26,988

Theo quy chuẩn bảng VI.6, STQTTB, T2/ Trang 80
Chọn bề mặt truyền nhiệt F= 315 m2

23


Bảng 6: Tóm tắt:
Nồi 1

Nồi 2

q1 (W/m2)

22473,8945

24434,2071

q2 (W/m2)

21773,9464

24258,8981

Sai số

3,2

0,717

q (W/m2)

22123,92

24346,5526

Di (kg/h)

10137,276

10185.5

ri (J/kg)

2167408

2245774

Qi (J/s)

6103225,861

6356014,528

Ki

924,245

865,757

Qi/Ki

6603,47

7341,57

∆thi(i) dự đốn
∆thi(i) tính tốn
Sai số (%)

24,104
24,274
0,7

28,148
26,988
4,3

24


PHẦN 3: TÍNH THIẾT BỊ CHÍNH
I.

Buồng đốt
1. Tính số ống truyền nhiệt
Chọn đường kính ngồi của ống truyền nhiệt là dn=0,057m,

Suy ra dt = 0,057-2.0,0025 = 0,052m.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là 5 m
n=

F
315
=
= 482 ống
d t .h.π 0,052.4.3,14

Theo bảng qui chuẩn số ống truyền nhiệt V.11, STQTTB T2/Trang 48
Chọn n= 517 ống.
Chọn cách xếp ống theo hình lục giác đều
Số ống trên đường truyền xuyên tâm là 25
Số ống trong tất cả các viên phân là 48
2. Đường ống tuần hoàn trung tâm
Dth =

4. f t
π

Chọn ft = 0,3.FD =0,3
Vậy : Dth =

4. f t
=
π

π .d 2 .n
3,14.0,052 2.439

=0,3
= 0,32 m2.
4
4
4.0,32
= 0,648 m
3,14

Chọn Dth= 700 mm
3. Đường kính thiết bị buồng đốt
Đối với thiết bị cô đặc tuần hồn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục giác
đều thì đường kính trong của buồng đốt có thể tính theo cơng thức :
0,4.β 2 . sin 60 0.F .d n
Dt= (d th + 2β .d n ) +
m
ψ .l
2

Trong đó :
t

β= d = 1,2 : Hệ số, thường β = 1,2 –1,5
n

t =1,3.dn
dn =0,057
ψ = 0,8

: Bước ống , m (thường t = 1,2 – 1,5dn)
: Đường kính ngồi của ống truyền nhiệt m

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

l =5 m
: Chiều dài của ống truyền nhiệt m
dth = 0,6 m : Đường kính ngồi của ống tuần hồn trung tâm
25