Đề tài THIẾT KẾ HỆ THỐNG THIẾT BỊ CÔ ĐẶC HAI NỒI XUÔI CHIỀU DUNG DỊCH NaOH

TRƢỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HCM
KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC
BỘ MÔN MÁY − THIẾT BỊ




ĐỒ ÁN HỌC PHẦN
Đề tài:
THIẾT KẾ HỆ THỐNG THIẾT BỊ CÔ ĐẶC
HAI NỒI XUÔI CHIỀU DUNG DỊCH NaOH




GVHD : Th.S TRẦN HOÀI ĐỨC
SVTH : NGUYỄN CÔNG NAM 11288601
TRẦN TRỌNG NGUYỄN 11265301
Lớp : DHHD7LT
Khoá : 2011 − 2013




TP. Hồ Chí Minh, tháng 11 năm 2012
ii
TRƢỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HCM
KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC
BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ

ĐỒ ÁN HỌC PHẦN

Đề tài:
THIẾT KẾ HỆ THỐNG THIẾT BỊ CÔ ĐẶC
HAI NỒI XUÔI CHIỀU DUNG DỊCH NaOH



GVHD : Th.S TRẦN HOÀI ĐỨC
SVTH : NGUYỄN CÔNG NAM 11288601
TRẦN TRỌNG NGUYỄN 11265301
Lớp : DHHD7LT
Khoá : 2011  2013


i
BỘ CÔNG THƢƠNG
TRƢỜNG ĐHCN TP.HỒ CHÍ MINH
CỘNG HÒA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
Độc lập – Tự do – Hạnh phúc
__________________
NHIỆM VỤ ĐỒ ÁN HỌC PHẦN
KHOA: CÔNG NGHỆ HOÁ HỌC
BỘ MÔN: MÁY & THIẾT BỊ
HỌ VÀ TÊN: NGUYỄN CÔNG NAM MSSV: 11288601 LỚP: DHHD7LT
TRẦN TRỌNG NGUYỄN MSSV: 11265301 LỚP: DHHD7LT
1. Tên đồ án:
Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều dùng để cô đặc dung dịch NaOH

2. Nhiệm vụ đồ án (yêu cầu về nội dung và số liệu ban đầu)
Số liệu ban đầu: G
D
= 2500 kg/h; X
D
= 15%, Xc = 30% (theo khối lƣợng)
Nội dung:
– Giới thiệu tổng quan (tổng quan về nguyên liệu và quá trình cô đặc)
– Qui trình công nghệ (đƣa ra sơ đồ và thuyết minh qui trình công nghệ)
– Tính toán cân bằng vật chất, cân bằng năng lƣợng
– Tính toán thiết kế thiết bị chính (tính toán về các thông số về đƣờng kính, chiều
cao, bề dày và các chi tiết khác )
– Bản vẽ: 2 bản vẽ khổ A1 gồm: bản vẽ quy trình công nghệ, bản vẽ cấu tạo chi
tiết thiết bị chính
3. Ngày giao nhiệm vụ đồ án: ngày 15 tháng 10 năm 2012
4. Ngày hoàn thành nhiệm vụ: tháng 12 năm 2012
5. Họ và tên ngƣời hƣớng dẫn: Th.s TRẦN HOÀI ĐỨC
Tp. Hồ Chí Minh, ngày……tháng……năm 2012
TỔ TRƢỞNG BỘ MÔN GIÁO VIÊN HƢỚNG DẪN
(Ký và ghi rõ họ tên) (Ký và ghi rõ họ tên)


PHẦN DÀNH CHO KHOA, BỘ MÔN
Ngƣời duyệt:
Đơn vị:
Ngày bảo vệ
Điểm tổng kết:
Nơi lƣu trữ:
ii
NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN HƢỚNG DẪN

Tp. Hồ Chí Minh , Ngày … Tháng … Năm 2012
Ngƣời nhận xét



Th.S Trần Hoài Đức
iii
NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN PHẢN BIỆN

Tp. Hồ Chí Minh , Ngày … Tháng … Năm 2012
Ngƣời nhận xét


iv
MỤC LỤC

CHƢƠNG 1 : GIỚI THIỆU TỔNG QUAN 1
1.1. Tổng quan về nguyên liệu 1
1.2. Tổng quan về quá trình cô đặc 1
1.3. Cô đặc nhiều nồi 1
CHƢƠNG 2 : MÔ TẢ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT 3
2.1. Lựa chọn quy trình công nghệ 3
2.2. Mô tả dây chuyền công nghệ 4

CHƢƠNG 3 : TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT 6
3.1. Tính toán năng suất nhập liệu và tháo liệu 6
3.2. Cân bằng nhiệt lƣợng 6
3.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi 6
3.2.2. Nhiệt độ và áp suất hơi thứ 7
3.2.3. Xác định nhiệt độ tổn thất 7
3.2.4. Hệ số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi 9
3.2.5. Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi 9
3.2.6. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở mỗi nồi 10
CHƢƠNG 4 : TÍNH TOÁN KÍCH THƢỚC THIẾT BỊ CHÍNH 13
4.1. Tính toán bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt 13
4.1.1. Tính hệ số cấp nhiệt α
1
khi ngƣng tụ hơi 13
4.1.2. Tính hệ số cấp nhiệt α
2
từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi 13
4.1.3. Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi để kiểm tra đối chiếu 16
4.2. Tính toán buồng đốt 18
4.2.1. Đƣờng kính buồng đốt 20
4.2.2. Bề dày của thân buồng đốt 21
4.2.3. Bề dày đáy buồng đốt 23
4.3. Tính toán buồng bốc 25
4.3.1. Đƣờng kính buồng bốc 25
4.3.2. Chiều cao buồng bốc 25
4.3.3. Bề dày buồng bốc 26
4.3.4. Bề dày nắp buồng bốc 27
4.4. Đƣờng kính các ống dẫn 28
4.4.1. Đƣờng kính ống dẫn hơi đốt 29
4.4.2. Đƣờng kính ống dẫn hơi thứ 29

4.4.3. Đƣờng kính ống dẫn dung dịch 30
4.5. Chiều dày vĩ ống 32
4.6. Chiều dày lớp cách nhiệt 32
v
4.6.1. Tính bề dày lớp cách nhiệt của ống dẫn 32
4.6.2. Tính bề dày lớp cách nhiệt của thân thiết bị 34
4.7. Chọn mặt bích 35
4.7.1. Buồng đốt 35
4.7.2. Buồng bốc 35
4.8. Chọn tai treo 36
4.8.1. Khối lƣợng đáy buồng đốt 37
4.8.2. Khối lƣợng thân buồng đốt 37
4.8.3. Khối lƣợng nắp buồng bốc 37
4.8.4. Khối lƣợng thân buồng bốc 37
4.8.5. Khối lƣợng lớp cách nhiệt 37
4.8.6. Khối lƣợng cột chất lỏng 38
4.8.7. Khối lƣợng cột hơi 38
4.8.8. Khối lƣợng bích 38
4.8.9. Khối lƣợng ống truyền nhiệt 39
4.8.10. Khối lƣợng vỉ ống 39
CHƢƠNG 5: KẾT LUẬN 41
TÀI LIỆU THAM KHẢO 42

vi
LỜI MỞ ĐẦU

Trong kỹ thuật sản xuất công nghiệp hóa chất và các ngành khác, thƣờng phải làm
việc với các hệ dung dịch rắn tan trong lỏng, hoặc lỏng trong lỏng. Để nâng cao nồng độ của
dung dịch theo yêu cầu của sản xuất kỹ thuật ngƣời ta cần dùng biện pháp tách bớt dung
môi ra khỏi dung dịch. Phƣơng pháp phổ biến là dùng nhiệt để làm bay hơi còn chất rắn tan
không bay hơi, khi đó nồng độ dung dịch sẽ tăng lên theo yêu cầu mong muốn.
Thiết bị dùng chủ yếu là thiết bị cô đặc dạng ống tuần hoàn trung tâm, tuần hoàn
cƣỡng bức, phòng đốt ngoài, …trong đó thiết bị cô đặc có tuần hoàn có ống tuần hoàn trung
tâm đƣợc dùng phổ biến vì thiết bị này có nguyên lý đơn giản, dễ vận hành và sửa chữa,
dùng cô đặc dung dịch có độ nhớt tƣơng đối và cao… dây truyền thiết bị có thể dùng 1 nồi, 2
nồi, 3 nồi…nối tiếp nhau để tạo ra sản phẩm theo yêu cầu. Trong thực tế ngƣời ta thƣờng sử
dụng thiết hệ thống 2 nồi hoặc 3 nồi để có hiệu suất sử dụng hơi đốt cao nhất, giảm tổn thất
trong quá trình sản xuất.
Để bƣớc đầu làm quen với công việc của một kỹ sƣ công nghệ là thiết kế một thiết bị
hay hệ thống thực hiện một nhiệm vụ trong sản xuất, chúng em đƣợc phân công đồ án học
phần. Việc thực hiện đồ án là điều rất có ích cho mỗi sinh viên trong việc từng bƣớc tiếp cận
với việc thực tiễn sau khi đã hoàn thành khối lƣợng kiến thức của các môn “Quá trình và
thiết bị Công nghệ Hóa học” trên cơ sở lƣợng kiến thức đó và kiến thức của một số môn
khoa học khác có liên quan mỗi sinh viên có thể tự tính toán thiết kế một thiết bị công nghệ
theo yêu cầu. Qua việc làm đồ án môn học này, mỗi sinh viên phải biết cách sử dụng tài liệu
trong việc tra cứu, vận dụng đúng những kiến thức, quy định trong tính toán và thiết kế, tự
nâng cao kĩ năng trình bày bản thiết kế theo văn bản khoa học và nhìn nhận vấn đề một
cách có hệ thống.
Trong đồ án môn học này, chúng em cần thực hiện là thiết kế hệ thống cô đặc hai
nồi xuôi chiều, thiết bị cô đặc ống tuần hoàn ngoài dùng cho cô đặc dung dịch NaOH với

công suất 2500 kg/h từ nồng độ đầu 15% lên tới 30% theo khối lƣợng.


vii
DANH MỤC HÌNH, BẢNG BIỂU

Bảng 3. 1. Nhiệt độ và áp suất hơi thứ 7
Bảng 3. 2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ

’
8
Bảng 3. 3. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (

’’ ) 8
Bảng 4. 1. Đường kính các loại ống dẫn 32
Bảng 4. 2. Ống dẫn hơi đốt 33
Bảng 4. 3. Ống dẫn hơi thứ 34
Bảng 4. 4. Ống dẫn dung dịch 34
Bảng 4. 5. Kích thước bích nối buồng đốt, buồng bốc. 36
Bảng 4. 6. Kích thước bích nối các ống dẫn 36
Bảng 4. 7. Khối lượng bích 39
Bảng 4. 8. Các thông số của tai treo 40
1
CHƢƠNG 1 : GIỚI THIỆU TỔNG QUAN

1.1. Tổng quan về nguyên liệu
Natri hiđroxit hay (công thức hóa học là NaOH) hay thƣờng đƣợc gọi là xút hoặc xút
ăn da, ở dạng nguyên chất là chất rắn màu trắng, có dạng tinh thể, khối lƣợng riêng 2,1
g/cm³, nóng chảy ở 318
o

C (519K) và sôi ở 1390 °C (1663K) dƣới áp suất khí quyển. NaOH
tan tốt trong nƣớc (1110 g/l ở 20
o
C) và sự hoà tan toả nhiệt mạnh. NaOH ít tan hơn trong
các dung môi hữu cơ nhƣ metanol, etanol… NaOH rắn và dung dịch NaOH đều dễ hấp thụ
CO
2
từ không khí nên chúng cần đƣợc chứa trong các thùng kín.
Dung dịch NaOH là một bazơ mạnh, có tính ăn da và có khả năng ăn mòn cao. Vì
vậy, ta cần lƣu ý đến việc ăn mòn thiết bị và đảm bảo an toàn lao động trong quá trình sản
xuất NaOH.
Ngành công nghiệp sản xuất NaOH là một trong những ngành sản xuất hoá chất cơ
bản và lâu năm. Nó đóng vai trò to lớn trong sự phát triển của các ngành công nghiệp khác
nhƣ dệt, tổng hợp tơ nhân tạo, lọc hoá dầu, giấy, dệt nhuộm, xà phòng và chất tẩy rửa,…
Natri hydroxit cũng đƣợc sử dụng chủ yếu trong các phòng thí nghiệm.
Trƣớc đây trong công nghiệp, NaOH đƣợc sản xuất bằng cách cho Ca(OH)
2
tác dụng với
dung dịch Na
2
CO
3
loãng và nóng. Ngày nay, ngƣời ta dùng phƣơng pháp hiện đại là điện
phân dung dịch NaCl bão hoà. Tuy nhiên, dung dịch sản phẩm thu đƣợc thƣờng có nồng độ
rất loãng, gây khó khăn trong việc vận chuyển đi xa. Để thuận tiện cho chuyên chở và sử
dụng, ngƣời ta phải cô đặc dung dịch NaOH đến một nồng độ nhất định theo yêu cầu.
1.2. Tổng quan về quá trình cô đặc
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất hòa tan trong dung dịch gồm hai hay
nhiều cấu tử bằng cách tách bớt một phần dung môi bằng phƣơng pháp sử dụng nhiệt độ
hoặc phƣơng pháp làm lạnh kết tinh. Quá trình cô đặc của dung dịch lỏng – rắn hay lỏng –

lỏng có chênh lệch nhiệt độ sôi rất cao thƣờng đƣợc tiến hành bằng cách tách một phần
dung môi (cấu tử dễ bay hơi hơn).
Trong cô đặc cần hiểu rõ các khái niệm:
- Hơi đốt: hơi dùng để đun sôi dung dịch
- Hơi thứ: hơi bốc lên từ nồi cô đặc
- Hơi phụ: hơi lấy ra làm hơi đốt cho thiết bị ngoài hệ thống cô đặc.
Quá trình cô đặc thƣờng dùng phổ biến trong công nghiệp với mục đích làm tăng
nồng độ các dung dịch loãng, hoặc tách bớt chất rắn hòa tan.
Quá trình cô đặc thƣờng đƣợc tiến hành ở các điều kiện áp suất khác nhau. Khi làm
việc ở áp suất thƣờng (áp suất khí quyển) ngƣời ta dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp suất
khác áp suất khí quyển (áp suất chân không) ngƣời ta dùng thiết bị kín.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong hệ thống cô đặc 1 nồi hoặc nhiều nồi, có thể
làm việc liên tục hoặc gián đoạn.
1.3. Cô đặc nhiều nồi
Khi cô đặc 1 nồi thì tiêu hao hơi đốt quá lớn, không kinh tế. Mặt khác hơi thứ vẫn còn
mang một nhiệt lƣợng lớn, tốn nƣớc để ngƣng tụ. Quá trình cô đặc nhiều nồi tận dụng hơi
thứ làm hơi đốt , do đó hạ thấp chỉ tiêu tiêu hao hơi đốt, năng suất lớn, dễ khống chế các
thông số kỹ thuật.
Trong công nghiệp hệ thống cô đặc nhiều nồi đƣợc chia thành 3 loại:
- Hệ thống cô đặc nhiều nồi xuôi chiều
- Hệ thống cô đặc nhiều nồi ngƣợc chiều
2
- Hệ thống cô đặc nhiều nồi song song
Ƣu điểm và nhƣợc điểm của thiết bị cô đặc nhiều nồi xuôi chiều:
Ƣu điểm: Để hệ thống làm việc đƣợc thì nhiệt độ và áp suất nồi trƣớc phải lớn hơn
nồi sau, do đó dung dịch tự chảy từ nồi đầu qua nồi sau mà không cần bơm, đỡ tốn năng
lƣợng. Thƣờng nồi đầu áp suất dƣơng, nồi sau áp suất âm.
- Nhiệt độ sản phầm thấp nên chất lƣợng sản phẩm tốt
- Hệ thống đơn giản, chi phí đầu tƣ thấp
Nhƣợc điểm: các nồi sau do nồng độ tăng, nhiệt độ giảm làm cho độ nhớt tăng, do

đó hệ số K giảm, không khai thác đƣợc hết công suất thiết kế của thiết bị.
Trong khuôn khổ đồ án này ta sẽ tiến hành cô đặc dung dịch NaOH theo cách tách
dung môi dƣới dạng hơi bằng hệ thống thiết bị cô đặc hai nồi xuôi chiều liên tục. Quá trình cô
đặc tiến hành ở trạng thái sôi, nghĩa là áp suất hơi riêng phần của dung môi trên mặt thoáng
dung dịch bằng với áp suất làm việc của thiết bị.

3
CHƢƠNG 2 : MÔ TẢ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT
2.1. Lựa chọn quy trình công nghệ
Năng suất của quy trình theo đồ án yêu cầu là 2500 kg/h, do đó ta chọn sơ đồ công
nghệ nhƣ sau:


Hình 2.1. Sơ đồ dây chuyền công nghệ cô đặc chân không dung dịch NaOH 2 nồi xuôi chiều
Chú thích thiết bị:
1. Bồn cao vị
2. Thiết bị gia nhiệt
3. Lƣu lƣợng kế
4. Nồi cô đặc số 1
7. Nồi cô đặc số 2
8. Thiết bị ngƣng tụ Baromet
9. Thiết bị phân ly
10. Bơm hút chân không
11. Bồn chứa nƣớc ngƣng
12. Bơm sản phẩm
13. Bồn chứa sản phẩm
14. Thiết bị tách lỏng
16. Bồn chứa nguyên liệu (NaOH 15%)
17. Bơm nhập liệu
4

2.2. Mô tả dây chuyền công nghệ
2.2.1. Nguyên tắc hoạt động của hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều
Nguyên liệu ban đầu là dung dịch NaOH có nồng độ 15% đƣợc chứa trong bồn chứa
nguyên liệu số 16. Sau đó đƣợc bơm lên bồn cao vị số 1 nhờ bơm nguyên liệu số 17. Từ
bồn cao vị, dung dịch NaOH chảy qua lƣu lƣợng kế rồi đi vào thiết bị gia nhiệt số 2 và đƣợc
đun nóng đến nhiệt độ sôi trong nồi cô đặc số 1 rồi đƣa vào nồi cô đặc số 1 để cô đặc một
phần dung dịch. Nồi số 1 sử dụng hơi đốt là hơi chính trong nhà máy. Dung dịch từ nồi số 1
tự chuyển sang nồi số 2 do chênh lệch áp suất làm việc giữa hai nồi (áp suất nồi sau < áp
suất nồi trƣớc). Nhiệt độ của nồi trƣớc lớn hơn của nồi sau do đó dung dịch đi vào nồi thứ 2
có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi. Nồi số 2 sử dụng hơi thứ của nồi số 1 để làm hơi đốt, tiếp
tục cô đặc dung dịch NaOH đạt tới nồng độ yêu cầu (30% theo khối lƣợng). Hơi thứ của nồi
2 đƣợc đƣa qua thiết bị ngƣng tụ Baromet số 8 để tạo độ chân không cho hệ thống nhờ bơm
hút chân không số 10. Sản phẩm ở nồi cô đặc số 2 đƣợc bơm sản phẩm (bơm ly tâm) số 12
liên tục hút ra ngoài.
2.2.2. Nguyên lý làm việc của hê thống thiết bị cô đặc
Thiết bị gia nhiệt số 2 là thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm: thân hình trụ, đặt
đứng, bên trong gồm nhiều ống nhỏ đƣợc bố trí theo đỉnh hình tam giác đều. Các đầu ống
đƣợc giữ chặt trên vỉ ống và vỉ ống đƣợc hàn dính vào thân. Nguồn nhiệt là hơi nƣớc bão
hoà có áp suất 4 at đi bên ngoài ống (phía vỏ). Dung dịch đi từ dƣới lên ở bên trong ống. Hơi
nƣớc bão hoà ngƣng tụ trên bề mặt ngoài của ống và cấp nhiệt cho dung dịch để nâng nhiệt
độ của dung dịch lên nhiệt độ sôi. Dung dịch sau khi đƣợc gia nhiệt sẽ chảy vào thiết bị cô
đặc để thực hiện quá trình bốc hơi. Hơi nƣớc ngƣng tụ thành nƣớc lỏng và theo ống dẫn
nƣớc ngƣng qua bẫy hơi chảy ra ngoài.
2.2.3. Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc
Phần dƣới của thiết bị là buồng đốt, gồm có các ống truyền nhiệt và một ống tuần
hoàn trung tâm. Dung dịch đi trong ống còn hơi đốt (hơi nƣớc bão hoà) đi trong khoảng
không gian ngoài ống. Hơi đốt ngƣng tụ bên ngoài ống và truyền nhiệt cho dung dịch đang
chuyển động trong ống.
Dung dịch đi trong ống theo chiều từ trên xuống và nhận nhiệt do hơi đốt ngƣng tụ
cung cấp để sôi, làm hoá hơi một phần dung môi. Hơi ngƣng tụ theo ống dẫn nƣớc ngƣng

qua bẫy hơi để chảy ra ngoài. Một phần khí không ngƣng đƣợc đƣa qua của tháo khí không
ngƣng. Nƣớc ngƣng đƣợc đƣa ra khỏi phòng đốt bằng của tháo nƣớc ngƣng.
Phần phía trên của thiết bị là buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng
bốc có bộ phận tách bọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ. Hơi thứ trƣớc khi ra khỏi nồi
cô đặc đƣợc qua bộ phận tách bọt nhằm hồi lƣu phần dung dịch bốc hơi theo hơi thứ qua
ống dẫn bọt.
2.2.4. Nguyên lý làm việc của ống tuần hoàn trung tâm
Khi thiết bị làm việc, dung dịch trong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp lỏng –
hơi có khối lƣợng riêng giảm đi và bị đẩy từ dƣới lên trên miệng ống. Đối với ống tuần hoàn,
thể tích dung dịch theo một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn so với trong ống truyền nhiệt
nên lƣợng hơi tạo ra trong ống truyền nhiệt lớn hơn. Vì lý do trên, khối lƣợng riêng của hỗn
hợp lỏng – hơi ở ống tuần hoàn lớn hơn so với ở ống truyền nhiệt và hỗn hợp này đƣợc đẩy
xuống dƣới. Kết quả là có dòng chuyển động tuần hoàn tự nhiên trong thiết bị: từ dƣới lên
trong ống truyền nhiệt và từ trên xuống trong ống tuần hoàn.
2.2.5. Thiết bị ngƣng tụ Baromet và thiết bị phụ khác
Hơi thứ và khí không ngƣng thoát ra từ phía trên của buồng bốc nồi cô đặc số 2 đi
vào thiết bị ngƣng tụ Baromet (thiết bị ngƣng tụ kiểu trực tiếp). Trong thiết bị ngƣng tụ,chất
làm lạnh là nƣớc đƣợc bơm vào ngăn trên cùng còn dòng hơi thứ đƣợc dẫn vào ngăn dƣới
5
cùng của thiết bị. Dòng hơi thứ đi lên gặp nƣớc giải nhiệt để ngƣng tụ thành lỏng và cùng
chảy xuống bồn chứa nƣớc ngƣng số 11 qua ống Baromet, còn khí không ngƣng tiếp tục đi
lên trên, đƣợc dẫn qua bộ phận tách giọt rồi đƣợc bơm chân không hút ra ngoài.
Khi hơi thứ ngƣng tụ thành lỏng thì thể tích của hơi giảm làm áp suất trong thiết bị
ngƣng tụ giảm. Vì vậy, thiết bị ngƣng tụ Baromet là thiết bị ổn định chân không, duy trì áp
suất chân không trong hệ thống. Thiết bị làm việc ở áp suất chân không nên nó phải đƣợc
lắp đặt ở độ cao cần thiết để nƣớc ngƣng có thể tự chảy ra ngoài khí quyển mà không cần
bơm.
Bơm chân không số 10 có nhiệm vụ hút khí không ngƣng ra ngoài để tránh trƣờng
hợp khí không ngƣng tích tụ trong thiết bị ngƣng tụ quá nhiều, làm tăng áp suất trong thiết bị
và nƣớc có thể chảy ngƣợc vào nồi cô đặc. Trƣớc khi khí không ngƣng đƣợc hút ra ngoài thì

nó đƣợc đƣa qua thiết bị phân ly số 9 (hay còn đƣợc gọi là bình tách giọt). Thiết bị phân ly
có một vách ngăn với nhiệm vụ tách những giọt lỏng bị lôi cuốn theo dòng khí không ngƣng
để đƣa về bồn chứa nƣớc ngƣng.

6
CHƢƠNG 3 : TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT
3.1. Tính toán năng suất nhập liệu và tháo liệu
– Năng suất nhập liệu : G
D
= 2500 kg/h
– Nồng độ nhập liệu :
D
x
= 15 %
– Nồng độ cuối của sản phẩm :
C
x
= 30 %
– Áp dụng phƣơng trình cân bằng vật chất : G
D
.
D
x

= G
C
.
C
x

Suy ra : G
C
=
C
DD
x
xG .
=
2500.15
30
= 1250 (kg/h)
– Lƣợng hơi thứ bốc lên trong toàn hệ thống
Áp dụng công thức :
.(1 )
D
D
C
x
WG
x

, kg/h
15
2500.(1 ) 1250
30
W   
(kg/h)
– Giả thuyết phân bố hơi thứ trong các nồi
Chọn tỷ số giữa hơi thứ bốc lên từ nồi 1 và 2 là :
1

2
1
W
W


Khi đó ta có hệ phƣơng trình :
1
2
1
W
W


W
1
+ W
2
= W = 1250 (kg/h)
Giải hệ trên ta có kết quả :
W
1
= 625 kg/h
W
2
= 625 kg/h
Xác định nồng độ dung dịch từng nồi.
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1 :
x’
C

=
1
.
2500.15
20
2500 625
DD
D
Gx
GW


%
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2 :
x”
C
=
12
.
2500.15
30
2500 625 625
DD
D
Gx
G W W

   
%
3.2. Cân bằng nhiệt lƣợng

3.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi
Hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc
Chọn áp suất ngƣng tụ : 0,2 at
Tra bảng I.251/314[1] ta có nhiệt độ tại thiết bị ngƣng tụ : T
ng
= 59,7
0
C
7
Chọn áp suất hơi đốt cho nồi 1 là : 4,0 at
Khi đó hiệu áp suất cả hệ thống cô đặc là :
P
t
= P
1
– P
ng
= 4,0 – 0,2 = 3,8 (at)
Chọn tỉ số phân bố áp suất giữa các nồi là :
1
2
2,2
P
P




Kết hợp với phƣơng trình : P
1

+ P
2
= P
t
= 3,8 at
Suy ra : P
1
= 2,612 at
P
2
= 1,188 at
Áp suất hơi đốt nồi 2: P
2
= P
1
− ∆P
1
= 4,0 – 2,612 = 1,388 (at)
3.2.2. Nhiệt độ và áp suất hơi thứ
Theo sơ đồ cô đặc, nhiệt độ hơi thứ nồi 1 ( t’
1
) bằng nhiệt độ hơi đốt nồi 2 (T
2
).
Nhƣng do quá trình truyền khối có sự tổn thất nhiệt do trở lực đƣờng ống (∆’’’)
Chọn ∆
1
’’’ = 1
o
C

∆
2
’’’ = 1
o
C
Nhiệt độ hơi thứ của nồi 1: t’
1
= T
2
+ 1 = 109,419
0
C
Nhiệt độ hơi thứ của nồi 2: t’
2
= t
ng
+ 1 = 60,7
0
C
Dựa vào các dữ kiện trên và tra Bảng I.251/314[1] ta có bảng sau đây :

Bảng 3. 1. Nhiệt độ và áp suất hơi thứ
3.2.3. Xác định nhiệt độ tổn thất
Tổn thất nhiệt độ trong hệ cô đặc bao gồm: tổn thất do nồng độ, tổn thất do áp suất
thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đƣờng ống.
3.2.3.1. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ 
’

Ở cùng một áp suất nhiệt độ sôi của dung dịch bao giờ cũng lớn hơn nhiệt độ sôi
của dung môi nguyên chất

Hiệu số nhiệt độ giữa nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn
thất nhiệt độ sôi do nồng độ:
Theo Tiaxenko: 
’
= 
o
’
f VI.10/59[2]
mà f
i
i
r
t
2
)'273(
.2,16


(
0
C) VI.11/59[2]
Trong đó :

o
’
: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thƣờng, (tra Bảng VI.2/67[2] )
f : hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp suất thƣờng
Loại
Nồi 1
Nồi 2

Tháp ngƣng tụ
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất (at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Hơi
đốt
P
1
= 4,0
T
1
= 142,9
P
2
= 1,436
T

2
= 108,42
P
ng
= 0,2
t
ng
= 59,7
Hơi
thứ
P’
1
=1,434
t’
1
=109,419
P’
2
= 0,211
t’
2
= 60,7
8
r
i
: ẩn nhiệt hóa hơi của hơi ở nhiệt độ t’
i
, J/kg
t’
i

: nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ i,
0
C
Trong các thiết bị cô đặc liên tục (tuần hoàn tự nhiên hay cƣỡng bức) thì nồng độ
dung dịch sôi gần với nồng độ cuối (x
c
) do đó 
’
lấy theo nồng độ cuối dung dịch
Bảng 3. 2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ

’


x
c
(% kl)

o
’
( )
t
i
’(
o
C)
r
i .
10
-3

(J/kg)

i
’
(
o
C)
Nồi 1
20,0
8,2
109,419
2235,203
8,691
Nồi 2
30,0
17,0
60,7
2357,756
13,007
Tổng 2 nồi
∑
’
= 
1
’
+ 
2
’
= 21,698
0

C
3.2.3.2. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (’’ )
2
2
1
4
2
1
( ). . ( / )
2
( ). .10 ( )
2
tb hti dds
hti dds
h
h g m
h
h at



     
   
VI.12/60[2]
Trong đó:
P
hti
: áp suất hơi thứ nồi i
h
1i

: chiều cao dung dịch trong ống truyền nhiệt ,
1
h
=0,5 (m)
h
2
:

chiều cao ống truyền nhiệt ,
2
h
= 1,8 (m)
:
dds

khối lƣợng riêng của dung dịch khi sôi: 
s
=0,5 
dd
Từ nhiệt độ hơi thứ nồi 1 và nồi 2, tra Bảng 4/11[3] ta đƣợc:
dd1

= 1162,935 (kg/m³)
2dd

= 1303,5 (kg/m³)
Tra và nội suy từ Bảng 4/11[3] và Bảng I.2/9[1]
Bảng 3. 3. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (

’’ )

Coi 
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ bề mặt đến
độ sâu trung bình của chất lỏng
4
1
4
2
1,8
1,436 0,5 .1162,395.10 1,5987( )
2
1,8
0,211 0,5 .1303,5.10 0,3936( )
2
tb
tb
at
at



     



     



C

o

x
C
(%)
t’
i
0
C

dd,
kg/m
3


dm
,kg/m
3

Nồi I
20,0
109,419
1162,935
941,77
Nồi II
30,0
60,7
1303,5
966,115
9

Tra bảng I.251/314[1] :
0
11
1,5987( ) 112,675
tb tb
at C    

0
22
0,3936( ) 75,0481
tb tb
at C    

'' 0
1 1 1
' 112,675 109,419 3,256
tb
tC      

'' 0
2 2 2
' 75,048 60,7 14,348
tb
tC      

'' '' '' 0
12
3,256 14,348 17,604 C      


3.2.3.3. Tổn thất nhiệt do trở lực thủy lực trên đƣờng ống (”’)
Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn dây thứ từ nồi này sang nồi kia
và từ nồi cuối đến thiết bị ngƣng tụ là 1
0
C. Do đó :
”’
1
= 1,0
0
C
”’
2
= 1,0
0
C
3.2.3.4. Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc
 = ’ + ” + ”’ = 21,698 + 17,604 + 2,0 = 41,302
0
C
3.2.4. Hệ số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi
1
142,9 59,7 41,302 41,898
hi ng
t T T       
0
C





 


 


 


    




 


 


 


      
3.2.5. Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi
Nồi 1 : t
hi
= T
1
– t

S1
suy ra t
S1
= T
1
− t
hi1
= 121,366
0
C
Nồi 2 : t
hi2
= T
2
– t
S2
suy ra t
S2
= T
2
− t
hi2
= 88,055
0
C
Cân bằng nhiệt lƣợng :

Sơ đồ cân bằng nhiệt lƣợng của hệ thống
Trong đó:
D: lƣợng hơi đốt vào nồi 1, kg/h

i: hàm nhiệt của hơi đốt , J/kg
t: nhiệt độ của dung dịch,
0
C
θ: nhiệt độ nƣớc ngƣng,
0
C
i’: hàm nhiệt của hơi thứ, J/kg
10
Nhiệt dung riêng của nƣớc ngƣng tính theo áp suất của hơi đốt.
(tra theo Bảng I.249/311[1])

11
4294,24,0 5
p
at C   
(J/kg.độ)

22
4230,94,3 8 618
p
at C   
(J/kg.độ)
3.2.6. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở mỗi nồi
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x < 20%
C = 4186.(1− x) ( J/kg.độ) I.43/152[1]
X : nồng độ chất hòa tan, phần khối lƣợng
Nhiệt dung riêng dung dịch đầu: C
đ
= 4186.(1 − 0,15) = 3558,1 (J/kg.độ)

Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x > 20%
C = C
ht
.x + 4186.(1 − x), J/kg.độ; I.44/152[1]
C
ht
: nhiệt dung riêng của chất hoà tan, J/kg.độ

Nhiệt dung riêng của NaOH tính theo công thức:
M.C
ht
= n
1.
c
1
+ n
2.
c
2
+ n
3.
c
3
(*) I.41/152[1]
Tra bảng I.41/152[1] ta đƣợc:
M
NaOH
= 40
n
1

= n
2
= n
3
= 1
c
1
= c
Na
= 26 (J/kg ng.tử.độ)
c
2
= c
O
= 16,8 (J/kg ng.tử.độ)
c
3
= c
H
= 9,6 (J/kg ng.tử.độ)
thay vào (*) ta đƣợc
3
ht
26 16.8 9.6
C .1 0 1 310
40


(J/kg.độ)
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 1:

C
1
= 1310. 0,2 + 4186.(1 − 0,20) = 3601,8 (J/kg.độ)
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra khỏi nồi 2:
C
2
= 1310.0,3 + 4186.(1 − 0,3) = 3323,2 (J/kg.độ)
3.2.6.1. Lập phƣơng trình cân bằng nhiệt lƣợng
Nồi 1:
D.i + G
D
.C
D
.t
D
= W
1
.i
1
+ (G
D
– W
1
).C
1
.t
1
+ D.C
ng1
. 

1
+ Q
xq1
Nồi 2:
W
1
.i
1
+ (G
D
– W
1
).C
1
.t
1
= W
2
.i
2
+ (G
D
– W).C
2
.t
2
+ W
1
.C
ng2

.
2
+ Q
xq2
W = W
1
+ W
2

Mà : Q
xq
1
= 0,05 D.(i – C
ng
1
q
1
)
Q
xq
2
= 0,05 W
1
(i
1
– C
ng
2
q
2

)
Trong đó:
D : lƣợng hơi đốt dùng cho hệ thống, kg/h
i,i
1
,i
2
: hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi 1 và nồi 2, J/kg
t
D
, t
1
, t
2
: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung dịch,
0
C
C
D
, C
1
, C
2
: nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi 1 và nồi 2 của dung dịch, J/kg.độ

1,

2
: nhiệt độ nƣớc ngƣng tụ của nồi 1 và nồi 2,
0

C
11
– C
ng1
, C
ng2
: nhiệt dung riêng của nƣớc ngƣng ở nồi 1 và nồi 2, J/kg.độ (tra Bảng
I.249/310[1])
– Q
xq1
,Q
xq2
: nhiệt mất mát ra môi trƣờng xung quanh, J
– G
D
: lƣợng dung dịch lúc ban đầu, kg/h
– W
1
,W
2
: lƣợng hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2, kg/h
Chọn hơi đốt, hơi thứ là hơi bão hoà, nƣớc ngƣng là lỏng sôi ở cùng nhiệt độ, khi
đó ta có:
i – C
ng1
. 
1
= r(
1
) và i

1
– C
ng2
. 
2
= r(
2
)
Tra sổ tay ta có bảng các thông số sau đây: (tra Bảng I.250/312[1]), và (tra Bảng
I.249/310[1]) ta đƣợc bảng tổng hợp sau:



Vậy lƣợng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 :




1121
11222
1
.)(.95.0
).(.
tCir
tCGtCWGiW
W
DD

614,742 (kg/h)
Lƣợng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 :

W
2
= W – W
1
= 1250 – 614,742 = 635,258 (kg/h)
Lƣợng hơi đốt tiêu tốn chung là :
D =



).(95.0
).(.
111
11111

ng
DDDD
Ci
tCGtCWGiW
693,336 (kg/h)
3.2.6.2. Kiểm tra lại giả thuyết phân bố hơi thứ ở các nồi

W
1
: lƣợng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị lớn
W
n
: lƣợng hơi thứ theo giả thuyết hay tính toán có giá trị nhỏ

%5%100.

1
1


W
WW
n
Đầu vào
Đầu ra nồi 1
Đầu ra nồi 2
Dung dịch NaOH :
+ t
D
= 121,366
0
C
+ C
đ
= 3558,1 J/kg.độ
+ G
D
= 2500 kg/h
Hơi đốt:
+ 
1
= 142,9
0
C
+ i = 2744000 J/kg
+ C

ng1
= 4294,25
J/kg.độ
+ W = 1250 kg/h
Dung dịch NaOH :
+ t
1
= 121,366
0
C
+ C
1
= 3610,8 J/kg.độ
Hơi thứ :
+ 
2
= 108,42
0
C
+ i
1
= 2694796,875 J/kg
+C
ng2
= 4230,946J/kg.độ
+ W
1
= 625 kg/h
Dung dịch NaOH:
+ t

2
= 88,055
0
C
+ C
2
= 3323,2 J/kg.độ
+ Gc= 1250 kg/h
Hơi thứ :
+ t’
2
= 60,7
0
C
+ i
2
= 2608444,444 J/kg
+ W
2
= 625 kg/h
12
C%(nồi 1) =
625 614,724
.100% 1,64% 5%
625



C%(nồi 2) =
635,258 625

.100% 1,6% 5%
635,258



Vậy :
Lƣợng hơi thứ nồi 1 là : W
1
= 614,742 (kg/h)
Lƣợng hơi thứ nồi 2 là : W
2
= 635,258 (kg/h)
Lƣợng hơi đốt nồi 1 là : D = 693,336 (kg/h)

thỏa yêu cầu
13
CHƢƠNG 4 : TÍNH TOÁN THIẾT KẾ THIẾT BỊ CHÍNH

4.1. Tính toán bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt
4.1.1. Tính hệ số cấp nhiệt α
1
khi ngƣng tụ hơi
Hơi nƣớc sau khi ngƣng tụ sẽ bám lên thành ống truyền nhiệt tạo thành lớp màng
mỏng. Tuỳ điều kiện cụ thể mà chọn công thức tính α
1
cho thích hợp. Đối với những thiết bị
thƣờng gặp nhƣ phòng đốt trong tuần hoàn trung tâm, phòng đốt trong tuần hoàn ngoài hoặc
phòng đốt ngoài thẳng đứng (h < 6 m), hơi ngƣng bên ngoài ống, màng nƣớc ngƣng chảy
thành dòng thì hệ số cấp nhiệt đƣợc tính theo công thức:











Trong đó :
– α
1i
: hệ số cấp nhiệt từ hơi đốt
– ∆t
1i
: chênh lệch nhiệt độ nƣớc ngƣng và mặt ngoài ống
– r
i
: ẩn nhiệt ngƣng tụ (lấy bằng ẩn nhiệt hoá hơi)
– h : chiều cao ống truyền nhiệt ; h = 1,8m
– A : hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng t
m
(tra bảng trang 29[2])
Nồi 1 :
Giả thuyết ∆t
11
= 1,71
0
C














 

  



Từ giá trị t
m1
tính đƣợc, tra bảng ST QTTB T2/29 ta đƣợc : A
1
= 194,307
0,25
11
2141000
α 2,04.194,307. 1 1447,353
1,8.1,71

  



(W/m
2
.độ)
q
11
= α
11
.∆t
11
= 11447,353 . 1,71 = 19574,973 (W/m
2
.độ)
Tính toán tƣơng tự ta có bảng số liệu sau :
Nồi
∆t
1i
, (
0
C)
t
m
, (
0
C)
A
α
1i
, (W/m

2
.độ)
q
1i
, (W/m
2
)
1
1,71
142,045
194,307
11447,353
19574,973
2
1,43
107,704
182,467
11366,18
16253,64
4.1.2. Tính hệ số cấp nhiệt α
2
từ bề mặt đốt đến chất lỏng sôi
Tuỳ thuộc cấu tạo thiết bị, giá trị của nhiệt tải riêng q, áp suất làm việc và chế độ sôi
cũng nhƣ điều kiện đối lƣu của chất lỏng mà chọn công thức tính α
2i
cho thích hợp.
Thông thƣờng có thể tính α
2i
theo công thức:












P
i
: áp suất làm việc (áp suất hơi thứ), at
∆t
2i
: Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống truyền nhiệt và dung dịch
∆t
2i
= t
T2i
– t
ddi
= ∆T
i
– ∆t
1i
– ∆t
Ti
;
0

C
Hiệu số nhiệt độ ở 2 bề mặt thành ống truyền nhiệt :





14
Tổng nhiệt trở của thành ống truyền nhiệt : 

 





r
hn
, r
c
: Nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của tƣờng, m
2
.độ/W
δ : Bề dày ống truyền nhiệt, m
λ : Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt, W/m.độ
Ψ : hệ số hiệu chỉnh, tính theo công thức :

0,435
0,565 2
dd dd dd nc

nc nc nc dd
λ ρ C μ
Ψ . . . 1
λ ρ C μ

       


       

       

VI.27/71[2]
(λ; ρ ; C ; µ): lấy theo nhiệt độ sôi của dung dịch (Bảng I.249/310[1])
(λ; ρ ; C ; µ)
nc
: các hằng số vật lý của nƣớc theo nhiệt độ sôi dung dịch
(λ; ρ ; C ; µ)
dd
: các hằng số vật lý của dung dịch
Thiết bị sau một thời gian sử dụng sẽ có cặn bẩn bám ở phía trong và phía ngoài
ống truyền nhiệt gây tổn thất nhiệt.

Giá trị này đƣợc tra ở Bảng V.1/4[2] (bề dày các chất này là 0,5 mm)
- Hơi nƣớc có: 







- Cặn bẩn có: 






Chọn vật liệu chế tạo ống truyền nhiệt là thép hợp kim X18H10T dày 0,002m, từ
Bảng XII.7/313[2] tra đƣợc hệ số dẫn nhiệt  và khối lƣợng riêng 
(kg/m
3
).
Khi đó có trở lực là:


 









Tổn thất nhiệt qua tƣờng ống đó là :












 

  




 


Hệ số cấp nhiệt từ ống truyền nhiệt đến dung dịch trong nồi 1:
Từ nhiệt độ sôi thực của dung dịch nồi 1, tra hằng số vật lý của nƣớc tại bảng I.249-
ST QTTB T1/310 ta đƣợc bảng số liệu:
t
s1
=
121,366
0
C
λ (W/m.độ)
ρ (kg/m
3

)
μ (N.s/m
2
)
C
p
(J/kg.độ)
Ψ
1

Nƣớc
0,686
941,77
0,0002339
4252.558
0,5851
Dung dịch
0,5802
1162,935
0,0008353
3610,8
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch NaOH đƣợc tính theo công thức:
3
p
ρ
λ A.C .ρ.
M

I.32/123[1]

15
Trong đó :
A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng; A = 3,58.

đối với chất lỏng
liên kết (nƣớc)


: là nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch NaOH, (J/kg.độ)
 : là khối lƣợng riêng của chất lỏng (tra Bảng I.2/9[1])
M : khối lƣợng phân tử mol của dung dịch NaOH
 
2
NaOH NaOH NaOH H O
n .M 1 n .MM   



là phần trăm NaOH theo mol
2
NaOH
NaOH
NaOH
NaOH NaOH
NaOH H O
x
M
n
x 100 x
MM





Nồi 1 :
NaOH1
20
40
n 0,1011
20 100 20

40 18



(phần mol)


 

  


Vậy :







 0,5851 = 2817,244 (W/m
2
.độ)









So sánh giá trị 

và 

:
11 21
11
q q 19574,973 19312,776
.100 .100 1,36% 5%
q 19574,973

  

Chấp nhận giả thiết ∆t
11
và ∆t
21
ban đầu.

Nồi 2 :
Giả thiết ∆t
12
= 1,43
0
C




 

  





 



Tra bảng trang 29[2] ta đƣợc A
2
= 182,467





















Tổn thất nhiệt qua tƣờng ống đó là :











 

  





 


Hệ số cấp nhiệt từ ống truyền nhiệt đến dung dịch trong nồi 2 là :











16
Tƣơng tự nhƣ trên, tra hằng số vật lý của nƣớc tại bảng I.249/310[1] ta đƣợc bảng
số liệu :
t
s1
=
88,055
0
C
λ (W/m.độ)
ρ (kg/m

3
)
μ (N.s/m
2
)
C
p
(J/kg.độ)
Ψ
2

Nƣớc
0,6795
966,115
0,0003189
4220,97
0,74582
Dung dịch
0,7788
1303,5
0,001370
4251,929
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch NaOH tính toán tƣơng tự nhƣ trên :
2
3
2 p2 2
2
ρ
λ A.C .ρ .
M



Hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng : A = 3,58.


Khối lƣợng phân tử mol của dung dịch NaOH :
30
40
0,1617
30 100 30
40 18
NaOH
n 


(phần mol)


 

  


Vậy :







0,74582 = 2069,786 (W/m
2
.độ)









So sánh giá trị 

và 

:
12 22
12
16253,64 16901,13
.100 .100 3,83% 5%
16253,64
qq
q

  

Chấp nhận giả thiết ∆t
12
và ∆t

22
ban đầu.
4.1.3. Xác định hệ số truyền nhiệt từng nồi để kiểm tra đối chiếu
4.1.3.1. Hệ số truyền nhiệt giữa hai lƣu thể
Theo phƣơng pháp phân phối hiệu số nhiệt độ hữu ích theo điều kiện bề mặt truyền
nhiệt các nồi bằng nhau và nhỏ nhất thì áp dụng công thức:










: hiệu số nhiệt độ hữu ích nồi thứ i


: nhiệt tải riêng trung bình nồi i





 



Suy ra :






 












