Đồ Án Thiết Bị
MỞ ĐẦU
Đường mía là một loại gia vị không thể thiếu trong cuộc sống hằng
ngày của con người. Nhưng để sản xuất loại đường này thì cần phải trải qua
nhiều công đoạn.Và cô đặc là một quá trình không thể thiếu trong quy trình
sản xuất loại đường này. Bản chất cô đặc là quá trình bốc hơi nước với mục
đích làm tăng nồng độ chất khô nhằm tạo điều khiện cho các quá trình tiếp
theo được thuận lợi.
Chính vì sự quan trọng của cô đặc nên thông qua đồ án “ Thiết kế hệ
thống thiết bị cô đặc đường mía 3 nồi xuôi chiều có buồng đốt treo” em có
thể tìm hiểu thêm về cô đặc nhiều nồi.
Và qua đây em cũng xin cảm ơn thầy đã tận tình giúp đỡ, hướng đẫn
để em có thể hoàn thành được đồ án này.
Đồ Án Thiết Bị
PHẦN 1
TỔNG QUAN
1.1. NHIỆM VỤ ĐỒ ÁN:
Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch mía đường bằng hệ 3 nồi xuôi
chiều, loại buồng đốt treo.
• Năng suất nhập liệu: 16000 Kg/h
• Nồng độ đầu: 14% khối lượng
• Nồng độ: 61% khối lượng
• Áp suất hơi đốt: 2.9 at
• Áp suất ngưng tụ: 0,3 at
1.2. Nguyên liệu và sản phẩm
1.2.1. Đặc điểm nguyên liệu
Nguyên liệu cho công đoạn cô đặc đường saccharoza là nước mía đã
được làm sạch, loại bỏ các tạp chất, tẩy màu, tẩy mùi. Sau công đoạn làm
sạch nước mía có pH khoảng 6,5- 6,8.
Thành phần chính của nước mía là đường saccharoza, một phần nhỏ là
các đường đơn (glucoza, fructoza ) và một số các chất vô cơ, hữu cơ khác

(axit amin, HNO
3
, NH
3
, protein…).
Do có hàm lượng đường cao, nước mía là môi trường thuận lợi cho vi
sinh vật phát triển nên trong quy trình sản xuất đường, nước mía phải được
chứa đựng trong, vận chuyển, xử lý trong các thiết bị kín, liên tục.
Đường saccharoza không bền về nhiệt, ở nhiệt độ cao và pH axít, nó dễ
bị biến đổi thành các đường đơn, các hợp chất có màu làm giảm hiệu suất thu
hồi đường và giảm giá thành sản phẩm. Vì vậy trong quá trình sản xuất,
người ta luôn tìm cách giảm nhiệt độ vẫn bảo và giảm thời gian dung dịch
tiếp xúc với nhiệt độ cao.
1.2.2. Đặc đểm sản phẩm
Sản phẩm ở dạng dung dịch, gồm:
- Dung môi: nước
Đồ Án Thiết Bị
- Ccas chất hòa tan: có nồng độ cao.
1.2.3. Biến đổi nguyên liệu và sản phẩm
Trong quá trình cô đặc, tính chất cơ bản của nguyên liệu và sản phẩm
biến đổi không ngừng.
 Biến đổi tính chất vật lý
Thời gian cô đặc tăng làm cho nồng độ dung dịch tăng dẫn đến tính
chất dung dịch thay đổi.
- Các đại lượng giảm: hệ số dẫn nhiệt, nhiệt dung riêng, hệ số cấp
nhiệt, hệ số truyền nhiệt.
- Các đại lượng tăng: khối lượng dung dịch, độ nhớt, tổn thất nhiệt
do nồng độ, nhiệt độ sôi.
 Biển đổi tính chất hóa học
Thay đổi pH môi trường: thường là giảm pH do các phản ứng phân

hủy amit ( vd: asparagin ) của các cấu tử tạo thành acid.
Đóng cặn: do trong dung dịch chứa một số muối Ca
2+
ít hòa tan ở nồng
độ cao, phân hủy muối hữu cơ tạo kết tủa.
Phân hủy một số vitamin.
 Biển đổi sinh học
Tiêu diệt vi sinh vật ( ở nhiệt độ cao).
Hạn chế khả năng hoạt động của các vi sinh vật ở nồng độ cao.
1.2.4 Yêu cầu chất lượng sản phẩm và giá trị sinh hóa
Thực hiện một chế độ hết sức nghiêm ngặt để:
- Đảm bảo các cấu tử quý trong sản phẩm có mùi, vị đặc trưng được
giữ nguyên.
- Đạt nồng độ và độ tinh khiết yêu cầu.
- Thành phần hóa học chủ yếu không thay đổi.
1.3. SƠ LƯỢC VỀ CÔ ĐẶC:
1.3.1. Khái niệm:
Cô đặc là phương pháp thường được dùng để tăng nồng độ một cấu tử
nào đó trong dung dịch 2 hay nhiều cấu tử. tùy theo tính chất của cấu tử khó
Đồ Án Thiết Bị
bay hơi hay dễ bay hơi ta có thể tách một phần dung môi (cấu tử dễ bay hơi
hơn) bằng phương pháp nhiệt độ (đung nóng) hay bằng phương pháp kết tinh.
Trong đồ án này ta dùng phương pháp nhiệt. trong phương pháp nhiệt, dưới
tác dụng của nhiệt (đun nóng), dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng
thái hơi khi áp suất riêng phần của nó bằng áp suất bên ngoìa tác dụng lên bề
mặt thoáng của dung dịch ( tức khi dụng dịch sôi). Để cô đặc các dung dịch
không chịu được nhiệt độ cao (như dung dịch đường) đòi hỏi phải cô đặc ở
nhiệt độ đủ thấp ứng với áp suất cân bằng ở mặt thoáng thấp.
1.3.2. Phân loại thiết bị cô đặc:
Thiết bị cô đặc được chia làm 3 nhóm:

- Nhóm 1: Dung dịch được đối lưu tự nhiên hay tuần hoàn tự nhiên.
Thiết bị dạng này dùng để cô đặc các dung dịch khá loãng, độ nhớt thấp, đảm
bảo sự tuần hoàn tự nhiên của dung dịch dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt.
- Nhóm 2: Dung dịch đối lưu cưõng bức hay tuần hoàn cưỡng bức.
Thiết bị trong nhóm này được dùng cho các dung dịch khá sệt, độ nhớt cao,
giảm được sự bám cặn hay kết tinh từng phần trên bề mặt truyền nhiệt.
- Nhóm 3: Dung dịch chảy thành nàng mỏng, màng có thể chảy ngược
xuôi xuống. Thiết bị nhóm này chỉ cho phép dung dịch chảy thành màng qua
bề mặt truyền nhiệt một lần tránh sự tác dụng nhiệt độ lâu làm biến chất một
số thành phần của dung dịch.
Đối với mỗi nhóm thiết bị đều có thể thiết kế buồng đốt trong hay
buồng đốt ngoài. Tùy theo điều kiện của dung dịch mà ta có thể sử dụng cô
đặc ở điều kiện chân không, áp suất thường hay áp suất dư.
1.3.3. Hệ thống cô đặc chân không nhiều nồi xuôi chiều
Trong thực tế sản xuất khi cần cô đặc một dung dịch từ nồng độ khá
loãng lên nồng độ khá đặc thì người ta dùng các hệ cô đặc nhiều nồi công
nghiệp thông dụng: hệ xuôi chiều và ngược chiều.
Hệ xuôi chiều thích hợp để cô đặc các dung dịch mà chất tan dễ biến
tính và nhiệt độ cao như dung dịch nước đường hay dung dịch nước trái cây,
thực phẩm. Vì trong hệ xuôi chiều các nồi đầu có áp suất và nhiệt độ cao hơn
các nồi sau nên sản phẩm được hình thành ở nồi có nhiệt độ thấp nhất.
Đồ Án Thiết Bị
 Những yêu cầu đối với thiết bị cô đặc:
- Khoảng không gian nước mía cần nhỏ nhất, không có khoảng không
chết.
- Nước mía lưu lại trong nồi với thời gian nhỏ nhất.
- Có hệ số truyền nhiệt lớn.
- Hơi đốt phải đảm bảo phân bố đều trong không gian bên ngoài giữa
các ống của dàn ống ( đảm bảo nhiệt phân bố đều cho các ống của dàn ống ).
- Tách ly hơi thứ cấp tốt, đảm bảo hơi thứ cấp sạch để cho ngưng tụ

(không làm bẩn bể mặt ngưng )lấy nhiệt cấp cho nồi tiếp theo.
- Đảm bảo thoát khí không ngưng tốt. Vì khí không ngưng ở phòng đốt
cần thoát ra bình thường. Sự tồn tại của khí không ngưng trong phòng đốt sẽ
làm giảm hệ số cấp nhiệt của hơi và do đó giảm năng suất bốc hơi.
- Đảm bảo thoát nước ngưng dễ dàng. Việc thoát nứoc ngưng tụ có liên
quan chặt chẽ đến tốc độ bốc hơi. Nếu có một nồi nào đó thoát nước ngưng
không tốt, nước ngưng đọng lại nhiều trong phòng đốt, làm giảm lượng hơi
đốt vào phòng và ảnh hưởng đến tốc độ bốc hơi.
- Thiết bị đơn giản, diện tích đốt dễ làm sạch.
- Thao tác khống chế đơn giản, tự động hóa dễ dàng.
1.4. Quy trình công nghệ
1.4.1. Quy tình công nghệ:
1.4.2. Nguyên lý hoạt động của thiết bị cô đặc
Nguyên liệu được nhập liệu vào nồi cô đặc sẽ trao đổi nhiệt với hơi
thông qua các ống ruyền nhiệt sẽ sôi và trở nên nhẹ hơn vầ được tuần hoàn
trở lên phía buồng bốc. Tại đây,xảy ra quá trình đối lưu giữa hơi đốt và dung
dịch, hơi nước được tách ra khỏi dung dịch, dung dịch di chuyển xuống đáy
thiết bị rồi lại được đẩy lên trên.
Sau nhiều lần như vậy, hơi nước tách khỏi dung dịch càng nhiều nồng
độ dung dịch càng tăng, độ nhớt dung dịch tăng. Do đó, tốc độ chuyển động
dung dịch càng chậm lại về sau. Quá trình kết thúc khi dung dịch đã đạt được
nồng độ theo yêu cầu.
Đồ Án Thiết Bị
Tốc độ chuyển động tuần hoàn càng tăng thì hệ số cấp nhiệt về phía
dung dịch càng tăng, quá trình bốc hơi xảy ra càng mạnh mẽ, nồng độ chất
tan càng nhanh chóng đạt yêu cầu và ngược lại. Tuy nhiên sẽ hao phí năng
lượng khuấy.
1.4.3. Nguyên tắc hoạt động của hệ thống
Dung dịch từ bể chứa nhuyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn cao
vị dung dịch chảy qua lưu lượng kế xuống thiết bị gia nhiệt và được gia nhiệt

đến nhiệt độ sôi rồi đi vào nồi cô đặc thứ 1 để thực hiện quá trình bốc hơi.
Dung dịch sau khi cô đặc ở nồi 1 được dẫn ra ở phía dưới để đi vào nồi cô
đặc 2. Hơi thứ được đi ra theo của phía trên của thiết bị nồi 1 được làm hơi đốt
cho nồi 2 và hơi thứ nồi 2 làm hơi đốt cho nồi 3. Khí không ngưng theo ống dẫn
ở phía dưới thiết bị. Quá trình cô đặc tiếp tục diễn ra trong các nồi 2, nồi 3.
Dung dịch sau khi cô đặc đến nồng độ theo yêu cầu được tháo liệu đi vào bể
chứa. Hơi thứ và khí không ngưng sinh ra ở nồi 3 đi vào thiết bị baromet, một
phần ngưng tụ thành lỏng chảy ra ngoài bồn chứa, phần không ngưng qua bộ
phận tách lỏng để chỉ còn khí khô được bơm chân không hút ra ngoài.
Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc: phần dưới của thiết bị là buồng
đốt gồm có nhiều ống truyền nhiệt. Hơi đốt đi trong ống còn dung dịch đi
ngoài ống.
Đồ Án Thiết Bị
PHẦN 2
CÂN BẰNG VÂT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
2.1. CÂN BẰNG VẬT CHẤT
Đối với số liệu của cả hệ thống:
Năng suất nhập liệu: G
đ
= 16000kg/h
Nồng độ dung dịch nhập liệu: x
đ
= 0,14
Nồng độ dung dịch sản phẩm: x
c
= 0,61
2.1.1. Xác định lượng hơi tứ bốc ra khỏi hệ thống (W):
Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:
d c
G G W

= +
(1)
Viết cho cấu tử phân bố:
d d c c w
G x G x W x× = × + ×
Xem như lượng hơi thứ không mất mát, ta có:
d d c c
G x G x× = ×
(2)
Vậy, từ (1) và (2) lượng hơi bốc ra của toàn hệ thống được xác định:
14
1 16000 1
61
d
d
c
x
W G
x
 
 
= − = −
 ÷
 ÷
 
 
=12327,87 (kg/h)
2.1.2. Xác định nồng độ cuối của mỗi nồi:
Ta có:
1 2 3

W W W W= + +
Lượng hơi thứ bốc ra ở mỗi nồi là khác nhau:
- Giả thiết tỉ lệ hơi thứ bốc lên:
1 2
2 3
1
W W
m
W W
= = =
,
2,11 ≤≤ m
Vậy ta tính được: W
1
= 4109,29 (kg/h)
W
2
= 4109,29 (kg/h)
Đồ Án Thiết Bị
W
3
= 4109,29 (kg/h)
- Nồng độ x
i
của sản phẩm tại các nồi:
Nồi 1:
1
1
14
16000 18,84

16000 4109,29
d
d
d
G
x x
G W
= = =
− −
%
Nồi 2:
2
1 2
14
16000 28,79
16000 4109,29 4109,29
d
d
d
G
x x
G W W
= = =
− − − −
%
Nồi 3:
3
1 2 3
14
16000 61

16000 4109,29 4109,29 4109,29
d
d
d
G
x x
G W W W
= = =
− − − − − −
%
Suất lượng dung dịch ở các nồi:
Nồi 1:
1
16000
d d
G G
= =
kg/h
Nồi 2:
112
WGGG
dcd
−==
2 2 2 1 2c d d
G G W G W W= − = − −
Nồi 3:
3 2 1 2d c d
G G G W W= = − −
3 3 3c d d
G G W G W

Σ
= − = −
2.2. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG
2.2.1. Xác định áp suất của mỗi nồi:
Gọi P
1
, P
2
, P
3
, P
nt
: là áp suất ở nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ.
∆
P
1
: hiệu áp suất của nồi 1 so với nồi 2.
∆
P
2
: hiệu áp suất của nồi 2 so với nồi 3.
∆
P
3
: hiệu áp suất của nồi 3 so với thiết bị ngưng tụ.
∆
P

:Hiệu số áp suất của cả hệ thống:
Giả sử rằng sử dụng hơi đốt để dùng bốc hơi và đun nóng là hơi nước

bão hòa.
Ta có:
1 nt
P P P∆ = −
= 2,9 - 0,3 =2,6 (at).
1 2 3
2,6P P P P∆ = ∆ + ∆ +∆ =
(at).
Đồ Án Thiết Bị
- Giả thiết phân phối hiệu áp suất giữa các nồi:
1 2
2 3
2,1
P P
P P
∆ ∆
= =
∆ ∆
Suy ra:
∆
P
1
= 1,527 (at)
∆
P
2
= 0,727 (at)
∆
P
3

= 0,346 (at).
2.2.2. Xác định nhiệt độ trong các nồi:
Gọi: t
hd1
, t
hd2
, t
hd3
, t
nt
:nhiệt độ đi vào nồi 1, 2, 3 thiết bị ngưng tụ.
t
ht1
, t
ht2
, t
ht3
:nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2, 3.
Giả sử tổn thất nhiệt độ do trở lực trên đường ống gây rakhi chuyển từ
nồi 1 sang nồi 2 là 1
0
C.
t
ht1
= t
hd2
+ 1
t
ht2
= t

hd3
+ 1
t
ht3
= t
nt
+ 1
Tra bảng I.250, STQTTB, T1/Trang 312.
I. 251, STQTTB, T1/Trang 314.
Bảng 2.1: Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi:
Nồi 1 Nồi 2
Nồi 3
Thiết bị ngưng
tụ
Áp
suất
(at)
Nhiệt
độ
(
0
C)
Áp
suất
(at)
Nhiệt
độ
(
0
C)

Áp
suất
(at)
Nhiệt
độ
(
0
C)
Áp
suất
(at)
Nhiệt
độ
(
0
C)
Hơi
đốt
2,9 131,6 1,373 108,09 0,646
87,25
0,3 68,7
Hơi
thứ
1,42 109,09 0,67 88,25 0,31
69,7
Đồ Án Thiết Bị
2.2.3. Xác định tổn thất nhiệt độ:
2.2.3.1. Tổn thất nhiệt độ 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 của nhiệt độ sôi của dung dịch và dung
môi nguyên chất gọi là tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra.
Ta có:
'∆ =
t
0
sdd
– t
0
dmnc
( ở cùng áp suất)
Áp dụng công thức Tisenco:
2
0
' ' 16,2
T
r
∆ = ∆ × ×
Trong đó: T
s
: là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (
0
K)
Với
273 '
i
T t
= +
(t’

i
: nhiệt hóa hơi của nồi thứ i)

'∆
: tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở áp suất thường gây ra.
r : ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg).
Bảng 2.2: Hình V1.2 tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra của dung dịch
Đường phụ thuộc vào nồng độ ở áp suất thường/Trang 60.
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3
Nồng độ dung
dịch (% khối
lượng)
18,84 28,79 61
0
'∆
(
0
C) 0,253 0,455 3,2
Bảng 2.3: Tra bảng I.251, STQTTB,T1/Trang 314
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3
Áp suất hơi thứ (at) 1,42 0,67 0,31
Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2236.10
3
2289,9.10
3
2334,4.10
3
Nồi 1:
Đồ Án Thiết Bị
( ) ( )

2 2
1
0
3
1
' 273 109,09 273
' ' 16,2 0,253 16,2 0,268
2236 10
t
r
+ +
∆ = ∆ × × = × × =
×
(
0
C)
Nồi 2:
( ) ( )
2 2
2
0
3
2
' 273 88,25 273
' ' 16,2 0,455 16,2 0,420
2289,9 10
t
r
+ +
∆ = ∆ × × = × × =

×
(
0
C)
Nồi 3:
( ) ( )
2 2
3
0
3
3
' 273 69,7 273
' ' 16,2 3,2 16,2 2,608
2334,4 10
t
r
+ +
∆ = ∆ × × = × × =
×
(
0
C)
Vậy, tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:
1 2 3
' ' ' ' 0,268 0,420 2,608 3,296∆ = ∆ + ∆ + ∆ = + + =
(
0
C)
2.2.3.2. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (
''∆

):
Trong lòng dung dịch, càng xuống sâu nhiệt độ sôi của dung dịch càng
tăng do áp lực của cột chất lỏng (hiệu ứng áp suất thủy tĩnh gây ra). Đối với
trên bề mặt của chất lỏng có nhiệt độ sôi trung bình (thường chọn ở giữa ống
truyền nhiệt) và trên mặt thoáng gọi là tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh.
( )
''
p
P P
t t
+∆
∆ = −
Với:
( )
P P
t
+∆
: nhiệt độ sôi ứng với P
tb.
p
t
: nhiệt độ sôi tại mặt thoáng của dung dịch.
Tính áp suất thủy tĩnh của chất lỏng ở độ sâu trung bình:
Theo CT VI.12,STQTTB,T2/Trang 60; ta có:
2
0 1
2
tb d ds
h
P P h g

ρ
 
= + + ×
 ÷
 

, N/m
2
0tb
P P P= + ∆
với
1
2
dds op
P g H
ρ
∆ = × × ×
(N/m
2
)
Trong đó: P
0
: là áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch.
P∆
: chênh lệch áp suất bề mặt dung dịch đến giữa ống (N/m
2
)
dd
ρ
: khối lượng riêng của dung dịch (kg/m

3
).
h : là chiều cao ống truyền nhiệt (m).
d ds
ρ
: là

khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m
3
).
Đồ Án Thiết Bị
g : là gia tốc trọng trường (g = 9,81 m/s
2
).
Chấp nhận ở áp suất làm việc:
2
d d
d ds
ρ
ρ
=
H
op
:chiều cao thích ứng tính theo kính quan sát mực chất lỏng:
( )
0
0,26 0,0014
op dd dm
H H
ρ ρ

= + − × 
 

Tra bảng I.86, STQTTB, T1/T59, 60, 61 ta được
dd
ρ
I.5, STQTTB, T1/T11, 12 ta được
dm
ρ
Số liệu được biễu diễn theo bảng như sau:
Bảng 2.4
x
c
(%) t’ (
0
C) P
’

(at)
dd
ρ
(kg/m
3
)
dm
ρ
(kg/m
3
)
d ds

ρ
Nồi 1 18,84 109,09 1,42 1077,736 951,67 538,868
Nồi 2 28,79 88,25 0,67 1123,223 966,499 561,612
Nồi 3 61 69,7 0,31 1294,64 977,977 647,32
Coi dung dịch trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng
nhiệt độ đang xét. Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
0
= 2m. Ta có:
Nồi 1:
( )
1
0,26 0,0014 1077,736 951,67 .2 0,873
op
H
= + − = 
 

5
1
1
538,868 9,81 10 0,873 0,023
2
P
−
∆ = × × × × =
(at)

1tb
P
= 1,42 + 0.023 = 1,443 (at)

Tra bảng I.251, STQTTB, T1/ T 314 ứng với
1tb
P
ta được
1 1tb s
t t=

=
109,56
0
C
Ứng với :
01
1,61P
=
(at)
1 1
' ' 109,09 0,268 109,358
p
t t
= + ∆ = + =
0
C

1 1
''
s p
t t∆ = −
= 109,56 – 109,358 =0,202
0

C
Nồi 2:
( )
2
0,26 0,0014 1123,223 966,499 2 0,959
op
H
= + − × = 
 
(m)

5
2
1
561,612 9,81 10 0,959 0,026
2
P
−
∆ = × × × × =
(at)
Đồ Án Thiết Bị

2
0,67 0,026 0,696
tb
P = + =
(at)
Tra bảng I.251, STQTTB, T1/ T 314 ứng với
2tb
P

ta được
2 2s tb
t t=
=
89,148
0
C
Ứng với :
02
0,8P
=
(at)
2 2
' ' 88,25 0, 420 88,670
p
t t
= + ∆ = + =
0
C

2 2
''
s p
t t
∆ = −
= 89,148 – 88,670 = 0,478
0
C
Nồi 3:
( )

3
0,26 0,0014 1294,64 977,977 2 1,407
op
H
= + − × =
 
 

5
3
1
647,32 9,81 10 1, 407 0,045
2
P
−
∆ = × × × × =

3
0,31 0,045 0,355
tb
P
= + =
(at)
Tra bảng I.251, STQTTB, T1/ T 314 ứng với
3tb
P
ta được
3 3
'
s

t t=
=
72,385
0
C
Ứng với :
01
0,355P
=
(at)
3 3
' ' 69,7 2,608 72,308
p
t t
= + ∆ = + =
0
C

3 3
''
s p
t t
∆ = −
= 72,385 – 72,308 = 0,077
0
C
Vậy ta có: tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh là:
1 2 3
'' '' '' '' 0,202 0,478 0,077 0,757
∆ = ∆ + ∆ + ∆ = + + =

0
C
2.2.3.3. Tổn thất do trở lực thủy lực (
'''∆
):
Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi 1
sang nồi 2, từ nồi 2 sang nồi 3 và từ nồi 3 sang thiết bị ngưng tụ là 1
0
C.
Do đó:
1
'''
∆
= 1
0
C
2
'''
∆
= 1
0
C
3
'''∆
= 1
0
C

1 2 3
''' ''' ''' ''' 3∆ = ∆ + ∆ + ∆ =

0
C
Đồ Án Thiết Bị
2.2.3.4. Tổn thất nhiệt độ do toàn hệ thống:
' '' ''' 3,296 0,757 3 7,053
∆ = ∆ + ∆ + ∆ = + + =
0
C
2.2.3.5. Hiệu số hữu ích trong toàn hệ thống và trong từng nồi:
Cho từng nồi:
Nồi 1:
( )
1 1 2 1
131,6 108,09 0,268 0,202 1 22,04
i
t T T
∆ = − − ∆ = − − + + =
∑

0
C
Nôi 2:
( )
2 2 3 2
108,09 87,25 0,420 0,478 1 18, 492
i
t T T
∆ = − − ∆ = − − + + =
∑


0
C
Nồi 3:
( )
3 3 3
87,25 68,7 2,608 0,077 1 14,865
nt
ti T t
∆ = − − ∆ = − − + + =
∑

0
C
Cho toàn hệ thống:
1
131,6 68,7 7,053 55,847
h chung nt
t T t∆ = − ∆ = − − ∆ = − − =
∑ ∑

0
C
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi 1:
1 1 1i s
t T t∆ = −
suy ra t
S1
= T
1

-
1i
t∆
= 131,6 – 22,04= 109,56
0
C
Noài II:
2 2 2i s
t T t∆ = −
suy ra t
S2
= T
2
-
2i
t∆
= 108,09 – 18,942= 89,148
0
C
Noài III:
3 3 3i s
t T t∆ = −
suy ra t
S3
= T
3
-
3i
t∆


=87,25 – 14,865 = 72,385
0
C
2.2.4. Cân bằng nhiệt lượng:
2.2.4.1. Tính nhiệt lượng riêng của dung dịch các nồi:
Áp dụng CT I.50, STQTTB, T
1
/T153:
C = 4190 - ( 2514 – 7,542t )x (J/Kg.ñoä)
Trong đó:
T: nhiệt độ của dung dịch
X: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng.
Nhiệt độ dung dịch ban đầu ( t
d
= 109,56
0
C, x= 14%)
C
d
= 4190 – (2514 – 7,542*109,56)*0,14 = 3953,722(J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1:
( t
s1
= 109,56
0
C, x = 18,84%)
C
1
= 4190 – ( 2514 – 7,542*109,56)*0,1884= 3872,038 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2:

(t
s2
= 89,148
0
C, x = 28,79%)
Đồ Án Thiết Bị
C
2
= 4190 – ( 2514 – 7,542*89,148)*0,2879= 3659,790 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 3: (t
s3
= 72,385
0
C, x = 61%)
C
3
= 4190 – ( 2514- 7,542*72,385)*0,61= 2989,470(J/Kg.độ)
2.2.4.2. Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng:
Hình 2.1. sơ đồ cấp nhiệt và tổn thất nhiệt của 3 nồi.
Nồi 1:
D.i + G
d
.C
d
.t
d
= W
1
.i
1

+ (G
d
– W
1
)C
1
.t
1
+ D.C
n1
. θ
1
+ Q
xq1
Nồi 2:
W
1
.i
1
+ (G
d
–W
1
)C
1
.t
1
= W
2
.i

2
+ (G
d
– W
1
–W
2
)C
2
.t
2
+ W
1
.C
n2
.θ
2
+ Q
xq2
Nồi 3:
W
2
.i
2
+ (G
d
–W
1
–


W
2
)C
2
.t
2
= W
3
.i
3
+ (G
d
– W)C
3
.t
3
+ W
2
.C
n3
.θ
3
+ Q
xq3
Trong đó:
D : lượng hơi đốt dùng cho hệ thống (kg/h)
i, i
1
, i
2

, i
3
: hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi 1, hơi thứ nồi 2, hơi thứ
nồi 3 (J/kg)
t
d
, t
1
, t
2
, t
3
: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1, nồi 2 và nồi 3 của dung
dịch (
0
C)
C
d
,

C
1
, C
2
, C
3
:nhiệt dung riêng ban đầu, ra khỏi nồi 1, nồi 2 và nồi 3
của dung dịch (J/kg.độ)
Đồ Án Thiết Bị
θ

1
, θ
2
, θ
3
: nhiệt độ nước ngưng của nồi 1, nồi 2, nồi 3 (
0
C)
C
n1
, C
n2
, C
n3
: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1, nồi 2, nồi 3
(J/kg.độ)
Q
xq1
,Q
xq2
, Q
xq3
: nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh (J)
G
d
: lượng dung dịch lúc ban đầu (kg/h)
Chọn hơi đốt, hơi thứ là hơi bão hòa, nước ngưng là chất lỏng sôi ở
cùng nhiệt độ, khi đó ta có:
i - C
n1

. θ
1
= r(θ
1
) ; i - C
n2
. θ
2
= r(θ
2
) ; i - C
n3
. θ
3
= r(θ
3
)
Bảng 2.5:
Tra bảng I.250,STQTTB,T1/Trang 312
I.249,STQTTB,T2/Trang 310
Ta có:
Nồi
Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch
T (
0
C) I.10
3
(J/kg)
C
n

(J/kg.độ)
t’ (
0
C) i.10
3
(J/kg)
C
(J/kg.độ)
t
s
(
0
C)
1 131,6 2728,24 4269,36 109,09 2694,362
3872,03
8
109,56
2 108,09 2692,56 4230,517 88,25 2658,85 3659,790 89,148
3 87,25 2657,05 4232,25 69,7 2625,770 2989,476 72,385
Cho: Q
xp1
= 0.05.D.(i – C
ng1
. θ
1
)
Q
xp2
= 0.05.W.(i
1

– C
ng2
. θ
2
)
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là:
1
4174,137W =
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 là:
2
4120,671W =
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 3 là:
W
3
= W – W
1
–W
2
= 12327,87-
4174,137
-
4120,671
=
4033,062
2.2.4.3. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
1
4174,137 4109,29
100% 1,55%
4174,137
η

−
= =
Đồ Án Thiết Bị
2
4120,6 4109,29
100% 0,28%
4120,6
η
−
= =
3
4033,062 4109,29
100% 1,89%
4033,062
η
−
= =
2.2.4.4. Lượng hơi đốt dùng cho cô đặc:
Lượng hơi đốt tiêu tốn chung là:
1 1 1 1 1
1 1
( ) W ( )
0,95( )
16000.109,56(3953,722 3872,038) 4174,137(2694,362 3872,038.109,56)
0,95.(2728240 4269,36.131,6)
4673,833 /
d d d
n
G t C C i C t
D

I C
kg h
θ
− + −
=
−
− + −
=
−
=
Lúc này: Nồng độ dung dịch trong các nồi:
1
1
14
1600 18,94%
w 16000 4174,137
d
d
d
x
x G
G
= = =
− −
2
1 2
14
1600 29,07%
w w 16000 4174,137 4120,671
d

d
d
x
x G
G
= = =
− − − −
3
1 2 3
14
1600 61%
w w w 16000 4174,137 4120,671 4033,062
d
d
d
x
x G
G
= = =
− − − − − −
Đồ Án Thiết Bị
PHẦN 3
TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT
3.1 Tính bề mặt truyền nhiệt (
F
∑
)
Xác định các thông số cơ bản của dung dịch
3.1.1 Độ Nhớt (
µ

):
Ta dùng công thức Pavolov:
1 2
1 2
onst
t t
K c
θ θ
−
= =
−
Với: t
1
,t
2
: là nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt
21
,
µµ
.

21
,
θθ
:là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tưng ứng.
Nên:
1 2 1 2
1 2
1 2
t t t t

K
K
θ θ
θ θ
− −
= → = +
−
. (1)
Chọn chất chuẩn là nước
Nồi 1: Nồng độ dung dịch:
1
18,94%x =
Tại nhiệt độ:
0
1
0
2
40
30
t C
t C

=


=



Tra bảng I.112, STQTTB T1/T114ta được độ nhớt dung dịch:

3 2
1
3 2
2
1,084.10 . /
1,351.10 . /
N s m
N s m
µ
µ

=


=


Ứng với nhiệt độ của nước là:
0
1
0
2
16,964
8,875
C
C
θ
θ

=



=


( Tra bảng I.102; ST
QTTB T
1
/T
94
)
40 30
1,236
16.964 8,875
K
−
⇒ = =
−
Nồi 1 có t
s
=109,56
0
C
0
109,56 30
8,875 73,244( )
1,236
s
C
θ

−
⇒ = + =
Tra bảng I.102, STQTTB T1/T94 :
3 2
1
0,389.10 ( . / )N s m
µ
−
=
Nồi 2: Nồng độ dung dịch:
2
29,07%x =
Tại nhiệt độ:
0
1
0
2
60
50
t C
t C

=


=



Đồ Án Thiết Bị

Tra bảng I.112, STQTTB T1/T114ta được độ nhớt dung dịch:
3 2
1
3 2
2
1,340.10 . /
1,662.10 . /
N s m
N s m
µ
µ

=


=


Ứng với nhiệt độ của nước là:
0
1
0
2
9,158
2,204
C
C
θ
θ


=


=


(Tra bảng I.102; ST
QTTB T
1
/T
94
)
60 50
1, 438
9,158 2,204
K
−
⇒ = =
−
Nồi 2 có t
s
=89,148
0
C
0
89,148 50
2,204 29,428( )
1,438
s
C

θ
−
⇒ = + =
Tra bảng I.102, STQTTB T1/T94 :
3 2
2
0,817.10 ( . / )N s m
µ
−
=

Nồi 3: Nồng độ dung dịch:
3
61%x =
Tại nhiệt độ:
0
1
0
2
75
70
t C
t C

=


=




Tra bảng I.112, STQTTB T1/T114ta được độ nhớt dung dịch:
3 2
1
3 2
2
1,690.10 . /
1,767.10 . /
N s m
N s m
µ
µ

=


=


Ứng với nhiệt độ của nước là:
0
1
0
2
1,707
0,41
C
C
θ
θ


=


=


( Tra bảng I.102; ST
QTTB T
1
/T
94
)
75 70
3,86
1,707 0,41
K
−
⇒ = =
−
Nồi 3 có t
s
= 72,39
0
C
0
72,392 70
0,41 1,03( )
3,86
s

C
θ
−
⇒ = + =
Tra bảng I.102, STQTTB T1/T94 :
3 2
3
1,729.10 ( . / )N s m
µ
−
=

3.1.2 Hệ số truyền nhiệt của dung dịch:
t
m1
T q
2
t
T1
t
T2
q
1
t
2
q t
m2
Đồ Án Thiết Bị
3
dd

. . .
p
AC
M
ρ
λ ρ
=
(w/mđộ) (công thức I.32, STQTTB, T1/T123)
Với A : hệ số tỷ lệ, phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng đối
với nước.
p
C
: nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng (J/kg.độ).
ρ
: khối lượng riêng (kg/m
3
).
M : là khối lượng mol của chất lỏng.
Chọn A=3,58.10
-8
.
M= m
i
.M
dd
+(1-m
i
)M
nước
.

Mà
1
dd
dd
1
i
i i
nuoc
x
M
m
x x
M M
=
−
+
Nồi 1 :
1
0,1894
342
0,012
0,1894 1 0,1894
342 18
m = =
−
+
⇒
M
1
=0,012.342+(1-0,012).18=21,888

8
3
1
1078,176
3,58.10 .3872,038.1078,176 0,548
21,888
λ
−
⇒ = =
(w/m.độ)
Nồi 2 :
2
0,2907
342
0,021
0,2907 1 0,2907
342 18
m = =
−
+
⇒
M
2
=0,021.342+(1-0,021).18=24,804
8
3
2
112
3,58.10 .3659,790.1124,549. 0,525
24,804

λ
−
⇒ = =
(w/m.độ)
Nồi 3 :
3
0,61
342
0,076
0,61 1 0,61
342 18
m = =
−
+
⇒
M
1
=0,076.342+(1-0,076).18=42,624
8
3
3
1294,64
3,58.10 .2989,476.1294,64. 0,43
42,624
λ
−
⇒ = =
(w/m.độ)
Đồ Án Thiết Bị
3.1.3 Hệ số cấp nhiệt (

α
)
3.1.3.1. Hơi ngưng tụ(
1
α
)
4
1
1
.
.04,2
tH
r
A
∆
=
α
theo công thức V.101, STQTTB T2/ T28
Với: r: ẩn nhiệt ngưng(J/kg)
H:chiều cao ống truyền nhiệt(H=2m)
4
2
.
µ
λρ
=A
là hệ số phụ thuộc t
m

với t

m
= 0,5.(t
t
-t
bh
)
11 Thd
ttt −=∆
với t
T1
là nhiệt độ thành ống về phía ngưng tụ
Nồi 1: Chọn
1
1,72t∆ =

1
1 1T
t T t= − ∆ =
131,6 – 1,72 = 129,88
1
1 1
0,5( )
T
tm t T= +
= 0,5 ( 129,88 – 131,6 ) = 130,74
→
A
1
= 191,222
Tra bảng I.250 STQTTB, T1 /T313

1
3
1,
2174,52.10 ( / )
n
r J Kg=
3
4
1 1
2174,52.10
, 2,04.191,222 10999,407
2.1,72
n
α
= =
( W/m.độ )
1
1 1 1, 1
.
n
q n t
α
⇒ = ∆ =
10999,407 . 1,72 =18918,980 ( W/m
2
)
Nồi 2 Chọn
1
1, 27t∆ =
1

2 1
108,09 1,27 106,82
T
t T t= − ∆ = − =
( )
( )
1 1
2
0,5 0,5 106,82 108,09 107,455
m T
t t T= + = + =
(
0
C)
2
182,355A⇒ =
Tra bảng I.250, STQTB, T1/ T313
( )
1
3
1,
2239,348.10 /
n
r J Kg=
⇒

2
3
4
1,

2239,348.10
2,04.182,355 11399,080
2.1, 27
n
α
= =
(W / m
2
độ )
Đồ Án Thiết Bị
⇒

2 1
1, 1, 1
. 11399,080.1,27 14476,832
n n
q t
α
= ∆ = =
Nồi 3 Chọn
1
0,73t∆ =
( )
1
3 1
87,25 0,73 86,52
o
T
t T t C= − ∆ = − =
( )

( )
1
0,5 86,52 87,25 86,885
o
m
t C= + =
⇒
A
3
= 172,443
Tra bảng I 250 STQTTB, T
1
/T
313
3
3
4
1,
2291,6.10
2,04.172,443. 12451,516
2.0,73
n
r = =
( W/m
2
độ )
⇒

3 3
1, 1, 1

. 12451,516.0,73 9089,607
n n
q t
α
= ∆ = =
( W/m
2
)
3.1.3.2. Về phía dung dịch sôi (
2
α
)
Ta có
n
αϕα
.
2
=

Với:
ϕ
:hệ số hiệu chỉnh

n
α
:hệ số cấp nhiệt của nước
Mà
435,0
2565,0
2

222
.









































=
d
n
n
d
n
d
n
d
C
C
µ
µ
ρ
ρ
λ
λ
ϕ

(1)
2,33 0,5
2
0,145 .
n
t p
α
= ∆
(2)
Trong đó: P là áp suất hơi thứ
Ta có:
r =
∑
r
1
+ r
2
+ r
3
Chọn theo bảng V.1 STOTTB, T2/T4
1 2
r r r
δ
λ
= + +
∑
Trong đó :
r
1
là nhiệt độ của lớp hơi nước

1
r
δ
λ
=
là nhiệt độ của Đường
δ
là bề dày ống truyền nhiệt (
δ
= 2mm)
λ
là hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt
3
r
là nhiệt độ của lớp cặn bẩn
Đồ Án Thiết Bị
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là có
λ
= 16,3 W/m độ
(tra bảng XII 7, STQTTB, T2/T313 )
3 3 3 3
1
2
0,232.10 10 0,387.10 0,742.10
16,3
r
− − − −
⇒ = + × + =
∑
(m độ / W )

Nồi 1: tại
1 2
0
109,56
s s
t t C= =
Ta có :
1
3 0
1, 1
. 18918,980.0,742.10 14,038( )
n
t q r C
−
∆ = = =
∑
2 1
0
129,88 14,038 115,842( )
T T
t t t C⇒ = − ∆ = − =
Hệ số cấp nhiệt của nước :
1
0
2 2
115,842 109,56 6,282( )
T
t t t C∆ = − = − =
Áp suất hơi thứ tại nồi 1:
5 2

1
1, 42.98100 1,39.10 ( / )
ht
p N m= =
Vậy
1
2,33 5 0,5
,
0,145(6,282) (1,39.10 ) 3912,403
n n
α
= =
(w/m
2
.độ)
Tra bảng I.294.STQTTB,T1/T311

1
3 2
0,260.10 ( / )
n s
N m
µ
−
=

1
4232,428
n
C =

(J/kg.độ)

1
0,684
n
λ
=
(w/m
2
.độ)

1
2
951,326( / )
n
kg m
ρ
=
1
3
0,565 2 0,435
3
0,548 1078,176 3872,038 0,26.10
( ) [( ) .( ).( )] =0,794
0,684 951,326 4232,428 0,389.10
n
ϕ
−
−
⇒ =

Nên :
1 1
2, 1 ,
. 0,794.3912,403 3106,448
n n n
α ϕ α
= = =
(w/m
2
.độ)
1 1 1
2
2, 2, 2,
. 6,282.3106,448 19514,706(w/m )
n n n
q t
α
⇒ = ∆ = =
Nên ta có :
1
|18918,980 19514,706 |
3,05%
19514,706
η
−
= =
<5%
Nhiệt tải trung bình :
1 1
1, 2,

2
2
18918,980 19514,706
19216,843(w/m )
2 2
n n
q q
Q
+
+
= = =
Nồi 2: tại
2 2
0
89,148
s s
t t C= =
Ta có :
2
3 0
1, 3
. 14476,832.0,742.10 10,742( )
n
t q r C
−
∆ = = =
∑
2 1
0
106,82 10,742 96,078( )

T T
t t t C⇒ = − ∆ = − =
Hệ số cấp nhiệt của nước :
2
0
2 2
96,078 98,148 6,93( )
T
t t t C∆ = − = − =
Đồ Án Thiết Bị
Áp suất hơi thứ tại nồi 1:
4 2
1
0,67.98100 6,57.10 ( / )
ht
p N m= =
Vậy
2
2,33 4 0,5
,
0,145(6,93) (6,57.10 ) 3381,109
n n
α
= =
(w/m
2
.độ)
Tra bảng I.294.STQTTB,T1/T311

2

3 2
0,318.10 ( / )
n s
N m
µ
−
=

2
4256,924
n
C =
(J/kg.độ)

2
0,68
n
λ
=
(w/m
2
.độ)

2
2
965,862( / )
n
kg m
ρ
=

2
3
0,565 2 0,435
3
0,525 1124,549 3659,790 0,316.10
( ) [( ) .( ).( )] =0,613
0,68 965,862 4256,924 0,817.10
n
ϕ
−
−
⇒ =
Nên :
2 2
2, 2 ,
. 0,613.3381,109 2072,62
n n n
α ϕ α
= = =
(w/m
2
.độ)
2 2 2
2
2, 2, 2,
. 6,93.2072,62 14363,257(w/m )
n n n
q t
α
⇒ = ∆ = =

Nên ta có :
2
14476,832 14363,257
0,79%
14363,257
η
−
= =
<5%
Nhiệt tải trung bình :
2 2
1, 2,
2
2
14476,832 14363,257
14420,045(w/m )
2 2
n n
q q
Q
+
+
= = =
Nồi 3: tại
3
0
2
72,385
s
t t C= =

Ta có :
3
3 0
1, 1
. 9089,607.0,742.10 6,744( )
n
t q r C
−
∆ = = =
∑
2 1
0
86,52 6,744 79,776( )
T T
t t t C⇒ = − ∆ = − =
Hệ số cấp nhiệt của nước :
2
0
2 2
79,776 72,385 7,391( )
T
t t t C∆ = − = − =
Áp suất hơi thứ tại nồi 1:
4 2
1
0,31.98100 3,04.10 ( / )
ht
p N m= =
Vậy
3

2,33 4 0,5
,
0,145(7,391) (3,04.10 ) 2672,288
n n
α
= =
(w/m
2
.độ)
Tra bảng I.294.STQTTB,T1/T311

3
3 2
0,389.10 ( / )
n s
N m
µ
−
=

3
4188,908
n
C =
(J/kg.độ)

3
0,669
n
λ

=
(w/m
2
.độ)

3
2
976,369( / )
n
kg m
ρ
=
Đồ Án Thiết Bị
3
3
0,565 2 0,435
3
0,432 1294,64 2989,476 0,389.10
( ) [( ) .( ).( )] =0,451
0,669 976,369 4188,908 1,729.10
n
ϕ
−
−
⇒ =
Nên :
3 3
2, 3 ,
. 0,451.2672,288 1205,202
n n n

α ϕ α
= = =
(w/m
2
.độ)
3 3 3
2
2, 2, 2,
. 7,391.1205,202 8907,648(w/m )
n n n
q t
α
⇒ = ∆ = =
Nên ta có :
2
8907,648 9089,607
2,04%
8907,648
η
−
= =
<5%
Nhiệt tải trung bình :
3 3
1, 2,
2
3
9089,607 8907,648
8998,628(w/m )
2 2

n n
q q
Q
+
+
= = =
3.1.3.4. Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi :
Xem bề mặt truyền nhiệt trong nồi như sau :
1 2 3
F F F= =
nên nhiệt độ
hữu ích phân bố trong các nồi là:
2
1
( ) .
i
i
hi hi
n
i
i
i
Q
K
t i t
Q
K
=
=
∆ = ∆

∑
∑
Trong đó:
hi
t∆
: Nhiệt độ hữu ích trong các nồi.
i
Q
: Là nhiệt lượng cung cấp (J/S).
i
K
: Hệ số truyền nhiệt.
Ta có:
.
3600
i i
i
D r
Q =
Trong đó:
i
D
: Lượng hơi đốt mỗi nồi.
i
r
: Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi.
1 2
1
1 1
i

K
r
α α
=
+ +
∑
Nồi 1 :
1 1
1
. 4673,833.2174520
2823150,926
3600 3600
D r
Q = = =
1
3
1
677,169
1 1
0,742.10
10999,407 3106,448
K
−
= =
+ +
Suy ra:
1
1
2823150,926
4169,049

677,169
Q
K
= =