PHẦN MỞ ĐẦU
I. Sản phẩm
KCl là một muối halogen với kim loại gồm kim loại Kali và Clo. KCl là một hợp chất
không mùi và có màu trắng hoặc không màu thủy tinh pha lê xuất hiện. Tinh thể KCl có cấu
trúc lập phương tâm khối, dễ dàng cắt theo ba hướng. Là chất rắn hòa tan dễ dàng trong
nước. KCl được sử dụng trong y học, các ứng dụng khoa học, chế biến thực phẩm. Trong tự
nhiên KCl tồn tại trong khoáng sản Sylvite và kết hợp với Natri Clorua như Sylvinite.
Một số đặc tính lý-hóa của muối KaliClorua:
+ KCl hòa tan trong các dung môi phân cực được thể hiện qua bảng sau:
Hòa tan

Độ hòa tan (g/kg dung môi ở 25 ° C)

H2O

360

Amoniac lỏng

0.4

Chất lỏng lưu huỳnh đioxit

0,41

Methanol

5.3

Axit formic

192

Sulfolane

0.04

Acetonitrile

0,024

Acetone

0,00091

Formamid

62

Acetamit

24.5

Dimetylformamide

0,17-0,5


+ Trạng thái vật lý: tinh thể rắn
+ Khối lượng phân tử : 74,5513 g/mol.
+ Màu sắc: tinh thể rắn không màu.

+ Mùi: Không mùi.
+ Tỷ trọng: 1,984g/cm³.
+ Nhiệt độ sôi: 770 ºC (1420 ºF, 1040 K).
+ Điểm sôi: 1420 ºC (2590 ºF, 1690 K)
+ Độ hòa tan trong nước: 281 g/l ( ở O ºC), 344 g/l (20 ºC), 567 g/l (100 ºC)
+ Tính axit: pKa ~ 7,0
+ Chỉ số khúc xạ: n = 1,4902 (589nm)
- Mức ổn định và khả năng hoạt động của KCl
+ Bền trong điều kiện thường, dễ hút ẩm.
+ Khả năng phản ứng: phản ứng phân hủy, phản ứng với axit, chất oxy hóa
mạnh,..
- Ứng dụng:
+ Phần lớn các muối KCl sản xuất được để sản xuất phân bón, là một hóa chất
nguyên liệu cho quá trình sản xuất Kali Hydroxit hay Kali kim loại.
+ KCl từng được sử dụng như một tác nhân chữa cháy, được dùng trong các
xe đẩy bình chữa cháy hay các loại bình xách tay. Nó là hóa chất khô Super-K, hiệu
quả hơn nhiều so với bình chữa cháy bằng CO2.
+ Cùng với Natri Clorua và Liti Clorua, Kali Clorua được sử dụng cho hàn khí
của Nhôm,
+ Sử dụng trong y học, khoa học và chế biến thực phẩm.
+ Có thể thay thế NaCl trong một số trường hợp như: muối ăn, làm mềm
nước,..
II. Phương pháp điều chế
KCl được chiết xuất từ các khoáng xinvit, cacnalit và Kali. Và cũng có thể sản
xuất từ nước muối bằng các kết tinh từ dung dịch, tuyển nổi và điện tách từ các khoáng
chất thích hợp. KCl là một sản phẩm phụ của quá trình sản xuất axit nitric từ Kali Nitrat
và Axit Clohidric
Có nhiều phương pháp điều chế KCl trong phòng thí nghiệm:
i)
Phản ứng giữa kali hydroxit (KOH) với axit hydrochloric (HCl)

KOH (aq) + HCl (aq) -> KCl (aq) + H2O (l)
- Là phản ứng trung hòa axit-bazo, kết quả muối KCl thu được được tinh chế bằng tái
kết tinh.
ii)
Đốt Kali kim loại với khí Cl2 để tạo ra muối KCl
2K (s) + Cl2 (k) -> 2KCl (s)
III. Chọn phương án thiết kế
Cô đặc dung dịch KCl bằng hệ thống cô đặc ba nồi ngược chiều với thiết bị cô đặc kiểu
đứng.
1. Khái niệm chung về 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:
+ Làm tăng nồng độ chất tan.
+ Tách chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể (kết tinh).
+ Thu dung môi ở dạng nguyên chất (cất nước).
Cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất trong hệ thống một nồi hoặc
nhiều nồi cô đặc. Quá trình có thể gián đoạn hoặc liên tục.
Hơi bay ra trong quá trình cô đặc thường là hơi nước, gọi là hơi thứ. Hơi này có nhiệt
độ cao, ẩn nhiệt hóa hơi lớn nên được sử dụng làm hơi đốt cho các nồi cô đặc tiếp theo.
Nếu hơi thứ được sử dụng ngoài dây chuyền gọi là hơi phụ.
2.
Hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều.
Cô đặc nhiều nồi:
Nguyên tắc hoạt động: dung dịch được đốt nóng bằng hơi đốt trong thiết bị đun nóng
sau đó cho vào nồi thứ nhất, hơi bốc ra ở nồi này sẽ làm hơi đốt cho nồi thứ hai, hơi thứ của
nồi thứ hai làm hơi đốt cho nồi thứ 3, hơi thứ của nồi cuối cùng được đưa vào thiết bị ngưng
tụ. Dung dịch lần lượt đi vào nồi này sang nồi kia, qua mỗi nồi sẽ bốc hơi một phần, do đó
nồng độ sẽ tăng lên dần.

Điều kiện: áp suất nồi sau phải nhỏ hơn nồi trước.
Ưu điểm của hệ thống cô đặc nhiều nồi: có hiệu quả kinh tế cao hơn so với hệ thống cô
đặc một nồi.
Trong đồ án thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch KCl này, ta sử dụng hệ thống cô đặc
ba nồi ngược chiều, với thiết bị cô đặc phòng đốt ngoài kiểu đứng.
+ Hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều:
Ưu điểm: khi cô đặc dung dịch có nồng độ cao sẽ được lấy ở nồi đâu, ở đó có nhiệt độ
là lớn nhất, do đó độ nhớt không tăng nhiều và ít đóng cặn. Do đó hệ số truyền nhiệt trong
các nồi ít thay đổi. Lượng hơi đốt ở nồi cuối sẽ nhỏ hơn khi cô đặc xuôi chiều, do đó lượng
nước để làm ngưng tụ hơi trong thiết bị ngưng tụ sẽ nhỏ.
Nhược điểm: Phải có bơm để vận chuyển dung dịch.
+ Thiết bị cô đặc buồng đốt ngoài kiểu đứng:


Hình 1.2 Thiết bị cô đặc phòng đốt ngoài kiểu đứng
Ưu điểm: Hệ số truyền nhiệt lớn; Các ống truyền nhiệt có thể làm dài nên cường độ
tuần hoàn cao, do đó cường độ bốc hơi lớn.


Phần I: TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH
Các số liệu ban đầu:
Năng suất tính theo dung dịch đầu (tấn/h) : 15
Nồng độ dầu của dung dịch (%khối lượng) : 8
Nồng độ cuối của dung dịch (%khối lượng) : 35
Áp suất hơi đốt nồi 1 (at)
: 4,5
Áp suất hơi còn lại trong thiết bị ngưng (at) : 0,1
1.1. Cân bằng vật liệu
1.2.
1.2.1. Xác định lượng hơi thứ ra khỏi hệ thống cô đặc

Gọi Gđ, Gc : là lượng dung dịch đầu và cuối. kg/h.
xđ, xc : nống độ đầu và cuối của dung dịch, % khối lượng.
W : lượng hơi thứ bốc ra, kg/h
Xem quá trình bốc hơi không bị mất mát theo hơi thứ, khi đó phương trình cân bằng vật
liệu của cô đặc được biễu diễn như sau:
Gđ = G c + W
(1)
Phương trình cân bằng vật liệu theo chất tan:
Gđ * xđ = Gc * xc + W (2)
Từ phương trình (1) và (2), ta rút ra được:
W = Gđ (1- xđ / xc)
Thay số: Gđ =15 tấn/h
xđ =8%khối lượng. xc =35%khối lượng.
 Lượng hơi thứ đi ra khỏi hệ thống là: W=11,571 tấn/h
Để đảm bảo cho toàn bộ hơi thứ của nồi trước làm hơi đốt cho nồi sau, thường người ta
phải dùng cách lựa chọn áp suất và lưu lượng hơi thứ ở từng nồi thích hợp sao cho:
Wi / Wi+1 = 1,1
Ta chọn m = 1,001, ta có hệ phương trình sau
W1 + W2 + W3 = W = 11,571 tấn/h
W1 = 1,1W2
W2 = 1,1 W3
 W1 = 4,230 tấn/h
 W2 = 3,845 tấn/h
 W3 = 3,495 tấn/h
1.2.2. Xác định nồng độ dung dịch ra khỏi mỗi nồi x1
iii)
Nồi 1: x1 = (Gđ * xđ)/( Gđ – W ) = (15*8)/(15-11,571)
= 35,00 %khối lượng
iv)
Nồi 2: x2 = (Gđ * xđ)/( Gđ – (W 2 +W3)) = (15*8)/(15-(3,845+3,495))

= 16,64 % khối lượng
v) Nồi 3: x3 = (Gđ * xđ)/( Gđ – W 3) = (15*8)/(15-3,495)
= 10,43 %khối lượng.
1.3. Cân bằng nhiệt lượng
1.3.1. Xác định áp suất trong mỗi nồi


P1, P2, P3: áp suất hơi đốt của nồi 1, 2, 3, at
Pnt : áp suất hơi ở thiết bị ngưng tụ, at
ΔP : hiệu số áp suất chung của hệ thống, at
Bằng cách giả thiết hệ số áp suất giữa các nồi là một đại lượng thích hợp.
Cho: ΔP1/ ΔP2=1,5; ΔP2/ ΔP3=1,75
Ta có:
ΔP= ΔP1+ ΔP2+ ΔP3= P1 – Pnt=4,5-0,1=4,4 (at)
Nên: ΔP = 1,5 ΔP2 + ΔP2 + ΔP2 /1,75 = 4,4 => ΔP2=1,43 (at)
ΔP1 = 2,15 (at), ΔP3 = 0,82 (at)
Vậy áp suất trong các nồi cô đặc là:
P3= Pnt + ΔP3 = 0,1 +0,82 = 0,92 (at)
P2= P3 + ΔP2 = 0,92 + 1,43 = 2,35 (at)
P1= P2 + ΔP1 = 2,35 + 2,15 = 4,5(at)
1.3.2. Xác định nhiệt độ trong mỗi nồi.
Gọi thđ1, thđ2, thđ3, tnt là nhiệt độ hơi đốt đi vào các nồi cô đặc và thiết bị ngưng tụ.
tht1, tht2, tht3 là nhiệt độ hơi thứ đi ra các nồi 1, 2, 3.
Với thđ1= thđ2 + 1oC
tht2= tht3 + 1 oC
tht3 = tnt + 1 oC
Dựa vào bảng I250, STQTTB, T1/312 và bảng I251, STQTTB, T1/314
Ta thu được bảng sau:
Bảng 1.1: nhiệt độ và áp suất hơi thứ và hơi đốt trong các nồi.
Nồi 1

Nồi 2
Nồi 3
TB ngưng tụ
o
o
o
P1 (at) T( C) P2(at) T( C) P3(at) T( C) Pnt(at)
T(oC)
Hơi đốt
4,50
147,00 2,35 124,26 0,92 96,43
0,1
45,40
Hơi thứ
2,43
125,26 0,942 97,43 0,106 46,40
1.3.3. Xác định tổn thất nhiệt độ Δ
1.3.3.1. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ Δ’
Δ’= tsdd- tsdm : là độ tăng nhiệt độ sôi của dung dịch so với nhiệt độ sôi của dung môi
nguyên chất cùng một điều kiện áp suất, gọi là tổn thất nhiệt độ do nồng độ
Theo phương pháp Tiasenco:
Δ’=Δ0’. f(oC) trong đó: f=16.2 x(Ts2/r)
Với: Δ0’ – tổn thất nhiệt độ do áp suất thường gây ra.
f- hệ số hiệu chỉnh.
Ts – nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở áp suất đã cho, K
r- ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc, J/kg
Tra bảng VI.2, STQTTB, T2/64 ta sẽ biết được tổn thất nhiệt độ Δ0’ theo nồng độ x(%
khối lượng).
Bảng 1.2: Tổn thất nhiệt độ theo nồng độ trong các nồi.
Nồi 1

Nồi 2

Nồi 3


Nồng độ dung dịch
Δ0’, oC

35
7,810

16,64
2,096

10,43
1,215

Tra bảng I251, STQTTB, T1/314-315, ta xác định được nhiệt hóa hơi r theo áp suất hơi
thứ của các nồi
Bảng 1.3: Nhiệt hóa hơi r theo áp suất hơi thứ.
Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
Áp suất hơi thứ
2,43
0,942
0,106
Nhiệt hóa hơi
2192,090
2267,480

2457,600
r.10-3 (J/kg)
Ta lập được bảng kết quả sau:
Bảng 1.4: Tính toán tổn thất nhiệt độ do nồng độ
Nồi 1
Nồi 2
Nồng độ dung dịch
35
16,64
o
Δ0’, C
7,810
2,096
Nhiệt độ hơi thứ Ts
125,26
97,43
Nhiệt hóa hơi
2192,090
2267,480
r*10^-3 (J/kg)
Tổn thất nhiệt độ
4,06
1,13
o
Δ’, C
Tổng tổn thất, oC
5,33
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ là:
Δ’= 5,33 oC


Nồi 3
10,43
1,215
46,4
2457,600
0,15

1.3.3.2. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh
Đối với một cột chất lỏng, khi càng xuống sau áp lực càng cao nên càng xuống sâu
nhiệt độ sôi của nó càng tăng, sự tăng nhiệt độ này gọi là tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy
tĩnh.
Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh bằng hiệu số nhiệt độ sôi của dung dịch tại lớp
chất lỏng có nhiệt độ sôi trung bình với nhiệt độ sôi của dung dịch trên bề mặt thoáng.
(thường chọn nhiệt độ sôi trung bình ở ½ độ cao của ống truyền nhiệt).
Δ’’= ttb – to
Với ttb - nhiệt độ sôi ứng với Ptb.
to - nhiệt độ sôi của dung dịch trên mặt thoáng.
Theo CT VI.12, STQTTB, T2/60, ta có:
Ptb = Pht + (h1 + h2 /2)* ρdds*g
Trong đó:
Ρht- áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch, N/m2;
h1- Chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng ống truyền nhiệt đến bề mặt
thoáng dung dịch, thường chọn h1=0.5m;
h1- Chiều cao của ống truyền nhiệt, m, chọn h2=3m;


g - gia tốc trọng trường, g=9.81 m/s2;
ρdds - khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3;
Dựa vào bảng I.204-ST1-tr236 để tra Ts và ρdd theo x1=%.
Từ đó tính được ρdds = ρdd /2 => Ptb

Sử dụng quy tắc Babo để tính nhiệt độ sôi của dung dịch giữa ống truyền nhiệt:
(P/Ρs )= K = const => P/Ρs = Ρ0 /Ρso => Ρs = Ρso *P/Ρo
Trong đó: Ρo=1at - giá trị áp suất ở điều kiện chuẩn của dung dịch.
Ρso - áp suất hơi bão hòa của nước tại nhiệt độ sôi của dung dịch ở điều kiện
tiêu chuẩn. (Nội suy từ bảng I250, STQTTB, T1/312).
P - áp suất môi trường (hơi thứ), at.
Ρs - áp suất hơi bão hòa tại nhiệt độ sôi của dung dịch ở áp suất P, at.
 Ρs = Ρso *P
Tra bảng I204, STQTTB, T1/236 chất KCl; nội suy và ngoại suy từ bảng I42, STQTTB,
T1/41; bảng nội suy bảng I250, STQTTB, T1/312; bảng I251, STQTTB, T1/315 ta lập được
bảng sau:
Bảng 1.5: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh.
Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
x
35
16.64
10.43
o
Tso , C
108.85
102.50
101.34
Ρht
2.403
1.035
0.207
Ρso
1.408

1.133
1.086
ρdd
1.1949
1.0777
1.0696
ρdds
0.59745
0.53885
0.5348
Ρtb
2.5225
1.1428
0.314
Ρs
3.5517
1.2948
0.3410
o
Ttb , C
138.417
106.333
71.447
o
Δ’, C
9.18
2.688
0.930
o
Tht, C

125.92
100.10
60.70
o
To , C
135.1
102.788
61.63
o
Δ’’, C
3.317
3.545
9.817
Tổng Δ’’, oC
16.679
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh là:
Δ’’=23,25 oC
1.3.3.3. Tổn thất do trở lực của đường ống
Chọn tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi là 1 oC
Tổn thất trở lực do đường ống là: Δ’’’ =3 oC
1.3.3.4. Tổng tổn thất nhiệt cho toàn bộ hệ thống
Δ = Δ’+ Δ’’+ Δ’’’= 5,33 + 23,25 + 3 = 31,59 oC
1.3.3.5. Hiệu số nhiệt độ hữu ích trong toàn bộ hệ thống và từng nồi
vi)
Cho từng nồi:
Nồi 1:


Δ thi1 = Thd1 - Thd2 - ∑Δ 1 = 147,00 – 124,26 - ∑(4,06 + 9,04 + 1) = 8,64 oC
Δ thi1 = Thd1 - Ts1 => Ts1 = Thd1 - Δthi1 = 147,00 – 8,64 = 138,36 oC

Nồi 2:
Δ thi2 = Thd2 - Thd3 - ∑Δ 2 = 124,26 – 96,43 - ∑(1,13 + 0,003 + 1) = 25,67 oC
Δ thi2 = Thd2 - Ts2 => Ts2 = Thd2 - Δthi2 = 124,26 – 25,67 = 98,59 oC
Nồi 3:
Δ thi3 = Thd3 - Tnt - ∑Δ 3 = 96,43 – 45,4 - ∑(0,15 + 14,19 + 1) = 35,69 oC
Δ thi3 = Thd3 - Ts3 => Ts3 = Thd3 - Δthi3 = 96,43 – 35,69 = 60,74 oC
vii)
Cho toàn hệ thống:
Δ hi = Tchung - ∑Δ = Thd1 - Tnt - ∑Δ = 147,00 – 45,4 – 23,25 = 70,01 oC
1.3.4. Cân bằng nhiệt lượng
1.3.4.1. Nhiệt lượng riêng của hơi đốt và hơi thứ
I – nhiệt lượng riêng của hơi đốt, J/kg.
i – nhiệt lượng riêng của hơi thứ, J/kg.
Các giá trị trên được tra ở bảng I250, STQTTB, T1/312. Ta thu được bảng sau
Bảng 1.6: Nhiệt lượng riêng của hơi đốt và hơi thứ ở các nồi:
Nồi
Hơi đốt
Hơi thứ
0
Nhiệt độ C Nhiệt lượng riêng Nhiệt độ Nhiệt lượng riêng
0
C
I× 10 ,J/kg
i× 10 , J/kg
1
147,00
2749,4
125,26
2718,42
2

124,26
2716,96
97,43
2674,89
3
96,43
2673,29
46,64
2585,93
1.3.4.2. Nhiệt dung riêng của dung dịch và nước ngưng
i) Nhiệt dung riêng của dung dịch gồm 2 cấu tử, sử dụng CT I43, STQTTB, T1/152
- Đối với dung dịch loãng x < 20%
= 4186(1 − ), /( . độ)
- Đối với dung dịch đặc x > 20%
=
× + 4186(1 − ), /( . độ)
Với
– nhiệt dung riêng hòa tan khan, được xác định theo CT I.41, STQTTB, T/152
× =
× + × + × + ⋯.
Trong đó: M – khối lượng mol của hợp chất, ( KCl)
c – nhiệt dung riêng của hợp chất hóa học, J/(kg.độ), (KCl)
, , , ….– số nguyên tử của nguyên tố trong hợp chất
, , , …. - nhiệt dung riêng của nguyên tử của các nguyên tố tương ứng, J/(kg
nguyên tử.độ) ( tra bảng I.141, STQTTB, T1/152)
+) Đối với nồi 1:
x = 35%,
× =

×


+

Với M = 74.5
= 1,

=1

×


= 26000, J/(kg nguyên tử.độ)
= 26000, J/(kg nguyên tử.độ)
Thay số: ta tính được nhiệt dung riêng hòa tan khan của KCl
( × +
× ) 1 × 26000 + 1 × 26000
=
=
= 697.987(
74.5

. độ

)

Nhiệt dung riêng của dung dịch ra nồi 1:
=

×


+ 4186(1 − ) = 697.987 × 0.35 + 4186(1 − 0.35) = 2965.195

. độ

+) Đối với nồi 2:
x = 16.64%, dung dịch loãng
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra nồi 2:
= 4186(1 − ) = 4196(1 − 0.1664) = 3489.4496

. độ

+) Đối với nồi 3:
x = 10.43%, dung dịch loãng
Nhiệt dung riêng của dung dịch ra nồi 3:
= 4186(1 − ) = 4186(1 − 0.1043) = 3749.40 (

. độ

)

ii) Nhiệt dung riêng của nước ngưng:
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/311 và phương pháp nội suy
+) Đối với nồi 1:
Nhiệt độ t = 147.00 0C =>
= 4304.50(
)
.độ

+) Đối với nồi 2:
Nhiệt độ t = 124.92 0C =>


= 4257.87(

+) Đối với nồi 3:
Nhiệt độ t = 99.10 0C =>

= 4219.28 (

.độ

.độ

)

)

Bảng 1.7 : Nhiệt lượng riêng, nhiệt dung riêng của hơi đốt, hơi thứ, dung dịch và nhiệt
độ hơi thứ, hơi đốt và nhiệt độ sôi của dung dịch trong các nồi
Nồi
Hơi đốt
Hơi thứ
Dung dịch
Nhiệt độ
Nhiệt độ
c
× 10
× 10 Nhiệt độ
0
0
0

C
C
C
J/(kg.độ)
J/(kg.độ) J/(kg.độ)
J(kg.độ)
1
147,00
2749,40 4304,50 125,26
2718,42 139.50
2965.20
2
124,26
2716,96 4217,14 97,43
2674,89 107.71
3489.45
3
96,43
2673,29 4256,82 46,64
2585,93 75.00
3749.40
1.3.5. Phương trình cân bằng nhiệt lượng và lượng hơi đốt cần thiết
Ta có:


- D1 , D2 , D3 : lượng hơi đốt vào nồi 1, nồi 2, nồi 3 ,kg/h
- Gđ , Gc : lượng dung dịch đầu và cuối hệ thống ,kg/h.
- W : lượng hơi thứ bốc ra của toàn hệ thống, kg/h
- W1 ,W2 ,W3 : lượng hơi thứ của nồi 1, nồi 2 và nồi 3, kg/h.
- C1 , C2 , C3 : nhiệt dung riêng của dung dịch trong nồi 1, 2, 3, J/kg.độ

- C đ , Cc : nhiệt dung riêng của dung dịch vào và ra, J/kg.độ
- Cn1 , Cn 2 , Cn 3 : nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, 2, 3, J/kg.độ
- I1 , I 2 , I 3 : hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, 2, 3, J/kg.độ
- i1 , i2 , i3 : hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, 2, 3, J/kg.độ
- tđ , tc : nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch, 0C.
- , , : nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1, 2, 3 ở Ptb, 0C.
- θ1, θ2, θ3: nhiệt độ nước ngưng nồi 1, 2, 3, 0C.
- Qtt1 , Qtt 2 , Qtt 3 : nhiệt độ tổn thất ra môi trường nồi 1, 2, 3, J.
Ta có phương trình cân bằng nhiệt lượng:  Qvào   Qra
Viết phương trình cân bằng nhiệt lượng cho từng nồi:
Bảng 1.8 : Cân bằng nhiệt lượng của mỗi nồi
Nhiệt lương
Nồi 1
Nồi 2
Ra Hơi thứ ra
W1 .i1
Dung dịch mang ra
+ )
( đ − ). .
đ−(
Nước ngưng mang ra D1 .C n1 . θ1
.
Tổn thất nhiệt chung 0,05.D1 .( I 1  C n1 . θ1)
0.05 ( −
Vào Hơi đốt mang vào
D1 .I 1
=
( đ− )
Dung dịch mang vào
+ )

đ−(
+) Ở nồi 1:
W1 .i1 + ( đ −

).

.

Nồi 3
(
)

đ

)

−
.

0.05

( −

)

=
đ đ đ

+ D1 .C n1 . θ1 + 0,05.D1 .( I 1  C n1 . θ1) = D1 .I1 +


đ

−(

+

)
=>
)+

(0.95 − 0.95
( −
)
(1)

+) Ở nồi 2:
+ đ−( +
=> 0.95 ( −
(2)
+) Ở nồi 3:

)

)+

.

+
)+


(

( −

+0.05
− )+

)+

( −
(
−

( −

)=

đ(

)= W1 .i1 +( đ − )
) = đ(
−

−

)


+(
=>0.95

Ta có:

đ

)

−
(
+

+ .
+0.05 ( −
)=
) = đ( đ đ −
− )+ ( −
+
=
= 11.571 ấ /ℎ
(4)

+ đ đ
) (3)

đ

Giải hệ 3 phương trình 3 ẩn (2) (3) (4), ta được:
⎧
⎪

= 4042,52 (

= 3956,66 (

⎨
⎪
⎩
Tính sai số theo công thức sau:
(
)−
(
)
=
× 100%
(

= 3571,82 (

ℎ
ℎ
ℎ

)
)
)

)

Thay số:
=

(


)

−
(

=

(

)

=

(

)

(

)

(

)

× 100% =

|4042,52 − 4230|
× 100% = 4,638% < 5%

4042,52

× 100% =

|3956,66 − 3845|
× 100% = 2,822% < 5%
3956,66

× 100% =

|3571,82 − 3495|
× 100% = 2,151% < 5%
3571,82

)

−
(

)

)

−
(

(

)


Lượng hơi đốt cần thiết đi vào nồi 1:
Thay số vào phương trình cân bằng nhiệt lượng (1), ta rút ra được
)− ( −
) + đ(
)+ ( −
− ( −
−
=
(0.95 − 0.95
)
= 4859,608

ℎ

1.4. Tính các thông số kỹ thuật chính
1.4.1. Độ nhớt.
Sử dụng công thức Pavolow:

t1  t 2
K
1   2

t1 ,t 2 - nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt 1 ,  2 .
Trong đó:
1 , 2 - nhiệt độ chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.
Tính toán cho từng nồi:

)



Nồi 1: x=35%, chọn chất chuẩn là nước.
= 30℃ 
= 0,91. 10
.
tra theo bảng I.107, STQTTB, T1/101.
 Nhiệt độ của nước tương ứng với

 t1 là

= 24,20℃ tra bảng I.102, STQTTB,

T1/94.
= 80℃ 
= 0,53. 10
.
tra theo bảng I.107, STQTTB, T1/101.
 Nhiệt độ của nước tương ứng với
là
= 52,17℃ tra bảng I.102, STQTTB,
T1/94.
Suy ra:
−
30 − 80
=
=
= 1,788
−
24,20 − 52,17
Mà nồi 1: = 139,5℃ (nhiệt độ dung dịch)
Do đó:

−
139,5 − 80
=
+ =
+ 52,17 = 85,45℃
1,788
Tra bảng I.102, STQTTB, T1/94, ta được
= 0,3377. 10 ( . )
Nồi 2: x=16,64%, chọn chất chuẩn là nước.
= 30℃ 
= 0,837. 10
.
tra theo bảng I.107, STQTTB, T1/101.
 Nhiệt độ của nước tương ứng với  t1 là

= 27,95℃ tra bảng I.102, STQTTB,

T1/94.
= 80℃ 
= 0,427. 10
.
tra theo bảng I.107, STQTTB, T1/101.
 Nhiệt độ của nước tương ứng với
là
= 66,38℃ tra bảng I.102, STQTTB,
T1/94.
Suy ra:
−
30 − 80
=

=
= 1,301
−
27,95 − 66,38
Mà nồi 2: = 107,71℃ (nhiệt độ dung dịch)
Do đó:
−
107,71 − 80
=
+ =
+ 66,38 = 87,68℃
1,301
Tra bảng I.102, STQTTB, T1/94, ta được
= 0,3251. 10 ( . )
Nồi 3: x=10,43%, chọn chất chuẩn là nước.
= 30℃ 
= 0,812. 10
.
tra theo bảng I.107, STQTTB, T1/101.
 Nhiệt độ của nước tương ứng với

 t1 là

= 29,35℃ tra bảng I.102, STQTTB,

T1/94.
= 80℃ 

= 0,402. 10


.

tra theo bảng I.107, STQTTB, T1/101.


 Nhiệt độ của nước tương ứng với

là
= 70,75℃ tra bảng I.102, STQTTB,
T1/94.
Suy ra:
−
30 − 80
=
=
= 1,208
−
29,35 − 70,75
Mà nồi 1 = 75℃ (nhiệt độ dung dịch)
Do đó:
−
75 − 80
=
+ =
+ 70,75 = 66,61℃
1,208
Tra bảng I.102, STQTTB, T1/94, ta được
= 0,4257. 10 ( . )
1.4.2. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch
Hệ số dẫn nhiệt (ký hiệu là ) là đại lượng đặc trưng cho một chất liệu ở một trạng thái

vật lý nào đó về khả năng dẫn nhiệt của nó. Hệ số dẫn nhiệt chỉ rõ lượng nhiệt được truyền
bằng phương thức dẫn nhiệt qua một đơn vị bề mặt trao đổi nhiệt trong một đơn vị thời gian
khi gradient nhiệt độ bằng một đơn vị nghĩa là khi nhiệt độ giảm một độ trên một đơn vị dài
của chất liệu theo phương của dòng nhiệt.
| |
=
( theo công thức I. 25, STQTTB, T1/122)
|
|
Trong đó: k- hệ số tỉ lệ, phụ thuộc vào đơn vị được dùng.
q- là lượng nhiệt truyền qua một đơn vị bề mặt trong một đơn vị thời gian.
grad t – gardien nhiệt đọ
Đối với dung dịch, ta áp dụng công thức I.32, STQTTB, T1/123
= .

. .

,

. độ
Trong đó:
A- hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, chọn A= 3,58.10-8.
– nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch, J/kg.độ
– khối lượng riêng của dung dịch, kg/
M- khối lượng mol của dung dịch, g/mol;
Với :

M  mi .M ct  (1  mi ).M H 2O

Và


xi
M ct
mi 
xi
(1  xi )

M ct M H 2O

Công thức hóa học KCl nên
= 74.5,
Nồi 1. x = 35% =>
= 0,115

M 1  m1 .M ct  (1  m1 ).M H 2O
= 0,115.74,5 + (1 – 0,115).18 = 24,5 (g/mol).

= 18


Khi đó hệ số dẫn nhiệt của dung dịch trong nồi 1 là:

= .

. .

= 3,58. 10 . 2965,20. 1191.63.

x = 16,64% =>


Nồi 2.

1193.63
= 0,462 (
)
24,5
. độ

= 0,046

M 1  m1 .M ct  (1  m1 ).M H 2O
= 0,046.74,5 + (1 – 0,046).18 = 20,60 (g/mol).
Khi đó hệ số dẫn nhiệt của dung dịch trong nồi 1 là:

= .

. .

= 3,58. 10 . 1064.78 . 3489,45.

x = 10,43% =>

Nồi 3.

1064.78
= 0,496 (
)
20,60
. độ


= 0,027

M 1  m1 .M ct  (1  m1 ).M H 2O
= 0,027.74,5 + (1 – 0,027).18 = 19,55 (g/mol).
Khi đó hệ số dẫn nhiệt của dung dịch trong nồi 1 là:

= .
Nồi
1
2
3

. .

= 3,58. 10 . 1024.88 . 3749,40 .

1024.88
= 0,515 (
)
19,55
. độ

Bảng 1.9: Các thông số của dung dịch trong các nồi
.
, /
,(
)
,(
)
. 10 , (

)
. độ
. độ
2965,20
1191.63
0,462
0,3377
3489,45
1064.78
0,496
0,3251
3749,40
1024.88
0,515
0,4257

1.4.3. Hệ số cấp nhiệt


1.4.3.1. Hệ số cấp nhiệt đối với hơi đốt:
Khi tốc độ của hơi nhỏ và màng nước ngưng chuyển động dòng, hệ số cấp nhiệt
với ống thẳng đứng được tính theo công thức sau: (V.99, STQTTB, T2/28)
= 1,15( . . ) /
Trong đó:
=

=

.


− ℎ ẩ
.

.

ố

− ℎ ẩ

.

ố

ủ

ướ

ư

.

=

− ℎ ẩ ố ư .
.Δ
Khi đó hệ số cấp nhiệt có thể biểu diễn như sau:
Theo công thức V.100, STQTTB, T2/28
= 1,15

.


. .
.Δ .

Hoặc theo công thức V.101, STQTTB, T2/28
= 2,04. .

Trong đó:
Với

= 0,5(

=(
+

)
đ ),

.

mà

Δ .
, phụ thuộc vào nhiệt độ của màng
=

đ

−∆


= đ − ∆ /2
H – chiều cao ống (H=5m), m.
– hệ số dẫn nhiệt của nước ngưng, W/m.độ.
– khối lượng riêng của nước ngưng, kg/ .
– độ nhớt của nước ngưng, J/kg.

.

đối


– nhiệt dung riêng cửa nước ngưng, J/kg.độ.
r - ẩn nhiệt nước ngưng, J/kg.
∆ = − – hiệu số giữa nhiệt độ ngưng và nhiệt độ phía trước mặt tường tiếp xúc
với hơi ngưng, độ.
Tra bảng I.250, STQTTB, T1/312 ta xác định được nhiệt hóa hơi r trong các nồi
Bảng 1.10 : Ẩn nhiệt hóa hơi trong các nồi cô đặc
Nồi
Nhiệt độ hơi đốt
ẩn nhiệt hóa hơi
,
℃
. 10 , /
đ
1
147
2123,00
2
124,92
2195,92

3
99,10
2269,28
Chọn ∆ = 0,28; ∆ = 1,30; ∆ = 1,90 tra hệ số A, ta lập được bảng sau:
Bảng 1.11: hệ số A phụ thuộc vào
Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3
147
124,26
96,43
đ, ℃
0,28
1,30
1,90
∆
146,86
123,61
95,48
,℃
A
195,03
189,08
176,74
Nồi 1:
- Hệ số cấp nhiệt
= 2,04. .

Δ .


= 2,04 .195,03 .

2123. 10
= 13961,59 (
0,28 .5

)
. độ

- Nhiệt tải riêng
=

.∆

= 13961,59 .0,28 = 3909,24 (

)

Nồi 2:
- Hệ số cấp nhiệt
= 2,04. .

Δ .

= 2,04 .189,08.

215,92 . 10
= 9299,48 (
1,30 .5


)
. độ

- Nhiệt tải riêng
=

.∆

= 9299,48 .1,30 = 12089,32 (

)

Nồi 3:
- Hệ số cấp nhiệt
= 2,04. .
- Nhiệt tải riêng

Δ .

= 2,04 .176,74 .

2269,28 . 10
= 7970,88 (
1,90 .5

)
. độ


=


.∆

= 7970,88 .1,90 = 15144,67 (

)

1.4.3.2. Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch:
Khi dung dịch (dung môi là nước) sôi và tuần hoàn mãnh liệt trong các ống thì có thể
tính hệ số cấp nhiệt
theo hệ số cấp nhiệt của nước .
Hệ số cấp nhiệt được tính như sau (theo công thức VI.27, STQTTB, T2/71)
= .
Trong đó:
– hệ số cấp nhiệt đối với nước.
= 3,14 .

,

.

P – áp suất trung bình giữa ống truyền nhiệt
– hệ số hiệu chỉnh
,

,

(
,


. độ

)

.
,

=
Trong đó:
,
,
,
- hệ số dẫn nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng và độ nhớt tương
ứng với độ sôi của dung dịch.
, , , - hệ số dẫn nhiệt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng và độ nhớt tương ứng
của nước.
Bảng 1.12: Các thông của dung dịch
.
Nồi
Nhiệt đ
, /
,
(
)
,
(
)
.
10
,

(
)
sôi
. độ
. độ
,℃
1
139,50
2965,20
1191,63
0,462
0,3377
2
107,71
3489,45
1064,78
0,496
0,3251
3
75,00
3749,40
1024,88
0,515
0,4257
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/310 ta tìm được , , , .
Bảng1.13: các thông số của nước tại nhiệt độ sôi của dung dịch
.
Nồi
Nhiệt đ
, /

,
(
)
,
(
)
.
10
,
(
)
sôi
. độ
. độ
,℃
1
139,50
4285,95
926,84
0,6841
0,202
2
107,71
4230,02
952,69
0,6835
0,264
3
75,00
4191,00

974,89
0,6710
0,378
Tính toán hệ số điều chỉnh
Nồi 1:


,

,

=
0,462
=
0,6841

,

1191,63
926,84

2965,20
4285,95

0,202
0,3377

3489,45
4230,02


0,264
0,3251

3749,40
4191,00

0,378
0,4257

,

= 0.679

Nồi 2:
,

,

=
0,496
=
0,6835

,

1064,78
952,69

,


= 0,772

Nồi 3:
,

,

=
0,515 ,
=
0,6710
Ta có: ∑ = + +
Theo bảng V.I, STQTTB, T2/4

1024,88
974,89

=

+

+

và Δ =

,

.

Trong đó:

Δ – hiệu số nhiệt độ giữa hai bên thành thiết bị.
– nhiệt trở do lớp nước ngưng.
– nhiệt trở do lớp cặn bẩn của dung dịch bám trên thành ống.
– nhiệt trở qua lớp vật liệu
– bề dày ống truyền nhiệt ( ℎọ
= 2,5
)
– hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhiệt.
Chọn loại thép không gỉ và bền nhiệt có ký hiệu là 12MX.
hệ số dẫn nhiệt = 50,2 (W/m.độ) (tra bảng XII.7, STQTTB, T2/313)
Tra bảng V.I, STQTTB, T2/4, ta xác định được
độ
= 0,232. 10 ( . ) (lớp cặn bẩn do nước ngưng)
= 0,387. 10 (

=>

=

+

+

độ

. ) (lớp cặn bẩn do dung dịch)
2,5. 10
= =
= 0,0498. 10 (
50,2

= 0,232. 10

= 0,669. 10 (
Ta có:
=
Trong đó: ∆

.

độ

+ 0,387. 10

.

đô

)

+ 0,0498. 10

)

. ∆ , nhiệt tải riêng, (W/ )
– hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi.

= 0,814


∆ =

−
Với
– nhiệt độ bề mặt thành ống phía dung dịch.
– nhiệt độ của chất lỏng sôi.
=>
= đ−∆ −∆
Tính toán trong các nồi
Nồi 1:
- Hiệu số nhiệt độ hai bên thành thiết bị:
Δ

=

.

= 3909,24 .0,669. 10

= 2,615℃

- Nhiệt độ bề mặt thành ống phía dung dịch:
= đ − ∆ − ∆ = 147 − 2,615 − 0,28 = 144,105 ℃
- Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi:
∆ =
− = 144,105 − 139,50 = 4,605 ℃
- Hệ số cấp nhiệt của nước:
,

= 3,14 .

,


.

- Hệ số cấp nhiệt

= 3,142 . 2,5822

,

. 3909,24

,

= 1185,385(

. độ

)

:
= .

= 0,679 .1185,385 = 804,769(

)
. độ

- Nhiệt tải riêng
= . ∆ = 804,769. 4,605 = 3706,357(W/ )
- Sai số giữa nhiệt tải riêng và nhiệt tải riêng là:

| − |
|3706,357 − 3909,24|
=
. 100% =
. 100% = 5.474 < 10%
3909,24
Nồi 2:
- Hiệu số nhiệt độ hai bên thành thiết bị:
Δ

=

.

= 12089,32 .0,669. 10

= 8,085℃

- Nhiệt độ bề mặt thành ống phía dung dịch:
= đ − ∆ − ∆ = 124,26 − 8,085 = 114,875 ℃
- Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi:
∆ =
− = 114,875 − 107,71 = 7,165 ℃
- Hệ số cấp nhiệt của nước:
= 3,14 .

,

- Hệ số cấp nhiệt


,

.

= 3,142 . 1,1017

,

. 12089,24

,

= 2295,73(

:
= .

= 0,682 .2295,73 = 1771,432(

)
. độ

- Nhiệt tải riêng
= . ∆ = 1771,432 .7,165 = 12691,696(W/
- Sai số giữa nhiệt tải riêng và nhiệt tải riêng là:

)

. độ


)


=

|

|

−

. 100% =

|12691,696 − 12089,32|
. 100% = 4,75 < 10%
12089,32

Nồi 3:
- Hiệu số nhiệt độ hai bên thành thiết bị:
Δ

=

.

= 15144,67 .0,669. 10

= 10,129℃

- Nhiệt độ bề mặt thành ống phía dung dịch:

= đ − ∆ − ∆ = 96,43 − 10,129 − 1,90 = 84,40 ℃
- Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch sôi:
∆ =
− = 84,40 − 75 = 9,40 ℃
- Hệ số cấp nhiệt của nước:
= 3,14 .

,

,

.

- Hệ số cấp nhiệt

= 3,142 . 0,2597

,

. 15144,67

,

= 2160,164(

. độ

:

= .


= 0,8136 .2164,164 = 1760,774(

)
. độ

- Nhiệt tải riêng
=

.∆

= 1760,774 .9,40 = 16553,454(W/

)

- Sai số giữa nhiệt tải riêng và nhiệt tải riêng là:
| − |
|16553,454 − 15144,67|
=
. 100% =
. 100% = 8,51 < 10%
15144,67
Tính nhiệt tải trung bình trong các nồi:
Nồi 1:
+
3760,357 + 3909,24
=
=
= 3834,799( )
2

2
Nồi 2:
+
12089,45 + 12691,696
=
=
= 12390,57( )
2
2
Nồi 3:
+
15144,67 + 16553,454
=
=
= 15849,06( )
2
2
Tính hệ số truyền nhiệt của mỗi nồi:
Nồi 1:
3834,799
=
=
= 443,8425(
)
∆
8.64
. độ
Nồi 2:
12390,57
=

=
= 482,6868(
)
∆
25,67
. độ
Nồi 3:

)


15849,06
= 444,075(
∆
35,69
1.4.4. Hệ số phân bố nhiệt hữu ích thực cho các nồi.
=

=

. độ

)

Ở đây phân bố theo điều kiện bề mặt truyền nhiệt các nồi bằng nhau:
F1  F2  F3  CONST
Trong trường hợp này hiệu số nhiệt độ hữu ích trong mỗi nồi tỉ lệ bậc nhất với tỉ số Q/K
của các nồi tương ứng:
CT VI.20, STQTTB, T1/86


Qi
K
thi  n 3 i . thi
Qi

i 1 K i
Trong đó:
 thi -tổng hiệu số nhiệt độ có ích của các nồi;

Qi - nhiệt lượng cung cấp, W
Ki - hệ số truyền nhiệt , W/m2.độ.
Ta có:

Qi 

Di .ri
3600

Di - lượng hơi đốt của mỗi nồi, kg/h;
Trong đó:
ri - ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi, J/kg.
Ki 

1
1

1
Th
is
im

ag
e
ca
nn
ot
cu
rr
en
tly

D (kg/h)

 r 

1

2

Bảng 1.14: Các thông số trong các nồi
Nồi 1
Nồi 2
4859,608
4042,52

Nồi 3
3956,66

ri (J/kg)

2123.10


2195,92.10

2269,28.10

1 (W/m2.độ).
2 (W/m2.độ).

13691,559

9299,475

7970,878

804,769

1771,432

1760,75


Ở nồi 1.
=
=

.
4859,608 . 2123. 10
=
= 2865818,829( )
3600

3600

1
1

1

+∑ +

=

1
1
+ 0,67.10
13691,559

=>

=

1
+
804,769

= 503,618(

. độ

)


2865818,299
= 5690,457
503,618

Ở nồi 2.
.
4042,52 .2192,92. 10
=
= 2462478,60( )
3600
3600

=
=

1
1

+∑ +

1

=

1
1
+ 0,67.10
9299,475

=>


=

1
+
1771,432

= 745,130(

. độ

)

2462478,60
= 3304,764
745,130

Ở nồi 3.
=
=

.
3956,66 .2269,28. 10
=
= 2494102,612( )
3600
3600

1
1


+∑ +

1

=

1
1
+ 0,67.10
7970,878

=>
=>

=

+

+

=

+

1
1760,75

= 733,462(


)
. độ

2494102,612
= 3400,451
733,462

= 5690,547 + 3304,764 + 3400,451 = 12395,672

Hiệu số nhiệt độ hữu ích toàn hệ thống: ∆
Vậy hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi là:
Nồi 1:

= 70,01 ℃


∆

= 70,01.

∆

= 70,01.

5690,547
= 9,32 ℃
12395,672

Nồi 2:
3304,764

= 24,51 ℃
12395,672

Nồi 3:
3400,451
= 36,18 ℃
12395,672
Tính toán sai số nhiệt độ hữu ích theo bảng sau:
∆

i 

Nồi 1
Nồi 2
Nồi 3

= 70,01.

t hi ( gt )  t hi (tính)
t hi (tính )

.100%  10%

Bảng 1.15: Tính sai số nhiệt độ hữu ích
t hi (giả thiết )
t hi (tính toán)
8.64
9.32
25.67
24,51

35,69
36,18

Sai số %
7,296
4,732
1.354

1.4.5. Tính bề mặt truyền nhiệt Fi .

Fi 

Qi
K i .t hii

Bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi là:
Nồi 1:
2865818,829
=
=
= 115,88( )
.∆
503,618 .9.32
Nồi 2:
2462478,60
=
=
= 115,87( )
.∆
745,130 .24.51

Nồi 3:
2494102,612
=
=
= 115,86( )
.∆
733,462 .36,18
Vậy bề mặt truyền nhiệt cho cả 3 nồi là:
+ +
115,88 + 155,87 + 155,86
=
=
=
= 115,87(
3
3

)


Phần II: TÍNH TOÁN CƠ KHÍ
2.1. Buồng đốt của nồi cô đặc
2.1.1. Tính số ống truyền nhiệt.
Bề mặt truyền nhiệt: F = 115,87 m2.
Tra bảng VI.60, STQTTB, T2/80, ta chọn loại ống truyền nhiệt:
1. Đường kính ngoài:
dn= 38 mm = 0,038 m.
2. Bề dày:
2 mm = 0,002m.
3. Chiều cao ống truyền nhiệt:

h = 5 m.
Số ống truyền nhiệt được xác định theo công thức sau:
115,87
=
=
= 194,21 (ố )
. ℎ.
0,038. 5. 3,14
Theo bảng quy chuẩn V.11, STQTTB, T2/48, ta có số ống truyền nhiệt là n=241 ống,
với mạng ống được sắp xếp theo kiểu hình sáu cạnh, số hình sáu cạnh là 8, số ống trên các
đường xuyên tâm của hình sáu cạnh là 17. Tổng số ống trong hình viên phân là 24 ống.
Tổng số ống truyền nhiệt là 241 ống.
Khi đó, bề mặt truyền nhiệt thực là:
=

. ℎ. .

= 241. 3,14. 5. 0,038 = 143,78 (

)

Tổng diện tích cắt ngang của ống gia nhiệt:
.
0,038 . 3,14
= .
= 241.
= 0,273( )
4
4
2.1.2. Đường kính trong của buồng đốt.

Đường kính trong của thiết bị trao đổi nhiệt được tính theo công thức V.141, STQTTB,
T2/49
= ( − 1) + 4
Trong đó:
t- bước ống, thường chọn = (1,2 − 1,5)
= (1,2 − 1,5)

= 1,4. 0,038 = 0,0532(m)

b- số ống truyền nhiệt trên đường chèo của hình lục giác đều.
=>

= 0,0532(17 − 1) + 4.0,038 = 1,0032( )

Tra bảng XIII.6, STQTTB, T2/359, chọn
2.1.3. Bề dày buồng đốt.

= 1,0 ( )