Bộ Giáo Dục & Đào Tạo Cộng Hoà Xã Hội Chủ Nghĩa Việt Nam
Trường Đại Học Bách Khoa Hà Nội Độc lập – Tự Do – Hạnh Phúc

Viện công nghệ Sinh Hoc và Thực Phẩm
Bộ Môn : Quá Trình & Thiết Bị
Đồ án môn học
QUÁ TRÌNH & THIẾT BỊ
Họ & Tên SV: Nguyễn Thanh Dung MSSV: 20103638
Lớp : Kĩ thuật thực phẩm 1- K55
GVHD : PGS.TS Tôn Thất Minh.
1. Đề đồ án : Thiết kế thiết bị cô đặc đường mía năng suất 9800 kg/h , hệ hai nồi liên tục
xuôi chiều.
2. Nhiệm vụ (nội dung yêu cầu và số liệu ban đầu) :
1. Năng suất : 10000 kg/h
2. Nồng độ đầu : 15% khối lượng
3. Nồng độ cuối :60% khối lượng
4. Nhiệt độ hơi nước bão hòa: 130
o
C
5. Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối: 74
o
C
3. Nội dung các phần thuyết minh và tính toán :
1. Tổng quan.
2. Thuyết minh quy trình công nghệ.
3. Tính toán cân bằng vật chất và năng lượng.
4. Tính toán và thiết kế thiết bị chính.
5. Tính toán thiết bị phụ.
6. Kết luận.
4. Các bản vẽ : - Bản vẽ chi tiết thiết bị chính : 1 bản A1
- Bản vẽ sơ đồ qui trình công nghệ : 1 bản A1

làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi ở nhiệt độ sôi với mục
đích:
+Thu dung môi ở dạng nguyên chất ( cất nước )
+Làm tăng nồng độ chất tan
+Tách chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể ( kết tinh )
Với nhiệm vụ thiết kế là tính toán, thiết kế hệ thống cô đặc hai nồi xuôi chiều làm việc liên tục
để cô đặc dung dịch đường mía. Với mục đích xem việc sử dụng hơi thứ thay hơi đốt có ý nghĩa về
mặt sử dụng nhiệt như thế nào.
Em xin chân thành cảm ơn thầy Tôn Thất Minh đã chỉ dẫn tận tình trong quá trình em thực hiện
đồ án. Đồng thời em cũng xin gửi lời cảm ơn đến các thầy cô khác trong bộ môn cũng như các bạn
đã giúp đỡ, cho em những ý kiến tư vấn bổ ích trong quá trình hoàn thành đồ án này. Tuy nhiên do
kiến thức còn hạn hẹp nên trong đồ án còn khá nhiều thiếu sót, em rất mong nhận được nhiều ý kiến
đóng góp chỉ dẫn của quý thầy cô và các bạn.
3
LỜI NÓI ĐẦU
LỜI NÓI ĐẦU
Đầu đề đồ án 1
Lời nói đầu 4
Mục lục 7
Chương I: Tổng quan 7
I.1. Nhiệm vụ của đồ án 7
I.2. Tính chất nguyên liệu 7
I.2.1. Tính chất vật lý của mía 7
I.2.2 Tính chất hóa học của đường mía 7
I.3. Quá trình cô đặc 8
I.3.1. Định nghĩa 8
I.3.2. Các phương pháp cô đặc 8
I.3.3. Bản chất của sự cô đặc do nhiệt 8
I.3.4. Ứng dụng của cô đặc 8
I.4. Thiết bị cô đặc 8

V.1.1. Thân buồng đốt 28
V.1.2. Thân buồng bốc 31
4
MỤC LỤC
MỤC LỤC
V.2. Tính bền cho đáy và nắp thiết bị 34
V.2.1 Nắp thiết bị 34
V.2.2 Đáy thiết bị 37
V.3. Tính bích, đệm, bulông, vỉ ống và tay treo 40
V.3.1. Tính bích 40
V.3.2. Đệm 41
V.3.3. Bulông ghép bích 41
V.3.4. Vỉ ống 42
V.3.5. Tai treo 43
V.4. Tính kích thước ống dẫn 43
V.5. Kính quan sát 43
Chương VI: Tính thiết bị phụ 44
VI.1. Thiết bị ngưng tụ Baromet 44
VI.1.1. Lượng nước lạnh cần tưới và thiết bị ngưng tụ 44
VI.1.2. Thể tích không khí và khí không ngưng cần hút khỏi Baromet 44
VI.1.3. Các kích thước chủ yếu của thiết bị ngưng tụ Baromet 45
VI.2. Thiết bị gia nhiệt dòng nhập liệu 49
VI.2.1. Yêu cầu 49
VI.2.2. Tính lượng hơi đốt cần dùng 49
VI.2.3. Tính hệ số truyền nhiệt 50
VI.2.4. Tính hệ số truyền nhiệt 52
VI.2.5. Tính diện tích truyền nhiệt 52
VI.2.6. Số ống truyền nhiệt 52
VI.2.7. Đường kính thiết bị gia nhiệt 53
VI.2.8. Kích thước của thiết bị gia nhiệt nhập liệu 53

là một ngành đơn lẻ mà đã trở thành một hệ thống liên hiệp các ngành có quan hệ chặt chẽ với
nhau. mía đường vừa tạo ra sản phẩm đường làm nguyên liệu cho các ngành công nghiệp như
bánh, kẹo, sữa… đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất
như rượu…
I.2.1 Tính chất vật lý của đường mía.
Thành phần chủ yếu của dung dịch đường mía là : nước chiếm tỷ lệ nhiều nhất( 70 – 85% ),
saccaroza ( 10 – 15 % ).
Saccaroza là thành phần quan trọng nhất, là sản phẩm cuối cùng của quá trình sản xuất đường. Có
công thức phân tử C12 H 22O11 cấu tạo từ hai loại đường đơn là glucoza và fructoza. M= 342
( đvC). Có một số tính chất vật lý :
-Tồn tại dạng tinh thể, trong suốt , không màu.
-Tỷ trọng 1,5879 g/cm3, nhiệt độ nóng chảy 186 – 188
o
C.
-Độ hòa tan : tan tốt trong nước, độ hòa tan tăng khi nhiệt độ tăng. Tuy nhiên dung dịch đường
không tinh khiết độ hòa tan phụ thuộc vào những chất không đường (VD: KCl, NaCl …có mặt sẽ
làm độ hòa tan tăng, vì vậy đường không bao giờ kết tinh hoàn toàn mà tạo mật rỉ. Ngược lại nếu có
glucoza, fructoza,CaCl, MgCl … làm giảm độ hòa tan).
- Độ ngọt: Do gốc OH tạo nên, nếu dung dịch chứa nhiều đường khử( glucoza, fructoza ) thì sẽ
ngọt hơn.

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

động liên tục, do chênh lệch khối lượng riêng các phần tử ở trên bề mặt và dưới đáy tạo nên sự tuần
hoàn tự nhiên trong nồi cô đặc.
I.3.4 Ứng dụng của cô đặc:
Ứng dụng trong sản xuất hóa chất, thực phẩm, dược phẩm. Mục đích để đạt được nồng độ
dung dịch theo yêu cầu, hoặc đưa dung dịch đến trạng thái quá bão hòa để kết tinh.
Sản xuất thực phẩm: đường, mì chính, các dung dịch nước trái cây
Sản xuất hóa chất: NaOH, NaCl, CaCl
2
, các muối vô cơ …
I.4 Thiết bị cô đặc:
I.4.1 Phân loại và ứng dụng:
a. Theo cấu tạo và tính chất của đối tượng cô đặc:
Nhóm 1: dung dịch đối lưu tự nhiên (tuần hoàn tự nhiên) dùng cô đặc dung dịch khá loãng, độ
nhớt thấp, đảm bảo sự tuần hoàn dể dàng qua bề mặt truyền nhiệt.
Nhóm 2: dung dịch đối lưu cưỡng bức, dùng bơm để tạo vận tốc dung dịch từ 1,5 - 3,5 m/s tại
bề mặt truyền nhiệt. Có ưu điểm: tăng cường hệ số truyền nhiệt, dùng cho dung dịch đặc sệt, độ nhớt
cao, giảm bám cặn, kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt.
Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng, chảy một lần tránh tiếp xúc nhiệt lâu làm biến
chất sản phẩm. Thích hợp cho các dung dịch thực phẩm như nước trái cây, hoa quả ép…
b. Theo phương pháp thực hiện quá trình:
7
Cô đặc áp suất thường (thiết bị hở): có nhiệt độ sôi, áp suất không đổi. Thường dùng cô đặc
dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định, đạt năng suất cực đại và thời gian cô đặc là ngắn
nhất. Tuy nhiên, nồng độ dung dịch đạt được là không cao.
Cô đặc áp suất chân không: Dung dịch có nhiệt độ sôi thấp hơn do có áp suất chân không.
Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, sự bay hơi nước liên tục.
Cô đặc nhiều nồi: Mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt. Số nồi không nên lớn quá vì sẽ làm
giảm hiệu quả tiết kiệm hơi so với chi phí bỏ ra. Có thể cô đặc chân không, cô đặc áp lực hay phối
hợp cả hai phương pháp. Đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho mục đích khác để nâng cao hiệu quả
kinh tế.

việc,dungdịch ở trong ống truyền nhiệt sôi tạothành hỗn hợphơi
-
lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ dưới lên trên
miệng ống, còn
trong
ống tuần hoàn thể tích của dung dịch trên
một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn
hơn
so với ống truyền nhiệt,
do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít hơn, vì vậy, khối l
ượng
riêng của hỗn hợp hơi– lỏng ở đây lớn hơn trong ống truyền
nhiệt, sẽ bị
đẩy
xuống dưới. Kết quả là trong thiết bị có chuyển
động tuần hoàntự nhiên từ
dưới
lên trong ống truyền nhiệt và
từ trên xuống trong ống tuần
hoàn.
Tốc độ tuần hoàn càng lớn
thì tốc độ cấp nhiệt của dung dịch càng tăng và l
àm
giảm sự
đóng cặn trên bề mặt truyền
nh
i
ệ
t
.

việc liên tục hoặc gián đoạn. Quá trình cô đặc có thể được thực hiện ở áp suất khác nhau tùy
theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường có thể dùng thiết bị hở nhưng khi làm
việc ở áp suất thấp thì dùng thiết bị kín cô đặc chân không vì có ưu điểm là có thể giảm được
bề mặt truyền nhiệt (khi áp suất giảm thì nhiệt độ sôi của dung dịch giảm dẫn đến hiệu số
nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch tăng).
- Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay cho hơi đốt, do đó nó có ý nghĩa kinh tế
cao về sử dụng nhiệt. Nguyên tắc của quá trình cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như sau: Ở
nồi thứ nhất, dung dịch được đun nóng bằng hơi đốt, hơi thứ của nồi này đưa vào đun nồi thứ
hai, hơi thứ của nồi hai đưa vào đun nồi thứ ba… hơi thứ nồi cuối cùng đi vào thiết bị ngưng
tụ. Còn dung dịch đi vào lần lượt nồi nọ sang nồi kia, qua mỗi nồi đều bốc hơi một phần,
nồng độ dần tăng lên. Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch
nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt
và hơi thứ trong các nồi, nghĩa là áp suất làm việc trong mỗi nồi phải giảm dần vì hơi thứ của
nồi trước là hơi đốt của nồi sau. Thông thường nồi đầu làm việc ở áp suất dư, còn nồi cuối
làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất khí quyển.
- Trong các loại hệ thống cô đặc nhiều nồi thì hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều được sử
dụng nhiều.
+ Ưu nhược điểm của hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều:
 Ưu điểm: từ nồi đầu đến nồi cuối nồng độ của dung dịch và nhiệt độ đều tăng nên độ
nhớt không tăng mấy, kết quả hệ số truyền nhiệt trong các nồi hầu như không giảm.
Khi cô đặc ngược chiều lượng nước bốc hơi vào thiết bị ngưng tụ nhỏ hơn xuôi chiều
 Nhược điểm: hệ thống cô đặc nhiều nồi ngược chiều là cần phải có bơm để vận chuyển
dung dịch.
II.2 Sơ đồ và thuyết minh quy trình công nghệ:
II.2.1 Sơ đồ công nghệ:

9
CHƯƠNG II
Hình vẽ bên: Sơ đồ công nghệ thiết bị cô đặc 2 nồi xuôi chiều.


= 60%.
- Năng suất : G
đ
= 10000 kg/h
- Nhiệt độ của hơi thứ nồi cuối:75
o
C
- Nhiệt độ của hơi nước bão hòa:130
o
C
-
III.2 Cân bằng vật chất:
III.2.1. Lượng dung môi nguyên chất bốc hơi (lượng hơi thứ) khi nồng độ dung dịch thay
đổi từ x
đ
đến x
c
:
G
đ
= G
c
+ W
W = G
đ
(1 - ) , kg/h 5.24/281 [1]
= 10000 x (1- 15/60 ) = 7500 kg/h;
W - lượng hơi thứ khi nồng độ thay đổi từ x
đ
đến x

dd
−
⋅
=
c
d
x
x
,
12,428110000
15.10000
−
CHƯƠNG III

=

= 60 % khối lượng
x
1
, x
2
- nồng độ cuối của dung dịch trong các nồi, % khối lượng;
W
1
, W
2
- lượng hơi thứ bốc lên từ các nồi, kg/h;
x
đ
- nồng độ đầu của dung dịch, % khối lượng;

Hiệu số áp suất cho cả hệ thống:
∆P = P
1
– P
nt
= 2,782 – 0,379 = 2,403 at
Chọn tỷ lệ hiệu số áp suất cho các nồi như sau: ∆P
1
/∆P
2
= 1,98/1
Mà: ∆P
1
+ ∆P
2= ∆P = 2,403 at
Suy ra: ∆P
1
= 1,6 at
∆P
2
= 0,8 at

Ta có: ∆P
1
= P
1
– P

G
x
G
x
d
dd
−
⋅
=
750010000
15.10000
−
∆P
1
, ∆P
2
: hiệu số áp suất nồi 1 so với nồi 2, nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ , at
∆P: hiệu số áp suất cho cả hệ thống, at
Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi 1 (1 chính là tổn
thất nhiệt độ do trở lực thuỷ học trên ống dẫn), còn nhiệt độ hơi thứ của nồi cuối cùng
thì bằng nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1
o
C. (trang 106 [2])
Bảng 1: Áp suất, nhiệt độ của hơi đốt và hơi thứ ở mỗi nồi
Nồi 1 Nồi 2 TBNT
P (at) T(
o
c) P (at) T (
o
c) P (at) T(

= ∆
o
’
0,003872 T.197 [X]
Trong đó:
∆
o
’
: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường
f : hệ số hiệu chỉnh.
T
m
: nhiệt độ của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc, về giá trị bằng nhiệt độ
hơi thứ,
o
C
r : ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi ở áp suất làm việc, J/kg.
Từ nồng độ đường và nhiệt độ hơi thứ của hiệu bốc hơi , có thể tra độ tăng nhiệt độ
sôi theo bảng: IV-1 T. 198 [X]
13
Bảng 2: Tổn thất nhiệt độ do nồng độ
x
c
(%kl)
r( J/kg)
t’ (
C
o
)
F

o
: áp suất hơi thứ trên mặt thoáng, N/ m
2
.
- h
1 :
chiều cao lớp dung dịch sôi từ miệng trên của ống truyền nhiệt đến mặt
thoáng của dung dịch , m.
Chọn h
1
= 0,5 m.
- H : chiều cao của ống truyền nhiệt.
Chọn H = 2m.
- ρ
dds
: khối lượng riêng của dung dịch ở nhiệt độ sôi, kg/ m
3
.
- g : gia tốc trọng trường, m/ s
2
.
x (%)
ρ
dds
P
o
P
tb
Nồi I 26,229 1111,196 1,228 1,311
Nồi II 60 1288,73 0,393 0,491

tb2
= 0,491( at )  t
tb2
= 80,4
o
C
Thay số ∆
1
’’ = t
tb1
– T
1
’= 1,87
∆
2
’’ = t
tb2
– T
2
’ = 5,41
∆’’ = 1,87 + 5,41 = 7,28
III.2.7 Tổn thất nhiệt độ do đường ống gây ra: ∆
’’’
14
Chọn tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi là: 1
0
C
Tổn thất nhiệt độ do đường ống gây ra trên cả hệ thống ∆’’’ = 2
0
C

+ ∆
’’
Vậy hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆t
iI
= T
I
– t
sI
= T
I
– (t
I
’
+ ∆
I
’
+ ∆
I
’’
)
Nồi II: ∆t
iII
= T
II
– t
sII
= T
II
– (t

II
’

, : Nhiệt độ hơi thứ nồi I, nồi II, ,
o
C
t
sI
, t
sII
,

: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi I, nồi II,
o
C
∆I
’
, ∆II
’,
: Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở nồi I, nồi II,
o
C
∆I
’’
, ∆II
’’,
: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ở nồi I, nồi II, ,
o
C
Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống:

t
s
(
C
o
)
∆t
i
(
C
o
)
Nồi I 130 105 0,55 1,87 107,27 22,73
Nồi II 104 75 3,2 5,41 83,2 20,63
Tổng 3 nồi
∑
∆
t
i
=22,73 + 20,63 =43,36
III. 3 CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG :
III.3.1 Nhiệt dung riêng:
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x < 20%
C = 4186.(1 - x), J/kg.độ; I.43/152 [4]
x: nồng độ chất hòa tan, phần khối lượng(%);
Nhiệt dung riêng dung dịch đầu: C
đ
= 4186.(1 - 0,13) = 3641,82 J/kg.độ;
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ x > 20%
C = C

i
: số nguyên tử trong phân tử
Ta có: C
C
= 7500 (J/kg.độ); C
o
= 16800 (J/kg.độ)

C
H
= 9630 (J/kg.độ)
Vậy : C
ht =
= 1423 J/kg.độ

III.3.2 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng:
D : Lượng hơi đốt dùng cho hệ thống, kg/h.
G
đ
: Lượng dung dịch ban đầu, kg/h.
ϕ : Độ ẩm của hơi đốt.
i, i
1
, i
2
: Hàm nhiệt của hơi đốt, hơi thứ nồi I và nồi II, J/kg.
t
đ
, t
1

2
t
2
= W
1
i
1
+ DC
ng1
θ
1
+

(G
đ
– W)C
1
t
1
+ Q
xq1

Nồi II: W
1
i
1
+G
đ
C
đ

ng1
θ
1
)
Q
xq2
= 0,05 W
1
(i
1
– C
ng2
θ
2
)

Xem hơi đốt và hơi thứ ở trạng thái hơi bão hoà, các thông số tra được:
Hàm nhiệt của hơi đốt và hơi thứ nồi I và nồi II:
(tra Bảng I.250/312 [4])
i = 2726 kJ/kg
i
1
= 2725,64 kJ/kg
16
(1)
(3)
342
16800.119630.227500.12
++
i

θ
1
= 130
o
C
θ
2
= 104
o
C
Nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ:
(tra Bảng I.249/310 [4])
C
ng1
= 4355,28 J/kg.độ
C
ng2
= 4284,96 J/kg.độ
 Thay các giá trị tra được bên trên vào các phương trình (2), (3) giải hệ 2 phương trình
ẩn số W
1
, W
2
, ta được:

⇒

W
1


[2]
KÍCH THƯỚC THIẾT BỊ CHÍNH
IV.1 Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt:
Bề mặt truyền nhiệt của buồng đốt có thể tính theo công thức tổng quát như sau:

Trong đó:
Q : nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp, W
Q = Dr nếu chất tải nhiệt là hơi nước bão hoà.
D : lượng hơi đốt, kg/s.
r : ẩn nhiệt ngưng tụ, J/kg.
K : hệ số truyền nhiệt, W/m
2
độ.
∆t
i
: hiệu số nhiệt độ hữu ích, .
Giả thuyết quá trình truyền nhiệt là liên tục và ổn định.
IV.1.1 Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp:
Nồi I: Q
I
= Dr , W
r = 2179067,7 J/kg ; D = 1,324 kg/s nên Q
I = 2885085.635

W
. Nồi II : Q
II
= W
1
r

c
ww
tt
rr
tt
r
q
−++=−
∑
=
c2
δ
λ

Nhiệt tải riêng của phía dung dịch sôi:
q
2
= α
2
(t
w2
– t
2
) = α
2
∆t
2
Trong đó:
t
1

1
: Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, W/m
2
độ.
α
2
: Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch, W/m
2
độ.
r
c1
: Nhiệt trở cặn bẩn phía hơi đốt (nước sạch)
r
c1
= 0,387.10
-3
(m
2
độ/W) bảng V.1/4 [5]
r
c2
: Nhiệt trở cặn bẩn phía dung dịch

⇒
r
c2
= 0,232.10
-3
(m
2

1
= t
1
– t
w1
: Hiệu số nhiệt độ giữa hơi ngưng tụ và thành thiết bị, .
(Chọn t
1
là nhiệt độ của hơi đốt)
r : Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi bão hòa, J/kg.
H : Chiều cao ống truyền nhiệt, m.
 Chọn H = 2 m.
Với nước ngưng tụ giá trị A phụ thuộc vào nhiệt độ màng.
Công thức tính nhiệt độ màng t
m
: trang 29 [5]
t
m
= 0,5(t
w1
+ t
1
)
A phụ thuộc t
m
(nhiệt độ màng) trang 29 [5]
t
m
(
o




µ
λρ
=
Nồi
i
t
1
(
0
C)
t
w1
(
0
C
)
∆
t
1
(
0
C)
t
m
(
0
C) A

t
1
(
0
C)
α
1
(W/m
2
.độ)
q
1
(W/m
2
)
I 2 10568,99 21137,98
II 1,32 11180,33 14758,04

c. Tính hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi :
Giả sử chế độ sôi sủi bọt và quá trình là đối lưu tự nhiên, ta có:
435.0
2565.0
2
.











=
dd
n
n
dd
n
dd
n
dd
n
C
C
µ
µ
ρ
ρ
λ
λ
αα

Với: (W/m
2
độ) V.91/26 [5]
Trong đó:
P : Áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng, (N/m
2

2
Xem như sự mất mát nhiệt không đáng kể.
q = q
1
= q
2
t
w2
= t
w1
– ∆t
w
 Tính hệ số dẫn nhiệt của dung dịch:

3
.
M
AC
pdd
ρ
ρλ
=
+ C
p
: Nhiệt dung riêng đẳng áp của dung dịch (J/kgđộ)
+ ρ : khối lượng riêng của dung dịch (kg/m
3
) ;
+ A : hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng đối với nước A = 3,58.10
-8

khối lượng C
p= 3742,801 (J/kg

đ
ộ
) ;
( Trang 172, sổ 1 )
ρ =1111,196 kg/m
3 (Trang 9/ I )
µ
dd
= 0.000555 Ns/m2 (Trang 91/I)

 Khối lượng mol M
1
= 23,95 kg/kmol
λ
dd1
= 0,535 ( w/m.độ )
-Đối với nồi II có t
s2
= 83,2
o
C , x
2
= 60% khối lượng n ên phần mol X
2
=
7,32%
C

) 953,016 969,798 Trang12/I
Cn (J/kg.độ) 4227,57 4201,65 Trang 165/I
µ
n
. (Ns/m
2
) 0,000263 0,00034 Trang 95/I
Bảng 10: Nhiệt tải riêng phía dung dịch
Nồi i t
w2
(
o
C) t
sdd
(
0
C)
∆
t
2
(
0
C)
α
n
(W/m
2
.độ)
α
2

(W/m
2
) q
2
(W/m
2
)
∆
q

(W/m
2
)
I 21137,98 21345,29 0,98 %
II 14758,04 14845,9 0,59 %
Hệ số truyền nhiệt mỗi nồì
III-17/116 [2]
Ta có:
Bảng 12: Hệ số truyền nhiệt của mỗi nồi
Nồi i q
tb
(W/m
2
)
∆
t
i
(
o
C) K (W/m

i
(
o
C)
∆
(
∆
t
i
)
(
o
C)
Nồi I 2884,175 934,46 3086,46 23,28 22,73 2,36%
Nồi II 1909,91 717,43 2662,16 20,08 20,63 2,74%

IV.1.3 Tính diện tích bề mặt truyền nhiệt của mỗi nồi:
Ta có: (m
2
) III-21/117 [2]
22
iIIiIi
ttt
∆
+
∆=∆∑
t
i
tb
t

i
i
m
m
im
K
Q
t
K
Q
t
.
i
∗
Δt
Bảng 14: Diện tích bề mặt truyền nhiệt
Q(w) K(W/m
2
độ)
∆t
i* F(m
2
)
Nồi I 2884,175 934,46 23,28 132,57
Nồi II 1909911 7717,43 20,08 132,56
Chọn F = 125 m
2
bảng VI.6 [5]
IV.2 Tính kích thước buồng đốt và buồng bốc:
IV.2.1 Buồng đốt:

523,8 ống
Xếp ống theo hình lục giác đều (bảng 3.6, trang 237, tài liệu [1])
Tổng số ống: 547 ống
b. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm:
Tổng tiết diện ngang của tất cả ống truyền nhiệt:
0,62 (m
2
) III-27/121 [2]
Tiết diện ngang của ống tuần hoàn trong (lấy bằng 25% F
D
):
f
t
= 0,25F
D
= 0,25.0,62 = 0,15 (m
2
) trang 121 [2]
Đường kính ống tuần hoàn trong:
0,46 (m) III-26/121 [2]
 Chọn theo tiêu chuẩn: D
th
= 0,46 m trang 291 [1]
23
(ống)
III-25/121 [2]
=
××
==
2

f
D
Đối với ống tuần hoàn trong phải chọn đường kính ống tuần hoàn lớn hơn khoảng 10
lần đường kính ống truyền nhiệt của buồng đốt. trang 291 [1]
Vậy: D
th
= 0,4 m
c. Đường kính buồng đốt:
Đối với thiết bị cô đặc tuần hoàn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục giác thì đường
kính trong của buồng đốt tính theo công thức:
2
2
)2(
.
.60sin4.0
nth
n
o
t
dD
l
dF
D
β
ψ
β
++=

Trong đó:
: hệ số, lấy β = 1,4

2
- 1) = 19 ống
Vậy số ống truyền nhiệt cần thiết: 594 ống
 Vậy số ống truyền nhiệt lúc này là 594 ống.
e. Tính diện tích bề mặt truyền nhiệt:
Vậy diện tích bề mặt truyền nhiệt được chọn là 160 m
2
và số ống truyền nhiệt là 594
ống.
24
(m) III-28/121 [2]
n
d
t
=β
0
60
=
α
=××++
×
×. .×××
=⇒
2
2
)038,04,12,0,4(
.28,0
038,012560sin4,14,0
o
t

b
= 2 m
Vận tốc hơi thứ:
2
bh
2
b
h
b
h
h
D
W4
D
4
W
F
V
πρ
=
π
ρ
==ω

Ta cần kiểm tra điều kiện: (*) trang 276 [1]
Với ω
o
là vận tốc lắng:
ω
0

h
(m/s)
Re
ξ
ω
o
(m/s)
Ghi chú
Nồi I 935,2 0.64 0,0000279 0,68 4,68 7,33 0,88 Thỏa (*)
Nồi II 957,7 0,136 0,0000435 0,319 2,3 11,2 1,57 Thỏa (*)
Vậy đường kính buồng bốc D
b
= 2 m
b. Thể tích buồng bốc:
(m
3
) III-23/120 [2]
W : Lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h.
ρ
h
: Khối lượng riêng hơi thứ, kg/m
3
.
U
p
: Cường độ bốc hơi thể tích ở áp suất khác 1 at, m
3
/m
3
h.

(m) III-22/120 [2]
Bảng 16: Thể tích và chiều cao buồng bốc
P’
ρ
h
f
b
U
p
W V
b
H
b
25
ohôi
ωω
%70
max
≤
h
h
dg
ξρ
ρρ
3
)'(4 −
(m/s)
6.0
Re
5.18