TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HỒ CHÍ MINH
KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC
BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ
ĐỒ ÁN HỌC PHẦN
Đề tài

THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH
NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI
NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU
GVHD: NGUYỄN TIẾN ĐẠT
SVTH: PHẠM VĂN LỢI
HUỲNH NGỌC LÂM
TRẦN PHƯỚC LỘC
LỚP : CDHD12A
MÃ HP: 111703801
HỌC KỲ: 2 NĂM HỌC: 2012–2013
TP. Hồ Chí Minh, Tháng 04 năm 2013
TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP. HỒ CHÍ MINH
KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC
BỘ MÔN MÁY – THIẾT BỊ
ĐỒ ÁN HỌC PHẦN
Đề tài

THIẾT KẾ HỆ THỐNG CÔ ĐẶC DUNG DỊCH
NƯỚC MÍA BẰNG HỆ THỐNG CÔ ĐẶC HAI
NỒI LIÊN TỤC NGƯỢC CHIỀU
GVHD: NGUYỄN TIẾN ĐẠT
SVTH: PHẠM VĂN LỢI
HUỲNH NGỌC LÂM
TRẦN PHƯỚC LỘC
LỚP: CDHD12A

Phần đánh giá:
• Ý thức thực hiện:
• Nội dung thực hiện:
• Hình thức trình bày:
• Tổng hợp kết quả:
Điểm bằng số: Điểm bằng chữ:
Tp. Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2013
Giáo viên hướng dẫn
Nguyễn Tiến Đạt
5
NHẬN XÉT CỦA GIÁO VIÊN PHẢN BIỆN


đồng thời tạo ra phế liệu là nguyên liệu quý với giá rẻ cho các ngành sản xuất như
rượu, acid lactic…
Trong tương lai, khả năng này còn có thể phát triển hơn nữa nếu có sự quan
tâm đầu tư tốt cho cây mía cùng với nâng cao khả năng chế biến và tiêu thụ sản
phẩm. Xuất phát từ tính tự nhiên của cây mía, độ đường sẽ giảm nhiều và nhanh
chóng nếu thu hoạch trễ và không chế biến kịp thời.
Vì tính quan trọng đó của việc chế biến, vấn đề quan trọng được đặt ra là hiệu
quả sản xuất nhằm đảm bảo thu hồi đường với hiệu suất cao. Hiện nay, nước ta đã
có rất nhiều nhà máy đường như ở Bình Dương, Quãng Ngãi, Tây Ninh, Bến Tre …
nhưng với sự phát triển ồ ạt của diện tích mía, khả năng đáp ứng là rất khó. Bên
cạnh đó, việc cung cấp mía khó khăn, sự cạnh tranh của các nhà máy đường, cộng
với công nghệ lạc hậu, thiết bị cũ kỹ đã ảnh hưởng mạnh đến quá trình sản xuất.
9
Vì tất cả những lý do trên, việc cải tiến sản xuất, nâng cao, mở rộng nhà máy,
đổi mới dây chuyền thiết bị công nghệ, tăng hiệu quả các quá trình là hết sức cần
thiết và cấp bách, đòi hỏi phải chuẩn bị từ ngay bây giờ. Trong đó, cải tiến thiết bị
cô đặc là một yếu tố quan trọng không kém trong hệ thống sản xuất vì đây là một
thành phần không thể xem thường.
Nhiệm vụ:
Thiết kế hệ thống cô đặc dung dịch nước mía bằng hệ thống cô đặc 2 nồi
ngược chiều liên tục.
Năng suất sản phẩm: 1000kg/h
Nồng độ ban đầu: 10%
Nồng độ cuối: 50%
Áp suất hơi đốt: 3at
Áp suất ngưng tụ: P
ck
= 0.5at
1.2. Sơ lược về quá trình cô đặc
Cô đặc là quá trình làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất

nghĩa là có thể giảm được bề mặt truyền nhiệt.
Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay 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 nồi hai đưa vào đun nồi ba hơi thứ nồi
cuối cùng đi vào thiết bị ngưng tụ. Còn dung dịch đi vào lần lượt từ nồi nọ sang nồi
kia, qua mỗi nồi đều bốc hơi môt 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
11
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 các 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.
Hệ thống cô đặc xuôi chiều thường được dùng phổ biến hơn cả, loại này có ưu
điểm là dung dịch tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suất
giữa các nồi, nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau do đó dung dịch đi vào mỗi
nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ sôi, kết quả là dung dịch sẽ được
làm lạnh đi, lượng nhiệt này sẽ làm bốc hơi thêm một lượng nước gọi là quá trình tự
bốc hơi. Nhưng khi dung dịch đi vào nồi đầu có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ sôi do
đó cần phải tốn thêm một lượng hơi đốt để đun nóng dung dịch, vì vậy khi cô đặc
xuôi chiều dung dịch trước khi vào nồi đầu thường được đun nóng sơ bộ bằng hơi
phụ hoặc nước ngưng tụ.
Khuyết điểm của cô đặc xuôi chiều là nhiệt độ của dung dịch ở các nồi sau
thấp dần, nhưng nồng độ của dung dịch lại tăng dần, làm cho độ nhớt của dung dịch
tăng nhanh, kết quả hệ số truyền nhiệt sẽ giảm đi từ nồi đầu đến nồi cuối.
Cấu tạo thiết bị cô đặc:
Trong công nghệ hóa chất và thực phẩm các loại thiết bị cô đặc đun nóng bằng
hơi được dùng phổ biến, loại này gồm 2 phần chính:
1.2.1. Bộ phận đun sôi
Dung dịch (phòng đốt) trong đó bố trí bề mặt truyền nhiệt để đun sôi dung

đường bốc hơi một phần tại buồng bốc, hơi thứ thoát lên qua thiết bị ngưng tụ ,được
ngưng tụ còn lượng khí không ngưng còn lại được bơm chân không hút ra ngoài sau
khi qua thiết bị thu hồi bọt. Còn sản phẩm được bơm vào nồi 1 để tiếp tục quá trình
cô đặc, khi đến nồng độ yêu cầu thì được đưa ra ngoài vào bể chứa sản phẩm. Ở nồi
13
1 hơi đốt được cung cấp từ ngoài vào, còn ở nồi 2 thì hơi đốt chính là hơi thứ của
nồi 1.
14
Ký hi?u:
X=10%
T=25
X=50%
X=17.21%
T=132.9
P=3
T=106.45
P=1.36
T=80.5
P=0.5
CHƯƠNG 2. CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
2.1. Dữ kiện ban đầu
Dung dịch nước mía. Nhiệt độ đầu vào nguyên liệu chọn là 25
o
C
− Nồng độ đầu x
đ
= 10 %
− Nồng độ cuối x
c
= 50%.

2.2.2. Tổng lượng hơi thứ
- Áp dụng công thức: (CT 5.17 Tr 158 [5]).

(1 )
d
d
c
x
W G
x
∑
= −
hay W = G
đ
– G
c
(kg/h).
Trong đó: W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống (kg/h).
G
d
: Lượng dung dịch ban đầu (kg/h).
x
d
, x
c
: Nồng độ đầu, cuối của dung dịch % khối lượng.
Thay số vào ta có: W = G
đ
– G
c

1
= 2095,238 kg/h.
W
2
= 1904,761 kg/h.
2.2.4. Xác định nồng độ dung dịch từng nồi
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1: (CT 5.26 Tr 162 [5]).
x
c1
=
1 2
.
5000 10
50%
( ) 5000 (2095,24 1904,76)
d d
d
G x
G W W
×
= =
− + − +
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 2: (CT 5.25 Tr 162 [5]).
x
c2
=
1
.
5000 10
17,21%

1
= 3 at.
Áp suất của thiết bị ngưng tụ Baromet: P
nt
= 0,5 at.
Khi đó hệ số áp suất cho cả hệ thống cô đặc là:
∆P
t
= P
1
− P
nt
= 3 − 0,5 = 2,5at.
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là:
1
2
P
P
∆
∆
= 1,85.
Kết hợp với phương trình: ∆P
1
+ ∆P
2
= ∆P
t
= 2,5at.
Suy ra: ∆P
1

Loại
Nồi 1 Nồi 2 Tháp ngưng tụ
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
o
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
o
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
o
C)
Hơi đốt 3 132,9 1,36 106,45 0,5 80,9
17
Hơi thứ 1,75 115,2 0,5 80,9
2.3.3. Xác định tổn thất nhiệt độ
Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do đường ống,
tổn thất do áp suất thủy tĩnh và tổn thất do trở lực đường ống.
2.3.3.1. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra (∆’)
Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sôi của dung
môi nguyên chất.
Hiệu số nhiệt độ sôi của dung dịch và dung môi nguyên chất gọi là tổn thất

o
K).
r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg).

Bảng 2.2. Tổn thất nhiệt do nồng độ gây ra
Tra đồ thị VI.2, STQTTB, Trang 60 [2].
Nồi 1 Nồi 2
Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 50 17,213
∆'
o
(
o
C)
2 0,25
18
Bảng 2.3. Nhiệt hóa hơi phụ thuộc áp suất
Tra bảng I.251, STQTTB Trang 314 [1].
Nồi 1 Nồi 2
Áp suất hơi thứ (at) 1,75 0,5
Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2219,5.10
3
2307.10
3
Nồi 1: ∆'
1
= ∆'
0
×
16,2
×

2
(73,72 273)
r
+
= 0,25
×
16,2
×
2
3
(81,9 273)
2370 10
×
×
= 0,21
o
C.
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:
∆' = ∆'
1
+ ∆'
2
= 2,1 + 0,21 = 2,31
o
C.
2.3.3.2. Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (∆’’)
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P (N/m
2
), ta có:
∆P =

dm
)].H
o
(CT 4.20 ST VDBT T10-Tr 185).
Từ ∆P ta sẽ tính được áp suất trung bình của dung dịch ở từng nồi thông qua
công thức: P
tbi
= P’
i
+ ∆P
i
( i ): nồi thứ i
Bảng 2.4. Khối lượng riêng của dung môi và dung dịch
Tra bảng I.5 – I.86 STQTTB T1 – [Tr 11 – 58]
19
x
C
, % t,
o
C
ρ
dd ,
kg/m
3
ρ
dm
, kg/m
3
Nồi I 50 115,4 1231,74 947,32
Nồi II 17,21 80,9 1072,73 970,19

1
= 115,4
o
C.
⇒ ∆”
1
= t”
1
− t’
1
= 115,4 − 115,2 = 0,2
o
C.
Nồi 2: H
op2
= [0,26 + 0,0014(ρ
dd
− ρ
dm
)].H
o

= [0,26 + 0,0014.(1072,73 − 970)].1,5 = 0,60 (m).
Áp suất trung bình:
P
tb2
= P’
2
+ ∆P
2

Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này sang
nồi kia và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1
o
C.
Do đó: ∆”’1 = 1
o
C.
∆”’2 = 1
o
C.
20
⇒ Σ∆”’ = ∆”’1 + ∆”’2 = 2
o
C.
Tổn thất nhiệt độ cả hệ thống
∑∆ = ∆' + ∆" + ∆"' = 2,31 + 1,92 + 2 = 6,23
o
C.
2.3.3.4. Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của từng nồi và cả hệ thống
Chênh lệch nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:
Nồi 1: ∆t
i1
= t
hd1
− t
hd2
− ∑∆
1
= 132,9 −106,4 − (2,1 + 0,2 + 1) = 23,2
o

C
Nồi 2 : ∆t
i2
= t
hd2
− t
s2

⇒

t
s2
= t
hd2
− ∆t
i2
= 106,45 − 22,62 = 83,83
o
C
2.4. Cân bằng nhiệt lượng
2.4.1. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi
C = 4190 − ( 2514 − 7,542.t ).x (J/Kg.độ) (CT I.50 ST T1 – Tr 153)
Trong đó: t: nhiệt độ của dung dịch
x: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng.
Ban đầu: Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (t
d
= 109,7
o
C, x = 10 %)
− C

, W
2
: lượng hơi thứ bốc lên ở cả hệ thống và từng nồi (kg/h)
I
1
, I
2
: hàm nhiệt của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2
i
1
, i
2
: hàm nhiệt của hơi thứ ở nồi 1 và nồi 2 (J/kg)
C
đ
, C
c
: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu và cuối (J/kg.độ)
t
đ,
t
c
: nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch
o
C
θ
1
, θ
2
: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2

1
= D
2
I
2
Nhiệt do dung dịch sau nồi 1 mang vào: G
đ
C
đ
t
đ
• Nhiệt mang ra gồm:
Nồi 1: Hơi thứ mang ra: W
1
i
1
Do dung dịch mang ra: (G
d
− W)C
1
.t
s1
Do hơi nước ngưng tụ: D
1
C
ng1
θ
1
Do tổn thất chung: Q
tt1

2
-C
ng2
θ
2
)
22
Phương trình cân bằng nhiệt lượng:
Nồi 1: D
1
I
1
+(G
đ
-W
2
)C
2
t
s2
= W
1
i
1
+(G
đ
-W)C
1
t
s1

đ
-W
2
)C
2
t
s2
+D
2
C
ng2
θ
2
+0,05D(I
2
-C
ng2
θ
2
) (2)
Với: D
2
I
2= W
1
i
1

C
đ
t
s2

⇔
W
1
=
2 2 2 2
1 2 2 2 2 2
( )
0,95 0,95
d s d d s
s ng
Wi G W C t G C t
i C t i C
θ
+ − −
− + −
Bảng 2.5. Thông số tính toán
Tra bảng: I. 249 STQTTB Trang 310 [1]
I. 250 STQTTB Trang 312 [1]
Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch
t (
0
C) I (J/kg) C
n
(J/kg.độ) t (
0

2 1
W W W
= −
= 4000 – 2067,13 = 1932,87 (kg/h)
23
Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
C%(1) =
2067,13 2095,24
100% 1,35%
2067,13
−
=
< 5%
C%(2) =
%45,1%100
87,1932
76,190487,1932
=
−
< 5%
Lượng hơi đốt tiêu dùng:
D
1
=
1 1 1 1 2 2 2
1 1 1
. ( ). . ( ). .
0,95( . )
d s d s
ng

W: lượng hơi thứ thoát ra khi cô đặc (kg/h).
24
Đáp ứng yêu
CHƯƠNG 3. TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT
3.1. Tính toán truyền nhiệt cho thiết bị cô đặc
3.1.1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp
Nồi 1: Q
1
= D.r(θ
1
) =
3600
2173,42417,50×
= 1459,5 (kW)
Nồi 2: Q
2
= W
1
.r(θ
2
) =
3600
2244,22067,13
×
= 1289,8 (kW)
3.2.2. Tính hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi
Công thức tổng quát:

K=
i

.K/W)
Chọn:
− Σr
câu1
là: nhiệt trở cặn bẩn hơi nước phía vách ngoài tường
Chọn là: 0,232.10
-3
(m
2
.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2])
− Σr
câu2
là: nhiệt trở cặn bẩn dung dịch đường phía vách trong tường
Chọn là: 0,387.10
-3
(m
2
.K/W) (tra bảng V.1, trang 4, [2])
25