TRƯỜNG ĐẠI HỌC NÔNG LÂM HUẾ CỘNG HOÀ XÃ HÔI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
KHOA CƠ KHÍ CÔNG NGHỆ Độc lập - Tự do - Hạnh phúc
Bộ môn: Công nghệ sau thu hoạch o0o

NHIỆM VỤ THIẾT KẾ ĐỒ ÁN THIẾT BỊ
Họ và tên sinh viên: Nguyễn Đăng Việt
Lớp: CNTP43
Ngành: Công nghệ Thực Phẩm
1/ Tên đề tài:
Thiết kế hệ thống cô đặc ba nồi ngược chiều.
Thiết bị cô đặc phòng đốt trong ống tuần hoàn ngoài.
Cô đặc dung dịch KOH
2/ Các số liệu ban đầu:
- Năng suất tính theo dung dịch đầu (Tấn/giờ): 10
- Nồng độ đầu của dung dịch (% khối lượng): 12
- Nồng độ cuối của dung dịch (% khối lượng) 30
- Ap suất hơi đốt nồi 1 (at): 3.5
- Ap suất hơi còn lại trong thiết bị ngưng (at): 0,3
3/ Nội dung các phần thuyết minh và tính toán:
- Đặt vấn đề
- Chương I: Tổng quan về sản phẩm, phương pháp điều chế, chọn phương án thiết kế.
- Chương II:Tính toán công nghệ thiết bị chính.
- Chương III:Tính và chọn thiết bị phụ: Thiết bị Baromet, bơm chân không, bơm dung
dịch, thiết bị gia nhiệt.
- Chương IV: Kết luận.
- Tài liệu tham khảo
4/ Các bản vẽ và đồ thị (ghi rõ các loại bản và kích thước các loại bản vẽ):
- 1 bản vẽ hệ thống thiết bị chính, khổ A1 và A3 đính kèm trong bản thuyết minh.
- 1 bản vẽ thiết bị chính, khổ A1.
5/ Giáo viên hướng dẫn:
Phần: toàn bộ Họ và tên giáo viên: Tống Thị Quỳnh Anh.

( ')∆
18
2.3.2. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh
( '')∆
19
2.3.3. Tổn thất do trở lực của đường ống
( ''')∆
21
2.3.4. Tổn thất cho toàn bộ hệ thống 21
2.3.5. Hiệu số nhiệt độ hữu ích cho toàn bộ hệ thống và cho từng nồi 21
2
2.4. Cân bằng nhiệt lượng 22
2.4.1. Tính nhiệt dung riêng 22
2.4.2. Tính nhiệt lượng riêng 23
3. Tính bề mặt truyền nhiệt 27
3.1. Độ nhớt 27
3.2. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch 30
3.3. Hệ số cấp nhiệt 31
3.3.1. Về phía hơi ngưng tụ 31
3.3.2. Về phía dung dịch sôi 33
3.4. Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi 35
CHƯƠNG III: THIẾT KẾ CHÍNH 41
3.1. Buồng bốc 41
3.1.1. Tính số ống truyền nhiệt 41
3.1.2. Đường kính thiết bị buồng đốt 41
3.1.3. Chiều dày buồng đốt 42
3.1.4. Chiều dày đáy buồng đốt 44
3.2. Buồng bốc 46
3.2.1. Đường kính buồng bốc 46
3.2.2. Chiều cao buồng bốc 46

4.1.2. Thể tích khí không ngưng và không khí được hút ra khỏi thiết bị 69
4.2. kích thước thiết bị ngưng tụ 71
4.2.1. Đường kính thiết bị ngưng tụ 71
4.2.2. Kích thước tấm ngăn 71
4
4.2.3. Chiều cao thiết bị ngưng tụ 73
4.2.4. Kích thước ống baromet 74
4.3. Chọn bơm 76
4.3.1. Bơm chân không 76
4.3.2. Bơm nước lạnh vào thiết bị ngưng tụ 78
4.3.3. Bơm dung dịch lên thùng cao vị 82
4.3.4. Bơm dung dịch từ nồi 3 vào nồi 2 84
4.3.5. Bơm dung dịch từ nồi 2 vào nồi 1 86
4.3.6. Bơm dung dịch từ nồi 1 sang bể chứa sản phẩm 89
4.4. Thiết bị gia nhiệt 92
CHƯƠNG V. KẾT LUẬN 94
TÀI LIỆU THAM KHẢO 95
5
ĐẶT VẤN ĐỀ
Ngày công nghiệp sản xuất hóa chất là một ngành công nghiệp quan trọng
ảnh hưởng đến nhiều ngành khác. Một trong những sản phẩm được quan tâm sản
xuất khá nhiều là Kali hydroxyt (KOH) do khả năng sử dụng rộng rãi của nó.
Trong quá trình sản xuất KOH, quá trình cô đặc thường được sử dụng để thu
được dung dịch KOH có nồng độ cao, thỏa mãn nhu cầu sử dụng đa dạng và tiết
kiệm chi phí vận chuyển, tồn trữ.
Nhiệm vụ cụ thể của đồ án này là thiết kế hệ thống cô đặc 3 nồi ngược
chiều, phòng đốt trong ống tuần hoàn ngoài, cô đặc dung dịch KOH từ 12% lên
30%
Đối với sinh viên ngành công nghệ thực phẩm, việc thực hiện đồ án thiết
bị là hết sức quan trọng. Nó vừa tạo cơ hội cho sinh viên ôn tập và hiểu một cách

− Nó hấp thu mạnh hơi ẩm và CO
2
của không khí, dễ chảy rữa thành K
2
CO
3
.
KOH dễ dàng tan trong nước, 100g nước hòa tan được 112g KOH, tỏa nhiều
nhiệt tạo dung dịch KOH. Áp suất hơi của nước ở trên KOH ở nhiệt độ phòng là
0,002 mmHg.
 Các ứng dụng của KOH:
− Sản xuất dầu diesel sinh học
− Sản xuất xà phòng mềm, làm chất tẩy rữa
− Tiền thân của các hợp chất kali khác
− Làm pin điện phân
 Các phương pháp sản xuất:
− Điện phân (có màng ngăn) dung dịch KCl:
7
KCl + H
2
O
→
KOH +
2 2
1
2
H Cl↑ + ↑
− Điều chế KOH từ kali:
2 2
1

Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển dùng cho dung dịch không bị
phân hủy ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứ cho
cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác.
Cô đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà được thải
ra ngoài không khí. Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế.
8
Trong công nghiệp hóa chất và thực phẩm thường làm đậm đặc dung dịch
nhờ đun sôi gọi là quá trình cô đặc, đặc điểm của quá trình cô đặc là dung môi
được tách khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn chất hòa tan trong dung dịch không
bay hơi, do đó nồng độ của dung dịch sẽ tăng dần lên, khác với quá trình chưng
cất, trong quá trình chưng cất các cấu tử trong hỗn hợp cùng bay hơi chỉ khác
nhau về nồng độ trong hỗn hợp.
Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc gọi là hơi thứ, hơi thứ
ở nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng một thiết bị khác, nếu dùng hơi thứ đung
nóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đặc thì ta gọi hơi đó là hơi phụ.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong thiết bị một nồi hoặc nhiều nồi làm
việc gián đoạn hoặc liên tục. Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác
nhau tùy theo yêu cầu kỹ thuật, khi làm việc ở áp suất thường (áp suất khí quyển)
thì có thể dùng thiết bị hở; còn làm việc ở các áp suất khác thì dùng thiết bị kín
cô đặc trong chân không (áp suất thấp) vì có ưu điểm là: khi áp suất giảm thì
nhiệt độ sôi của dung dịch cũng giảm, do đó hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và
dung dịch tăng, 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 sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất giữa hơi đốt và

10
− Có buồng đốt trong, ống tuần hoàn ngoài.
− Có buồng đốt ngoài, ống tuần hoàn ngoài.
Nhóm 3: dung dịch chảy thành màng mỏng, chảy một lần tránh tiếp xúc
nhiệt lâu làm biến chất sản phẩm. Đặc biệt thích hợp cho các dung dịch thực
phẩm như dung dịch nước trái cây,hoa quả ép…Gồm:
− Màng dung dịch chảy ngược, có buồng đốt trong hay ngoài: sử dụng cho
dung dịch sôi tạo bọt khó vỡ.
− Màng dung dịch chảy xuôi, có buồng đốt trong hay ngoài: sử dụng cho
dung dịch sôi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ.
1.2.4.2. Phân loại theo phương pháp thực hiện quá trình:
− 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 để 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 dưới 100
o
C, áp suất
chân không. Dung dịch tuần hoàn tốt, ít tạo cặn, sự bay hơi nước liên tục. Cô đặc
chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao, dễ bị phân hủy vì nhiệt.
Cô đặc ở áp suất dư: dùng cho dung dịch không bị phân hủy ở nhiệt độ cao như
các dung dịch muối vô cơ, để sử dụng hơi thứ cho cô đặc và cho các quá trình
đun nóng khác.
− 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. Có thể cô chân không, cô 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.
11
− Cô đặc liên tục: Cho kết quả tốt hơn cô đặc gián đoạn. Có thể áp dụng điều
khiển tự động, nhưng chưa có cảm biến tin cậy.

CHƯƠNG 2 : TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ
NĂNG LƯỢNG
1.Tính cân bằng vật liệu :
Thông số và số liệu ban đầu
Dung dịch cô đặc : KOH
Nồng độ đầu của dung dịch : 12%
Nồng độ cuối của dung dịch : 30%
Năng suất tính theo dung dịch đầu : 10000kg/h
1.1 Lượng dung môi nguyên chất bốc hơi (lượng hơi thứ) khi nồng độ dung
dịch thay đổi từ x
đ
đến x
c
:
Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn hệ thống:
G
đ
= G
c
+ W (1)
Trong đó:
G
đ
, G
c
là lượng dung dịch đầu và cuối (kg/h)
W: lượng hơi thứ thoát ra của toàn bộ hệ thống (kg/h)
Viết cho cấu tử phân bố:
G
đ

d
c
x
x
) = 10000(1-
12
30
) = 6000 (kg/h)
Trong đó:
G
đ
, G
c :
lượng dung dịch ban đầu, dung dịch cuối, kg/h
1.1.1 Sự phân bố hơi thứ trong các nồi:
Gọi W
1,
W
2,
W
3 là
lượng hơi thứ của nồi 1, 2,3 kg/h
Chọn phân bố hơi thứ theo tỉ lệ:
W
W 1
i
i +
= 1,1
Từ cách chọn tỷ lệ này ta tính ra được lượng hơi thứ bốc ra các nồi theo
công thức: W = W

=
10000.12
10000 6000−
= 30 % khối lượng
x
2
=
2 3
.
(W W )
d d
d
G x
G − +
% khối lượng
15
=
10000.12
10000 (1993,958 1812,689)− +
= 19,376 % khối lượng
x
3
=
3
.
W
d d
d
G x
G −

Gọi P
1
, P
2
, P
3
, P
nt
: là áp suất ở nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ
1
∆P
:hiệu số áp suất hơi đốt của nồi 1 so với nồi 2
2
∆P
:hiệu số áp suất của hơi đốt nồi 2 so với nồi 3
∆P
3
: hiệu số áp suất của hơi đốt nồi 3 so với thiết bị ngưng tụ
∆
P
:hiệu số áp suất của toàn hệ thống
Giả sử rằng sử dụng hơi đốt để dùng bốc hơi và đun nóng là hơi nước bão
hòa
Ta có:
∆P = P
1

−
P
nt

∆P
1
= P
1
−
P
2
∆P
2 =
P
2
−
P
3

∆P
3

= P
3

– P
nt
Suy ra: P
2
= P
1
- ∆P
1
= 3,5

Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi 1
0
C (1
0
C
chính là tổn thất nhiệt độ do trở lực thủy học trên đường ống dẫn), còn nhiệt độ
hơi thứ của nồi cuối cùng thì bằng nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1
0
C.
Tra bảng I.250, ST QTTB T1 / 312 và I.251, [2] / 314
17
Bảng 2.1: Áp suất, nhiệt độ của hơi đốt và hơi thứ ở mỗi nồi
Nồi 1 Nồi 2 Nồi 3 TBNT
P (at) T(
o
c) P (at) T (
o
c) P (at) T(
o
c)
P
(at)
T(
o
c
)
Hơi đốt 3,5 137,9 1,449 109,68 0,628 86,564
Hơi thứ 1,497 110,68 0,654 87,564 0,314 69,7
2.3 Xác định tổn thất nhiệt trong các nồi:
Tổn thất nhiệt độ trong hệ thống cô đặc bao gồm: tổn thất do nồng độ, tổn

18
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.
t’ : nhiệt độ hơi thứ,
o
C
Trong các thiết bị cô đặc liên tục (tuần hoàn tự nhiên hay cưỡng bức) thì
nồng độ dung dịch sôi gần với nồng độ cuối (x
c
) do đó ∆
’
lấy theo nồng độ cuối
dung dịch.
Tra đồ thị, Hình VI.2, STQTTB,T2/Trang 60,T1/Trang 312.
Bảng 2.2: Tổn thất nhiệt độ do nồng độ
x
c
(%kl)
∆
o
’
(
C
o
)

’
+∆
3
’
= 26,303
2.3.2 Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (∆’’)
Áp suất của dung dịch thay đổi theo chiều sâu lớp dung dịch : Ở trên bề
mặt thì bằng áp suất hơi trong phòng bốc hơi, còn ở đáy ống thì bằng áp suất trên
mặt cộng với áp suất thủy tĩnh của cột dung dịch kể từ đáy ống. Trong tính toán,
ta thường tính theo áp suất trung bình của dung dịch :
P
tb
= P
o
+ (h
1
+
2
2
h
)
dd
.
s
g
ρ
(at)
Với P
o
: áp suất hơi thứ trên bề mặt dung dịch

P
P
)
t
= conts
Trong đó:
P: áp suất hơi bão hòa trên bề mặt thoáng của dung dịch
Ps: áp suất hơi bão hòa của nước nguyên chất ở cùng nhiệt độ với P, nội
suy từ bảng I.250/312-[1].
Nồi 1: Ứng với x
1
= 30%
→
t
s1
= 113,44
o
C (theo bảng I.204/236 –[1])
P
ht
= 1,497 at và áp suất hơi bão hòa của nước nguyên chất P
s
= 1,642 at
Ta có: ρ
dd
= 962,14 (kg/m
3
) → ρ
dds
= 481,07 (kg/m

tb
= 124,92
o
C
Nhiệt độ sôi của dung dịch trên mặt thoáng:
t
tm
= t
th
+
'∆
= 110,68 + 12,88 = 123,48
o
C
1
''∆
= t
tb
−
t
m
= 124,92
−
123,48 = 1,36
o
C
Nồi 2: Ứng với x
2
= 19,376%
→

P
P
=
1
0,8
1,25
=
Mà P = P
tb2

→
P
o
=

0,74
0,928
0,8
=

at
→
t
tb
= 96,9
o
C
Nhiệt độ sôi của dung dịch trên mặt thoáng:
t
tm

dd
= 870,23 kg/m
3

→
ρ
dds
= 435,11 kg/m
3
Suy ra: P
tb
= 0,314 + (0,5 + 1,5).435,11.9,81.10
-5

= 0,399 at
K =
s
P
P
=
1
1,18
= 0,85
Mà P = P
tb3

→
P
o
=

= 1,36+1,617+0,74 = 3,717
o
C
2.3.3 Tổn thất do trở lực đường ống (
'''∆
)
21
Chọn tổn thất nhiệt độ ở mỗi nồi là 1
o
C
Tổn thất nhiệt độ do trở lực gây ra trên cả hệ thống
'''∆
= 3
o
C
2.3.4 Tổn thất cho toàn hệ thống :
' '' '''∆ = ∆ + ∆ + ∆
= 26,303 +3,717 + 3 = 33,297
o
C
2.3.5 Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi cho toàn bộ hệ thống và cho từng nồi:
Cho từng nồi:
− Nồi 1:
1thi
∆
=
1 2 1hd hd
t t− − ∑∆
= 137,9
−

=
2 2 2 2 2hd s s hd thi
t t t t− ⇒ = − ∆
= 96,9
o
C
− Nồi 3:
3thi
∆
=
3 3hd nt
t t− − ∑∆
= 86,564
−
68,7
−
(5,7+1+0,74) = 10,424
o
C
3thi
∆
=
3 3 3 3 3hd s s hd thi
t t t t− ⇒ = − ∆
= 86,564
−
10,424 = 76,14
Hiệu số nhiệt độ hữu ích cho toàn hệ thống:
1hi chung hd nt
t t t∆ = − ∑∆ = − − ∑∆

= 4186.(1
−
0,19376)= 3374,921 (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
Theo công thức :
M
KOH
.C
ht
=
∑
C
i
N
i
I.41/152
M : Khối lượng mol của hợp chất
C
i
: nhiệt dung riêng của đơn chất
N
i
: số nguyên tử trong phân tử

i : nhiệt lượng riêng của hơi thứ (J/kg)
Tra bảng I.249 STQTTB,T1/trang 310, bảng I.250 STQTTB,T1/trang 312)
Bảng 2.4 Nhiệt lượng riêng, nhiệt dung riêng của hơi thứ, hơi đốt và nhiệt
độ sôi của dung dịch trong các nồi.
23
Nồi Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch
T(
o
C)
I.10
3
(J/kg)
C
n
(J/kg.độ)
t(
o
C)
i.10
3
(J/kg)
C
(J/kg.độ)
t
s
(
o
C)
1 137,9 2737,1 4282,6 110,68 2697,1 3201,39 124,92
2 109,68 2695,4 4232,6 87,56 2657,6 3374,92 96,9

, C
c
là nhiệt dung riêng của dung dịch dịch vào và ra (J/kg.độ).
– C
n1
, C
n2
, C
n3
là nhiệt dung riêng của nước ngưng nồi 1, 2, 3 (J/kg.độ).
– I
1
, I
2
, I
3
là hàm nhiệt của hơi đốt nồi 1, 2, 3, (J/kg).
– i
1
, i
2
, i
3
là hàm nhiệt của hơi thứ nồi 1, 2, 3, (J/kg).
– t
đ
, t
c
là nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch, (
o

ra
Q∑
Ta có bảng tổng kết về cân bằng nhiệt lượng cho mỗi nồi:
Bảng 2.5 Bảng tổng kết về cân bằng nhiệt lượng của 3 nồi
Nồi 1
Vào
Hơi đốt mang vào D
1
.I
1
24
Dung dịch mang vào (G
đ
−
(W
2
+W
3
)).C
2
.t
s2
Ra
Hơi thứ ra W
1
.i
1
Dung dịch mang ra (G
đ
−

đ
-W
3
).C
3
.t
s3
Ra
Hơi thứ ra W
2
.i
2
Dung dịch mang ra (G
đ
-(W
2
+W
3
)C
2
.t
s2
Nước ngưng mang ra D
2
C
n2
θ
2
Tổn thất nhiệt chung 2 0,05D
2

đ
-W
3
)C
3
t
s3
Nước ngưng mang ra D
3
C
cn3
θ
3
Tổn thất nhiệt chung 3 0,05D
3
(I
3
-C
n3
θ
3
)
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 1 và nồi 2, (tra Bảng I.250/312 )
I = 2737,1.10
3
kJ/kg
i
1
= 2697,1.10

= 76,14
o
C
Nhiệt dung riêng của dung dịch:
C
đ
= 3683,68 J/kg.độ
25