ĐẶT VẤN ĐỀ
Ngày nay, công nghiệp sản xuất hóa chất là một ngành công nghiệp
quan trọng ảnh hưởng đến nhiều ngành sản xuất khác. Một trong những
hóa chất được sản xuất và sử dụng nhiều là KNO
3
, vì khả năng ứng dụng
rộng rãi của nó.
Trong quy trình sản xuất KNO
3
, quá trình cô đặc là một khâu hết sức
quan trọng. Nó đưa dung dịch KNO
3
đến một nồng độ cao hơn, thỏa mãn
nhu cầu cầu sử dụng đa dạng và tiết kiệm chi phí vận chuyển, tồn trữ, và
tạo điều kiện cho quá trình kết tinh nếu cần.
Nhiệm vụ cụ thể của đồ án này là thiết kế hệ thống cô đặc KNO
3
hai
nồi liên tục ống tuần hoàn trung tâm buồng đốt trong đối lưu tự nhiên nhằm
cô đặc dung dịch KNO
3
từ 3% lên 10%.
Đối với sinh viên khối ngành công nghệ hóa chất và 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 sâu sắc những kiến thức đã học về
các quá trình thiết bị vừa giúp sinh viên tiếp xúc, quen dần với việc lựa
chọn, thiết kế, tính toán các chi tiết của một thiết bị với các thông số kỹ
thuật cụ thể.
Tuy nhiên, đồ án thiết bị là các môn học rất khó và kiến thức thực tế của
sinh viên thì hạn chế nên việc thực hiện đồ án thiết bị còn nhiều thiếu sót.
Vì vậy, em rất mong nhận được sự đóng góp và hướng dẫn của quý thầy cô

- Dùng trong công nghiệp thủy tinh, luyện kim.
2
2- Tính chất hóa lý của kali nitrat
- Dạng tồn tại: tinh thể rắn hoặc bột màu trắng, không mùi, vị mặn, đắng.
- Phân tử lượng: 101 (g/mol), khối lượng riêng là 2,3 ×10
3
(kg/m
3
).
- Tan chảy ở 302 (
0
C) và sôi ở 356 (
0
C).
- Độ hòa tan:
+ Có khả năng tan trong nước, độ hòa tan tăng khi nhiệt độ tăng. Ở nhiệt độ
thường, độ hòa tan là 92g/100 ml.
+ Dễ tan trong amoni lỏng, ít tan trong methanol (CH
3
OH), rất ít tan trong
acetone và glycerol.
- Phản ứng mạnh với các chất cháy, hữu cơ.
- Có phản ứng với các loại chất khử, axit.
II- Tổng quan về quá trình cô đặc:
1- Sơ lượt về lý thuyết cô đặc.
1.1- Định nghĩa:
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 các chất rắn hòa tan ở dạng tinh thể.

- Theo tính tuần hoàn dung dịch: tuần hoàn tự nhiên, tuần hoàn
cưỡng bức,
1.3- Lựa chọn thiết bị:
Theo tính chất nguyên liệu, ta chọn thiết bị cô đặc 2 nồi, làm việc
liên tục, có ống tuần hoàn trung tâm buồng đốt trong đối lưu tự nhiên.
Thiết bị cô đặc dạng có cấu tạo đơn giản, dễ sửa chửa, làm sạch.
Đồng thời, có thể tận dụng triệt để nguồn hơi.
4
Quá trình cô đặc được tiến hành ở áp suất chân không nhằm làm
giảm nhiệt độ sôi của dung dịch, giảm được chi phí năng lượng, hạn chế
những biến đổi của chất tan.
Tuy nhiên, tốc độ tuần hoàn nhỏ, hệ số truyền nhiệt còn thấp, vận
tốc tuần hoàn bị giảm vì ống tuần hoàn cũng bị đun nóng.
2- Thuyết minh quy trình công nghệ.
* Cấu tạo và nguyên tắc làm việc của nồi cô đặc.
Nồi cô đặc xuôi chiều ống tuần hoàn trung tâm cấu tạo gồm buồng
bốc, buồng đốt và bộ phận thu hồi cấu tử .Trong đó:
- Buồng đốt ở dưới bao gồm các ống truyền nhiệt và một ống tuần
hoàn trung tâm. Dung dịch đi trong ống còn hơi đốt ngoài ống. Nguyên tắc
hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm là: do ống tuần hoàn có đường kính
lớn hơn đường kính ống truyền nhiệt nên hệ số truyền nhiệt nhỏ, dung dịch
sẽ sôi ít hơn so với dung dịch trong ống truyền nhiệt. Khi sôi dung dịch sẽ
có khối lượng riêng giảm do đó tạo ra áp lực đẩy dung dịch từ trong ống
tuần hoàn sang ống truyền nhiệt. Kết quả, tạo nên dòng chuyển động tuần
hoàn đối lưu tự nhiên giữa ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn.
- Phía trên thiết bị là buồng bốc. Đây là một phòng trống, ở đây hơi
thứ được tách ra khỏi hỗn hợp lỏng - hơi của dung dịch sôi. Bên trong
buồng bốc còn có bộ phận thu hồi cấu tử để tách những giọt chất lỏng còn
lại do hơi thứ mang theo.
* Thuyết minh quy trình:

D
= 12 tấn/h = 12000 kg/h
Nồng độ nguyên liệu ban đầu: X
D
= 3 %
Nồng độ cuối của sản phẩm : X
C
= 10 %
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất :
G
D
. X
D
= G
C
. X
C
Suy ra: G
C
=
C
DD
x
xG .
=
3600
10
3.12000
=
kg/h

Xem lượng hơi thứ không mất mát, ta có:
G
D
.X
D
= G
C
.X
C
(2)
Vậy lượng hơi thứ bốc ra toàn hệ thống được xác định:
)1(
C
D
D
x
x
GW
−=
Theo giả thiết ta có:
G
D
= 12 tấn/h = 12000 kg/h
X
D
= 3 %
X
C
= 10 %
8

2
1
=
W
W
W
1
+ W
2
= W
Giải hệ trên có kết quả :
W
1
= 4200 kg/h
W
2
= 4200 kg/h
Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1:
X
C1
=
62,4
420012000
3.12000
.
1
=
−
=
−

nt
là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ.
∆P
1
: hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2.
∆P
2
: hiệu số áp suất của nồi 2 so với thiết bị ngưng tụ.
∆P
t
: hiệu số áp suất của cả hệ thống.
9
Giả sử chọn:
Áp suất của hơi đốt vào nồi 1 là P
1
=3,2 at.
Áp suất hơi của thiết bị ngưng tụ là P
nt
= 0,3 at.
Khi đó hiệu số áp suất của cả hệ thống cô đặc là :
∆P
t
=P
1
– P
nt
= 3,2 – 0,3 = 2,9 at
Chọn tỉ số phân phối áp suất giữa các nồi là:
8,1
2

là nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2.
t
ht1
= t
hd2
+ 1
t
ht2
= t
nt
+ 1
Tra bảng : I. 250, STQTTB, T1/ Trang 312.
I. 251, STQTTB, T1/ Trang 314.
Bảng 1: Tóm tắt nhiệt độ, áp suất (giả thiết) của các dòng hơi.
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)

,,
.2,16.
∆=∆
Trong đó ∆’
o
: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường gây ra.
T
s
: là nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất (
o
K).
r: ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất làm việc (J/kg).
Bảng 2: Tra bảng VI.2, STQTTB, T2/Trang 63
Nồi 1 Nồi 2
Nồng độ dung dịch (% khối lượng) 4,62 10
∆’
o
(
o
C)
0,4234 0,9
Bảng 3: Tra bảng I.251, STQTTB, T1/Trang 314
Nồi 1 Nồi 2
Áp suất hơi thứ (at) 1,39 0,31
Nhiệt hóa hơi r (J/kg) 2238,45.10
3
2333,.10
3
Nồi 1:
( )

= 0,734
o
C
Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ trong toàn hệ thống:
Σ∆’ = ∆’
1
+∆’
2
= 0,446 + 0,734 = 1,18
o
C
2.2- Tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh (
∆
’’ ):
Nhiệt độ sôi của dung dịch cô đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh
∆
’’
(tổn thất nhiệt độ do âp suất thủy tĩnh tăng cao):
Âp suất thủy tĩnh ở lớp giữa của khối chất lỏng cần cô đặc:
11
g
h
hPP
ddstb
⋅+∆+=
ρ
)
2
(
0

,
0
C; t
0
- nhiệt độ sôi
của dung môi ứng với áp suất p
0
,
0
C.
t
0
nhiệt độ si của dung môi ứng với áp suất p
0
,
0
C tra được ở bảng
I.22,STQTTB
1
/42
Bảng 4:
Nồi i x% p
0
(at) t
o
(
0
C) ρ
dd
ρ








+∆
+=
4
10.81,9
.)
2
( g
h
h
PoPtb
dds
ρ
=




















+∆
+=
4
10.81,9
.)
2
( g
h
h
PoPtb
dds
ρ
= 0,31 +









1
/236 & 311.
Nồng độ của dung dịch = 4,62 % nhiệt độ sôi t
o
s
= 100,2
o
C cũng ở
nhiệt độ đó áp suất hơi bão hoà của nước là 1,04 at.
Nồi 1:
⇒
Ps
P
=
04,1
1
⇒ P
s
= 1,04 P
-P = P
tb
⇒ P
s1
= 1,04.1,51 = 1,569 at
⇒ t
o
tb1
= 112,1
o
C

/236 & 311.
Nồng độ của dung dịch = 10 % nhiệt độ sôi t
o
s
= 100,7
o
C cũng ở
nhiệt độ đó áp suất hơi bão hoà của nước là 1,06 at.
Nồi 2:
⇒
Ps
P
=
06,1
1
⇒ P
s
=1,06 P
-P = P
tb2
⇒ P
s2
= 1,06.0,44 = 0,467 at
⇒ t
o
tb2
= 79.1
o
C


=∆
’’
1
+ ∆
’’
2
= 2,6 + 8,4 = 11
o
C
2.3- Tổn thất nhiệt do trở lực thuỷ lực trên đường ống (
∆
”’) :
Chấp nhận tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi
này sang nồi nọ và từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là 1
o
C.
Do đó:
∆”’
1
=1,0
o
C
∆”’
2
=1,0
o
C
,,,
2
,,,

ng
+Σ∆
2
) = 107,41– (68,7+ 0,734+ 8,42+ 1)= 28,556
o
C
Nhiệt độ sôi thực tế của dung dịch ở mỗi nồi:
Nồi 1: ∆t
i1
= T
1
– t
S1
suy ra t
S1
=T
1
- ∆t
i1
=134,9 – 23,44 = 111,46
o
C
Nồi 2 : ∆ti
2
=T
2
–t
S2
suy ra t
S2

= 4186.(1- X
C1
) = 4186.(1- 0,0462) = 3992,8 J/kg.độ
- Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 2:
Vì X
C2
= 10 % <20% nên ta có:
C
C2
= 4186.(1- X
C2
) = 4186.(1- 0,1) = 3767,4 J/kg.độ
3.2- Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng (CBNL):
Lập bảng nhiệt lượng riêng của hơi đốt, hơi thứ và nước ngưng tụ,
nhiệt độ sôi của dung dịch
Bảng 5 :Tra bảng I248 và I249,STQTTB,T1/Trang 310 và 312
Nồi
Hơi đốt Hơi thứ Dung dịch
t(
o
C) I.10
-3
(K/kg) C
n
(J/kg.độ) t(
o
C) i.10
-3
(K/kg) C(J/kg.độ) t
s

: nhiệt tổn thất ra môi trường ngoài
C
n
: nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ ( J/kgđộ)
C
đ
, C
c
: nhiệt dung riêng của dung dịch đầu cuối (J/kg độ)
Phương trình cân bằng nhiệt lượng :
∑
nhiệt vào =
∑
nhiệt ra
- Nhiệt vào bao gồm
Nồi 1: + Nhiệt do hơi đốt mang vào D
1
I
1
+ Nhiệt do dung dịch đầu mang vào G
đ
.t
đ
.C
đ
(C
đ
=C
o
)

1
Cn
1
t
1
16
+ do tổn thất chung Q
xq1
Nồi 2 : + do hơi thứ mang ra W
2
i
2
+ do lượng dung dịch mang ra (G
đ
-W)C
2
t
s2
+ do nước ngưng tụ mang ra : D
2
C
n2
t
2
= W
1
Cn
2
t
2

1
+Q
xq1
Nồi 2: D
2
.I
2
+ (G
đ
-W
1
) C
1
ts
1
= W
2
.i
2
+ ( G
đ
-W) C
2.
t
s2
+ D
2
C
n2
.t

W
1
=
12211
1122222
95,0.C -I.95.0
) ().(
θ
nS
SSđS
Cit
tCtCGtCiW
−+
−+−→
W
1
=
9,134.4219.95,0262600046,111.8,39922732860.95,0
)46,111.8,3992854,78.4,3767.(12000)854,78.4,37672626000.(8400
−+−
−+−
W
1
= 4347,66 (kg/h)
W
2
= W−W

tCGtCWGiW
−
−−+
17
D=
( )
9,134.7,4276269313895,0
9,134.42,4060.1200046,111.8,3992).12,825612000(2693138.8400
−
−−+
D= 4625,93 (kg/h).

⇒
x
1
= G
đ
1
W−
d
d
G
x
=12000.
4347,66 - 12000
3
= 4,7 (%).
x
2
= G

, μ
2.
21
,
θθ
là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.
Nên:
2
2
2
2
θθ
θθ
+
−
=→=
−
−
K
tt
K
tt
s
s
s
s
Nồi 1: Nồng độ dung dịch x
1
= 4.7 %
Chọn chất chuẩn là H

=→
K
Từ đó ta có:
)(16,9668,39
088,1
4046,111
2
21
C
k
tt
o
s
s
=+
−
=+
−
=
θθ

⇒
µ
s1
= 0,2957.10
-3
(N.s/m
2
)


=
−
−
=→ K
Từ đó ta có:
)(33,7287,48
23,1
50854,78
2
22
C
k
tt
o
s
s
=+
−
=+
−
=
θθ

⇒
µ
s2
= 0,3935.10
-3
(N.s/m
2

i
d
i
d
i
i
M
x
M
x
M
x
m
2
2
2
1
−
+
=
Nồi 1:
Tra bảng I.46 STQTTB
1
/42 :dung dich KNO
3
có 4,57% có t
s1
=111,46
o
C,có ρ

Nồi 2:
Tra bảng I.46 STQTTB
1
/42 :dung dich KNO
3
có 10% có t
s2
=78,854
o
C,có
ρ
2
= 1032,4 kg/m
3

0194,0
18
1,01
101
1,0
101
1,0
2
=
−
+
=m
61,1918).0194,01(101.0194,0
2
=−+=→ M

Với r: ẩn nhiệt ngưng (J/kg)
H: chiều cao ống truyền nhiệt (chọn H = 4m )
4
32
.
µ
λρ
=
A
: là hệ số phụ thuộc nhiệt độ nước ngưng tụ.
t
m
= 0,5(t
T1
+t
hd
)
11 Thd
ttt
−=∆
Nồi 1: Chọn ∆t
1
= 2,6
o
C
t
T1
= t
hđ1
- ∆t

2165,28.10
.08,192.04,2
4
3
1,1
==
n
α
W/m
2
.độ
→ q
1,n1
= α
1,n1
.∆t
1
= 8370,14.2,6= 21762,35 W/m
2
Nồi 2: Chọn ∆t
1
= 3,4
o
C
t
T1
= t
hđ2
- ∆t
1

3
2,1
==
n
α
W/m
2
.độ
→ q
1,n2
= α
1,n2
.∆t
1
= 7463,43.3,4= 25375,68 W/m
2
21
3.2- Về phía dung dịch sôi: α
2

Ta có:
n
αϕα
.
2
=
Với:
ϕ
là hệ số hiệu chỉnh.
n




















=
d
n
n
d
n
d
n
d
C
C

λ
δ
Trong đó r
1
: nhiệt trở của lớp hơi nước

γ
δ
=
2
r
: nhiệt trở của tường
λ : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống truyền nhệt

δ
: bề dày ống truyền nhiệt (
δ
=2 mm)
r
3
: nhiệt trở của lớp cặn bẩn
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt là CT3 λ = 50 W/m độ (Tra bảng
XII.7,STQTTB, T2/ Trang 313)
→ ∑ r
1
=
3333
10.659,010.387,010.
50
2

Hệ số cấp nhiệt của nước :
∆t
2
= t
T2
- t
2
= 117,96 – 111,46 = 6,5
o
C
Áp suất hơi thứ tại nồi 1 :
P
ht1
= 1,39.98100= 1,36.10
5
N/m
2
Vậy
=
1,nn
α
0,145.6,5
2,33
.(1,36.10
5
)
0,5
= 4199.92 W/m
2
độ

3,977
.
685,0
5223,0



























Nên ta có:
%03.0%100.
35,21762
35,2176265,21768
1
=
−
=
η
< 5% nên đạt
Vậy nhiệt tải trung bình:
5,21765
2
35,2176265,21768
2
1,21,1
1
=
+
=
+
=
nn
qq
Q
W/m
2
Nồi 2: Tại t
s2
= t

23
Áp suất hơi thứ tại nồi 1 :
P
ht2
= 0,31.98100= 0,305.10
5
N/m
2
Vậy
=
2,nn
α
0,145.8,43
2,33
.(0,305.10
5
)
0,5
= 3640,27 W/m
2
độ
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/Trang 311
C
n2
= 4194,1 J/kg.độ
µ
n2
= 3,6.10
-4
N.s/m






























=

< 5% nên đạt
Vậy nhiệt tải trung bình:
37,25536
2
68,2537507,25697
2
2,22,1
2
=
+
=
+
=
nn
qq
Q
W/m
2
3.3- Tính hệ số phân bố nhiệt độ hữu ích cho các nồi:
Xem bề mặt truyền nhiệt trong các nồi như nhau: F1= F2 nên nhiệt
độ hữu ích phân bố trong các nồi là:
hi
n
i
i
i
hi
t
K
Q

Trong đó:
D
i
là lượng hơi đốt mỗi nồi
r
i
: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi
21
11
1
αα
+∑+
=
r
K
i
Nồi 1:
Ta có: ẩn nhiệt ngưng tụ ứng với nhiệt độ 134,9 là r= 2165280
7.2782342
3600
2165280.93,4625
3600
.
11
1
===
rD
Q
J
33,928

2
===
rD
Q
91,891
95,3046
1
10.659,0
43,7463
1
1
3
2
=
++
=
−
K
47,3035
91,891
5,2707348
2
2
==
K
Q
Nên:
6,603247,303513,2997
2
2