Đồ Án QTTB
PHẦN I: TỔNG QUAN VỀ CÔ ĐẶC MÍA ĐƯỜNG
I. Giới thiệu chung
Ngành công nghiệp mía đường là một ngành công nghiệp lâu đời ở
nước ta. Do nhu cầu thị trường nước ta hiện nay mà các lò đường với quy
mô nhỏ ở nhiều địa phương đã được thiết lập nhằm đáp nhu cầu này. Tuy
nhiên, đó chỉ là các hoạt động sản xuất một cách đơn lẻ, năng suất thấp, các
ngành công nghiệp có liên quan không gắn kết với nhau đã gây khó khăn
cho việc phát triển công nghiệp đường mía.
Trong những năm qua, ở một số tỉnh thành của nước ta, ngành công
nghiệp mía đường đã có bước nhảy vọt rất lớn. Diện tích mía đã tăng lên
một cách nhanh chóng, mía đường hiện nay không phải 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, 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.
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

2+
ít hoà tan
ở nồng độ cao, phân hủy muối hữu cơ tạo kết tủa.
Phân hủy chất cô đặc.
Tăng màu do caramen hoá đường, phân hủy đường khử, tác dụng
tương hỗ giữa các sản phẩm phân hủy và các amino acid.
Phân hủy một số vitamin.
2
Đồ Án QTTB
c. Biến đổi sinh học :
Tiêu diệt vi sinh vật (ở nhiệt độ cao).
Hạn chế khả năng hoạt động của các vi sinh vật ở nồng độ cao.
4. Yêu cầu chất lượng sản phẩm và giá trị sinh hóa
Thực hiện một chế độ hết sức nghiêm ngặt để:
- Đảm bảo các cấu tử quý trong sản phẩm có mùi, vị đặc trưng được
giữ nguyên.
- Đạt nồng độ và độ tinh khiết yêu cầu.
- Thành phần hoá học chủ yếu không thay đổi.
III. Cô đặc và quá trình cô đặc
1. Định nghĩa cô đặc
Cô đặc là phương pháp thường được dùng để làm tăng nồng độ của
một cấu tử nào đó trong dung dịch hai hay nhiều cấu tử. Quá trình cô đặc
của dung dịch lõng rắn hay dung dịch lõng lõng mà có chênh lệch nhiệt độ
sôi rất cao thì thường được tiến hành bằng cách tách một phần dung môi.
Tuỳ theo tính chất của cấu tử khó bay hơi hay không bay hơi trong quá
trình đó mà ta có thể tách một phần dung môi bằng phương pháp nhiệt độ
hay phương pháp làm lạnh kết tinh.
2. Các phương pháp cô đặc
a. Phương pháp nhiệt (đun nóng):
Dung môi chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái hơi dưới tác dụng

5. Đánh giá khả năng phát triển của sự cô đặc
Hiện nay, phần lớn các nhà máy sản xuất hoá chất, thực phẩm đều sử
dụng thiết bị cô đặc như một thiết bị hữu hiệu để đạt nồng độ sản phẩm
mong muốn. Mặc dù chỉ là một hoạt động gián tiếp nhưng rất cần thiết và
gắn liền với sự tồn tại của nhà máy. Cùng với sự phát triển của nhà máy thì
việc cải thiện hiệu quả của thiết bị cô đặc là một tất yếu. Nó đòi hỏi phải có
những thiết bị hiện đại, đảm bảo an toàn và hiệu suất cao. Đưa đến yêu cầu
người kỹ sư phải có kiến thức chắc chắn hơn và đa dạng hơn, chủ động
khám phá các nguyên lý mới của thiết bị cô đặc.
IV. Phân loại và đặc điểm cấu tạo thiết bị cô đặc
1. Phân loại và ứng dụng
a. Theo cấu tạo
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 dễ dàng qua bề
mặt truyền nhiệt. Gồm:
4
Đồ Án QTTB
- Có buồng đốt trong (đồng trục buồng bốc), có thể có ống tuần hoàn
trong hoặc ngoài.
- Có buồng đốt ngoài ( không đồng trục buồng bốc).
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. Gồm:
- 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: dùng

- Hệ ngược chiều thích hợp cô đặc các dung dịch vô cơ không bị biến
tính vì nhiệt độ cao.
- Dùng hệ thống cô đặc chân không nhằm hạ thấp nhiệt độ sôi của
dung dịch để giữ được chất lượng của sản phẩm và thành phần quý (tính
chất tự nhiên, màu, mùi, vị, đảm bảo lượng vitamin, …) nhờ nhiệt độ thấp
và không tiếp xúc Oxy.
3. Các thiết bị và chi tiết
a. Thiết bị chính:
- Ống tuần hoàn, ống truyền nhiệt.
- Buồng đốt , buồng bốc, đáy, nắp…
- Ống : hơi đốt, tháo nước ngưng, khí không ngưng…
b.Thiết bị phụ:
- Bể chứa sản phẩm, nguyên liệu.
- Các loại bơm: bơm dung dịch, bơm nước, bơm chân không.
- Thiết bị gia nhiệt.
- Thiết bị ngưng tụ Baromet.
- Các loại van.
- Thiết bị đo…
4. Yêu cầu thiết bị và vấn đề năng lượng
- Sản phẩm có thời gian lưu nhỏ: giảm tổn thất, tránh phân hủy sản phẩm.
- Cường độ truyền nhiệt cao trong giới hạn chênh lệch nhiệt độ.
- Đơn giản, dễ sữa chữa, tháo lắp, dễ làm sạch bề mặt truyền nhiệt.
- Phân bố hơi đều.
- Xả liên tục và ổn định nước ngưng tụ và khí không ngưng.
6
Đồ Án QTTB
- Thu hồi bọt do hơi thứ mang theo.
- Tổn thất năng lượng( do thất thoát nhiệt là nhỏ nhất).
- Thao tác, khống chế giản đơn, tự động hóa dễ dàng.
V. Quy trình công nghệ

hơi. Dung dịch sau khi cô đặc ở nồi I được dẫn ra ở phía dưới để đi vào nồi
cô đặc thứ II. Hơi thứ và khí không ngưng đi ra phía trên của nồi I được
dẫn vào buồng đốt của nồi thứ II. Quá trình cô đặc lại tiếp tục được diễn ra
lần thứ hai. Dung dịch sau khi được cô đặc trong nồi thứ hai đã đạt được
nồng độ theo yêu cầu được bơm tháo liệu bơm ra ngoài và dẫn vào bể chứa
sản phẩm. Hơi thứ và khí không ngưng sinh ra trong nồi hai này sẽ được
hút vào thiết bị ngưng tụ baromet, một phần ngưng tụ thành lỏng chảy ra
ngoài bồn chứa, phần không ngưng qua bộ phận tách giọt để chỉ còn khí
được bơm chân không hút ra ngoài.
Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc : phần dưới của thiết bị là buồng
đốt gồm có nhiều ống truyền nhiệt và một ống tuần hoàn trung tâm. Dung
dịch đi trong ống, hơi đốt sẽ đi trong khoảng không gian phía ngoài ống.
Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm là: do ống tuần hoàn có
đường kính lớn hơn rất nhiều so với các ống truyền nhiệt do đó tỉ lệ diện
tích bề mặt truyền nhiệt trên một đơn vị thể tích dung dịch trong đó sẽ nhỏ
hơn so với dung dịch trong các ống truyền nhiệt .Vì vậy dung dịch trong đó
sôi ít hơn(có nhiệt độ thấp hơn) so với dung dịch trong ống truyền nhiệt.
Khi đó dung dịch sẽ khối lượng riêng lớn hơn và sẽ tạo áp lực đẩy dung
dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt. Kết quả là tạo một dòng
chuyển động tuần hoàn của dung dịch trong thiết bị. Để ống tuần hoàn
trung tâm hoạt động có hiệu quả dung dịch chỉ nên cho dung dịch vào
khoảng 0,4 – 0,7 chiều cao ống truyền nhiệt. Phần phía trên thiết bị là
buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng bốc còn có bộ phận
tách giọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ.
Hơi đốt theo ống dẫn đưa vào buồng đốt ở áp suất 3.5 at. Hơi thứ
ngưng tụ theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi chảy ra ngoài và phần khí
không ngưng được xả ra ngoài theo cửa xả khí không ngưng.
8
Đồ Án QTTB
PHẦN II:TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT , THIẾT BỊ CHÍNH

d
, G
c
: lưu lượng đi vào , đi ra khỏi thiết bị (kg/h)
W:lượng hơi thứ đi ra khỏi thiết bị (kg/h)
Viết cho cấu tử phân bố
G
d
x
d
=G
c
x
c
+Wx
w
Xem lượng hơi thứ không mất mát, ta có:
G
d
x
d
=G
c
x
c
Vậy lượng hơi bốc ra của toàn bộ hệ thống được xác định

)1(
c
d

W

Ta chọn
1.1
2
1
=
W
W
Khi đó ta có hệ phương trình:
1.1
2
1
=
W
W
1 2
=7758.621W W+

Giải hệ trên có kết quả :
W
1
=4064.04 (kg/h)
W
2
= 3694.581(kg/h)

- Nồng độ cuối của dung dịch ra khỏi nồi 1:
x
c1

2.1.1.2.Cân bằng năng lượng
2.1.1.2.1.Xác định áp suất của mỗi nồi:
Gọi P
1
, P
2
,P
nt
: là áp suất ở nồi 1, 2, và thiết bị ngưng tụ
1
P∆
:hiệu số áp suất của nồi 1 so với nồi 2
2
P∆
:hiệu số áp suất của nồi 2 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:
10
Đồ Án QTTB
∆P =P
1
– P
nt
= 3.5 – 0.5 = 3 (at)
P∆
=
1

ht1,
t
ht2
:nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2
Giá sử tổn thất nhiệt độ do trở lực trên đường ống gây ra khi chuyển
từ nồi 1 sang nồi 2 là 1độ
Tra bảng I.250, STQTTB, T1/Trang 312
I.251.STQTTB, T1/Trang 314
Bảng 2.1: Tóm tắt nhiệt độ, áp suất của các dòng hơi
Loại
Nồi I Nồi II Tháp ngưng tụ
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Hơi đốt P

' 0 0
sdd sdmnc
t t∆ = −
Áp dụng công thức của Tisenco:
∆’ = ∆’
o
. f
11
Đồ Án QTTB
Ở đây :
∆’
o
: Tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường.
f : hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp
suất thường (áp suất khí quyển)
f
i
i
r
t
2
)'273(
2.16
+
=
t’
i
: nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ i
r
i

''∆
)
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P
(N/m
2
), ta có:
∆P =
2
1
ρ
S
.g.H
op
(N/m
2
)
Trong đó:
ρ
s
: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi (kg/m
3
)
ρ
s
=0.5 ρ
dd
ρ
dd
: Khối lượng riêng của dung dịch (kg/m
3

dd ,
kg/m
3
ρ
dm
,kg/m
3
Nồi I 21.90 114.6 1091.38 947.32
Nồi II 58 81.9 1277.03 970.62
Coi ρ
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ
đang xét.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
o
= 1.5 m.
Nồi 1:
H
op1
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
= [0.26+0.0014(1091.38 -
947.32)]1.5
= 0.65 (m)
Áp suất trung bình:
P

dd
- ρ
dm
)].H
o
= [0.26 + 0.0014.(1277.03 -
970.62)]*1.5
=1.033 (m)
Áp suất trung bình:
P
tb2
= P’
2
+ ∆P
2
=0,52 + 0,5*0,5*1277.03*9.81*1.033*10
-5
= 0,55 at
Tra sổ tay tại P
tb2
= 0.55 (at) ta có t”
2
= 83.2
0
C.
Suy ra : ∆”
2
= t”
2
– t”

1
+∆”’
2
= 2
0
C
2.1.1.2.3.4.Tổng tổn thất
Σ∆ = Σ∆’ + Σ∆” + Σ∆”’ = 3.026 + 1.56 + 2 = 6.59
0
C
13
Đồ Án QTTB
2.1.1.2.3.5.Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
*Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆ti
1
= T
1
– (T
2
+ Σ∆
1
) =137.9 – (113.6 + 0.548 + 0.26 + 1) =
22.492
0
C
Nồi II: ∆ti
2
= T
2

suy ra t
S2
= T
2
- ∆t
2
= 113.6 – 27.92 = 85.68
0
C
2.1.1.2.4. Cân bằng nhiệt lượng
2.1.1.2.4.1. Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi:
C = 4190 - ( 2514 - 7,542.t ).x (J/Kg.độ)
Trong đó:
t: nhiệt độ của dung dịch
x: nồng độ khối lượng của dung dịch, phần khối lượng.
Nhiệt dung của dung dịch ban đầu (t
d
= 115.408
o
C, x = 13%)
C
d
= 4190 - ( 2514 - 7,542*115.408 ).0,13 = 3976.33 (J/Kg.độ)
Nhiệt dung của dung dịch ra khỏi nồi 1 (t
s1
=115.08
o
C, x = 21.90%)
C
1

1
+ Q
xq1
Nồi II:
W
1
.i
1
+ (G
d
–W
1
)C
1
.t
1
= W
2
.i
2
+ (G
d
– W)C
2
.t
2
+ W
1
.C
ng2

θ
2
:nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi 1 và nồi 2 (
0
C)
14
Đồ Án QTTB
C
ng1
, C
ng2
: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi 1 và nồi 2 (j/kg.độ).
Q
xq1
,Q
xq
: nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh ( J)
G
d
: lượng dung dịch lúc ban đầu (kg/h

)
Chọn hơi đốt , hơi thứ là hơi bão hoà, nước ngưng là lỏng sôi ở cùng
nhiệt độ, khi đó ta có:
i - C
ng1
. θ
1
= r(θ
1

2
= 3106.675 j/kg.độ
G
d
= 10000 kg/h Hơi thứ :
Hơi đốt W
1
= 4064.04 kg/h Hơi thứ
θ
1
= 137.9 θ
2
= 113.6
0
C
W
2
=3694.581 kg/h
i
D
= 2737060 j/kg i
1
= 2703200 j/kg t’
2
= 81.9
0
C
C
ng1
= 4270 j/kg.độ C

tCi
tCGtCWGiW
W
dd
θ

=
7758.621*2647420 (10000 7758.621)*3106.675*85.86 10000*3830.053*115.408
0.95*(2703200 4270*137.9) 2647420 3830.053*115.08
+ − −
=
− + −
W
1
= 3966.91(kg/h)
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi II là:
W
2
= W - W
1
=7758.621 –3966.91 = 3791.711 (kg/h)
Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
C%(1) =
3966.91 4064.04
100% 2.44
3966.91
−
=
< 5%
C%(2) =

tCGtCWGiW
=
3966.91*2703200(10000 3966.91)*3830.053*115.408 10000*3976.33*115.408
0.95*(2703200 4270*137.9)
− −
−
=4381.596 kg/h
Lượng hơi đốt nồi 1 là : D = 1386.76 kg/h

1
1
10000 13
21.55%
10000 3966.91
d d
d
G x
x
G W
∗
∗
= = =
− −
2
1 2
10000 13
58%
10000 3966.91 3791.711
d d
d

.

21
,
θθ
:là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tưng ứng.
Nên:
1 2 1 2
1 2
1 2
t t t t
K
K
θ θ
θ θ
− −
= → = +
−
. (1)
Chọn chất chuẩn là nước
Nồi 1: Nồng độ dung dịch:
1
21.55%x =
Tại nhiệt độ:
0
1
0
2
40
60

Đồ Án QTTB
Ứng với nhiệt độ của nước là:
0
1
0
2
8.9
24.74
C
C
θ
θ

=


=


( Tra bảng I.102; ST
QTTB T
1
/T
94
)
60 40
1.26
24.74 8.9
K
−

2
75
70
t C
t C

=


=



Tra bảng I.112, STQTTB T1/T114ta được độ nhớt dung dịch:
3 2
1
3 2
2
1,690.10 . /
1,767.10 . /
N s m
N s m
µ
µ

=


=


⇒ = =
−
Nồi 3 có t
s
= 72,39
0
C
0
72,392 70
0,41 1,03( )
3,86
s
C
θ
−
⇒ = + =
Tra bảng I.102, STQTTB T1/T94 :
3 2
3
1,729.10 ( . / )N s m
µ
−
=

2.1.1.3.2.Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch
3
.
M
AC
pdd

=
−
+
Nồi1:
1
0.2155
342
0.0143
0.2155 1 0.2155
342 18
m
= =
−
+
M
1
=0,0143.342+(1- 0,0143).18=22,633
3 0
3
1
1089.805
3.58*10 3897.82 1089.805 0.553( / . )
243
W m
λ
−
= ∗ ∗ =
Nồi 2:
2
0,58

(CT V.101, STQTTB, T2/28)
Với :
r: ẩn nhiệt ngưng (J/kg)
H: chiều cao ống truyền nhiệt (H=1.5m)
2 3
4
.
A
ρ λ
µ
=
: hệ số phụ thuộc t
m
18
Đồ Án QTTB
t
m
= 0,5(t
T1
- t
hd
)
1hd T
t t t∆ = −
Nồi 1:chọn
0
1
1.74t C∆ =
1 1 1
137.9 1.74 136.16

⇒ = ∗ ∗ =
∗
2
1, 1 1, 1 1
. 11876.811 1.74 22665.651( / )
n n
q t W m
α
⇒ = ∆ = ∗ =
Nồi2: chọn
0
2
1.86t C∆ =
0
1 2 1
113.6 1.86 111.74
T hd
t t t C= −∆ = − =
0
2
0.5(111.74 113.6) 112.67
m
t C= + =
t
m
(
o
C) 0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200
A 104 120 139 155 169 179 188 194 197 199 199
Suy ra :A=180.70

Với:
ϕ
: hệ số hiệu chỉnh
n
α
:hệ số cấp nhiệt của nước
Mà:
0,435
0,565 2
. . .
dd dd dd n
n n n dd
C
C
λ ρ µ
ϕ
λ ρ µ
 
     
 
=
 ÷  ÷  ÷
 
     
 
(CT VI.27, STQTTB, T1/71)
Ta có:
2.33 0.5 2 0
2
0.145 ( / . )

0
50( / )W m
λ
=
Tra bảng XII7, STQTTB, T2, trang 313)
3 3 3 3 2
1
2
0.232 10 10 0.387 10 0.659 10 ( / )
50
r m do W
− − − −
= ∗ + ∗ + ∗ = ∗
∑
Nồi1:Tại t
s1
=t
2
=115.408
0
C
3 0
1, 1 1
20665.651 0.659 10 13.62
n
t q r C
−
∆ = = ∗ ∗ =
∑
0

2 0
1
3
1
4270 /
0.247 10 . /
0.685 / .
946.73 /
n
n
n
n
C J kg
N s m
W m
kg m
µ
λ
ρ
−
=
= ∗
=
=
0,435
0,565 2
3
3
0.553 1089.805 3897.82 0.243 10
. . . 0.553

22665.651 22721.487
100 0.25
22721.487
η
−
= ∗ =
Vậy tải nhiệt trung bình:
2
1
22665.651 22721.487
22693.569 /
2
Q W m
+
= =
Nồi 2: tại t
s2
=t
2
=85.68
0
C
Ta có:
3 0
1, 2 1
27241.632 0.659 10 17.95
n
t q r C
−
∆ = ∗ = ∗ ∗ =

=
Áp suất hơi thứ tại nồi 2:
5
0.52 98100 0.51012 10
ht
P = ∗ = ∗
Vậy
( )
0.5
2.33 5 2.0
, 2
0.145 8.11 0.51012 10 6297.568 /
n n
W m
α
= ∗ ∗ =
Tra bảng I.249, STQTTB, T1/314
21
Đồ Án QTTB
0
2
3
2
2
3
2
4235.168 /
0.329 10
0.681
968.15 /

     
 
 
Nên :
2 0
2, 2 2 , 2
0.37 6297.568 2330.1 / .
n n n n
W m
α ϕ α
= ∗ = ∗ =
2
2, 2 2 2, 2
8.11 2330.1 18897.112 /
n n
q t W m
α
⇒ = ∆ ∗ = ∗ =
Nên ta có:
2
19332.204 18897.112
100 2.302 5%
18897.112
η
−
= ∗ = <
Vậy nhiệt tải trung bình
2
2
19332.204 18897.112

t∆
:nhiệt độ hữu ích trong các nồi
i
Q
:là nhiệt lượng cung cấp(J/s)
i
K
:là hệ số truyền nhiệt
Ta có:
3600
i i
i
D r
Q
∗
=
Trong đó:
i
D
:lượng hơi đốt của mỗi nồi
i
r
:ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước
22
Đồ Án QTTB
1 2
1
1 1
i
K

K
= =
Nồi2:
2
3966.91 2224640
2451374.073( / )
3600
Q J s
∗
= =
2
4
1
844.59
1 1
6.59 10
10193.658 2310.1
K
−
= =
+ ∗ +
1
1
241374.073
2917.093
844.59
Q
K
= =
Vậy:

= ∗ = <
23
Đồ Án QTTB
Tính bề mặt truyền nhiệt:
2
,
2624454.293
126.6( )
946.047 21.9
i
i hi i
Q
F m
K t
= = =
∗∆ ∗
2.1.2.Thiết kế chính:
2.1.2.1.Buồng đốt:
2.1.2.1.1.Tính số ống truyền nhiệt:
Chọn loại ống truyền nhiệt có đường kính 38*2 mm nên
d=d
t
=34mm(theo bảng VI.6,STQTTB, T2/80)
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là h=1.5m
125
780
. . 0.034 1.5 3.14
t
F
n

3
( )
.
kgh
h tt
W
V m
u
ρ
=
Trong đó:
kgh
V
:là thể tích không gian hơi (m
3
)
24
Đồ Án QTTB
W
:lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị (m
3
)
h
ρ
:khối lượng riêng của hơi thúkg/m
3
)
tt
u
:cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không hian hơi

kgh
t
V
H
D
π
=
(công thức VI.34, STQTTB,T2/72)
Nồi1:
Áp suất hơi thứ P
1ht
=1.7 (at)
Nhiệt độ hơi thứ: t
1ht
=114.6
0
C
3
1
0.91( / )
ht
kg m
ρ
=
Tra đồ thị , ta được f=0.92 (VI.3,STQTTB,T2/72)
Vậy:
3 3
3
1
1

Nhiệt độ hơi thứ: t
1ht
=81.9
0
C
3
1
0.31396( / )
ht
kg m
ρ
=
Tra đồ thị , ta được f=0.89 (VI.3,STQTTB,T2/72)
Vậy:
25