ĐỒ ÁN MÔN HỌC QTTB
I. MỞ ĐẦU:
Ngành công nghiệp sản xuất NaOH là một trong những ngành công nghiệp sản xuất hoá
chất cơ bản. Nó đóng vai trò rất lớn trong sự phát triển của các ngành công nghiệp khác như
dệt , tổng hợp tơ nhân tạo, lọc hoá dầu, sản xuất phèn...
NaOH là một baz mạnh, có tính ăn da, khả năng ăn mòn thiết bò cao. Vì vậy cần lưu ý
đến việc ăn mòn thiết bò, đảm bảo an toàn lao động trong quá trình sản xuất.
Trước đây trong công nghiệp NaOH thường được sản xuất bằng cách cho Ca(OH)
2
tác
dụng với dung dòch Na
2
CO
3
loãng và nóng
.
Ngày nay người ta dùng phương pháp hiện đại là
điện phân dung dòch NaCl bão hòa. Tuy nhiên dung dòch sản phẩm thu được thường có nồng độ
rất loãng , khó khăn trong việc vận chuyển đi xa. Để thuận tiện cho chuyên chở và sử dụng
người ta phải cô đặc dung dòch đến một nồng độ nhất đònh theo yêu cầu.
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất hoà tan trong dung dòch bằng cách tách
bớt một phần dung môi qua dạng hơi hoặc dạng kết tinh.
Trong khuôn khổ đồ án này ta sẽ tiến hành cô đặc theo cách tách dung môi dưới dạng
hơi. Quá trình cô đặc thường tiến hành ở trạng thái sôi, nghóa là áp suất hơi riêng phần của
dung môi trên mặt thoáng dung dòch bừng với áp suất làm việc của thiết bò.
Quá trình cô đặc thường được dùng phổ biến trong công nghiệp với mục đích làm tăng
nồng độ các dung dòch loãng, hoặc để tách các chất rắn hoà tan.
Quá trình cô đặc thường tiến hành ở các áp suất khác nhau. Khi làm việc ở áp suất
thường ( áp suất khí quyển) ta dùng thiết bò hở , còn khi làm việc ở áp suất khác ( vd áp suất
chân không ) người ta dùng thiết bò kín.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong hệ thống cô đặc một nồi hoặc nhiều nồi, có thể

dd
do đó sẽ tạo áp lực đẩy dung dòch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt.
Kết quả là tạo một dòng chuyển động tuần hoàn trong thiết bò. Để ống tuần hoàn trung tâm
hoạt động có hiệu quả dung dòch chỉ nên cho vào khoảng 0,4 – 0,7 chiều cao ống truyền nhiệt.
Phần phía trên thiết bò là buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dòch, trong buồng bốc còn có bộ
phận tách bọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ.
A.TÍNH THIẾT BỊ CHÍNH
Trang 2
ĐỒ ÁN MÔN HỌC QTTB
III.TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT:
1. Chuyển đơn vò năng suất từ (m
3
/h) sang (kg/h) :
Năng suất nhập liệu : G’
D
=1 m
3
/h.
Khối lượng riêng : ρ
NaOH
= 1159 kg/m
3
G
D
= G’
D
∗ ρ
NaOH
= 1159 kg/h
Nồng độ nhập liệu : x

D
D
x
x
GW
−=
kg/h
Trong đó:
W : Lượng hơi thứ của toàn hệ thống kg/h
G
D
: Lượng dung dòch ban đầu kg/h
x
D
,x
C
: Nồng độ đầu,cuối của dung dòch % khối lượng
Thay số vào ta có:
5.579)
30
15
1.(1159)1(
=−=−=
C
D
D
x
x
GW
kg/h.

x’
C
=
32.20
5.3031159
15.1159
.
=
−
=
−
ID
DD
WG
xG
%
- Nồng độ cuối của dung dòch ra khỏi nồi II :
x’’
C
=
30
2765.3031159
15.1159
.
=
−−
=
−−
IIID
DD

P
Kết hợp với phương trình : ∆P
1
+ ∆P
2
= ∆P
t
= 3 at
Suy ra : ∆P
1
= 1.8 at
∆P
2
= 1.2 at
Dựa vào các dữ kiện trên và tra sổ tay qúa trình thiết bò tập I ta có bảng sau đây :
Loại
Nồi I Nồi II Tháp ngưng tụ
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất
(at)
Nhiệt độ
(
0
C)
Áp suất

∆’ = ∆’
o
. f
Ở đây :
∆’
o
: Tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường.
f : hệ số hiệu chỉnh vì thiết bò cô đặc làm việc ở áp suất khác với áp suất thường.
f
i
i
r
t
2
)'273(
2.16
+
=
t’
i
: nhiệt độ hơi thứ của nồi thứ I
r
i
: ẩn nhiệt hoá hơi của hơi ở nhiệt độ t’
i
.
Từ các dữ kiện trên ta lập được bảng sau:
Đại lượng
Nồi I
x

II
= 9.33 +15.05 = 24.38
0
C
b. Tổn thất nhiệt do áp suất thuỷ tónh (∆’’ ):
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dòch 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 dòch khi sôi , kg/m
3
ρ
s
=0.5 ρ
dd
ρ
dd
: Khối lượng riêng của dung dòch ,kg/m
3

,kg/m
3
Nồi I 20.32 115.5 1173.4 958
Nồi II 30.00 81.9 1276 958
Coi ρ
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ bề mặt đến độ sâu
trung bình của chất lỏng.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
o
=1.5 m.
Nồi I:
H
op1
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
=[0.26+0.0014(1173.4-958)]*1.5=0.84234 ,m
Áp suất trung bình:
P
tb1
= P’
1
+∆P
1
=1.76+0,5.0,5.1173.4.10
-4

-ρ
dm
)].H
o
=[0.26+0.0014(1276-958)]*1.5=1.0578 ,m
Áp suất trung bình:
P
tb2
= P’
2
+∆P
2
=0,52+0,5.0,5.1276.10
-4
.1,0578=0,554 at
Tra sổ tay tại P
tb2
= 0.554 (at) ta có t”
2
= 83.37
0
C.
Suy ra : ∆”
2
=(t”
2
+∆’
2
)


0
C
d. Tổn thất chung trong toàn hệ thống cô đặc:
Σ∆=Σ∆’+Σ∆”+Σ∆”’=24.38+2.00+2.5=28.88
0
C
3. Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:
Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở ở mỗi nồi:
Nồi I: ∆t
i1
=T
I
– (T
2
+Σ∆
1
) =137.9 – (114.5+9.33+0.53+1.5)=12.04
0
C
Nồi II: ∆t
i2
=T
2
– (t
ng
+Σ∆
2
) =114.5– (80.9+15.05+1.47+1)=16.08
0
C

C
4. Cân bằng nhiệt lượng:
a. Tính nhiệt dung riêng của dung dòch ở các nồi:
Nồi I:
Nồng độ đầu dung dòch x
D
=15%<20% nên ta áp dụng công thức:
C
D
=4186 (1-x
D
) =4186 (1- 0.15) =3558.1 ,j/kg.độ
Nồi II:
Coi C
1
≈
C
2
. Do x
C
=30%>20% nên áp dụng công thức: C
1
=C
2
=4186 – ( 4186 – C
ht
)x
C1
C
ht

=1
c
1
=c
Na
= 26 j/kg n.tửû.độ
c
2
=c
O
= 16.8 j/kg n.tửû.độ
c
3
=c
H
= 9.6 j/kg n.tửû.độ
Thay vào (*) ta có: C
ht
=
131010.
40
6.98.1626
3
=
++
j/kg.độ
Nhiệt dung riêng dung dòch ra khỏi nồi II là:
C
2
=C

ng1
. θ
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

θ
1,
θ
2
:nhiệt độ nước ngưng tụ của nồi I và nồi II ,
0
C
C
ng1
, C
ng2
: nhiệt dung riêng của nước ngưng ở nồi I và nồi II ,j/kg.độ.
Q
xq1
,Q
xq2
:nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh , J
G
D
: lượng dung dòch 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
) và i
1

=4290 j/kg.độ
Dung dòch NaOH :
+ t
1
=125.86
0
C
+ C
1
= 3323.2 j/kg.độ
Hơi thứ :
+θ
2
=114.5
0
C
+ i
1
=2706000 j/kg
+C
ng2
= 4290 j/kg.độ
+ W
1
=303.5 kg/h
Dung dòch NaOH:
+ t
2
=98.42
0

=0.05.W.(i
1
– C
ng2
. θ
2
) =0.05.W
1
.r(θ
2
).
Vậy lượng hơi thứ bốc lên ở nồi I là :
=
−+
−−+
=
1121
11222
1
.)(.95.0
...).(.
tCir
tCGtCWGiW
W
DD
θ
=
=
−+
−+

=314.6 kg/h
c. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi:
C%(I) =
%5%5.4%100
5.303
9.2895.303
<=
−

C%(II) =
%5%7.4%100
6.289
2766.289
<=
−

Vậy :
Lượng hơi thứ nồi I là : W
I
= 289.9 kg/h
Lượng hơi thứ nồi II là : W
II
= 289.6 kg/h
Lượng hơi đốt nồi I là : D = 314.6kg/h
V. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT CỦA BUỒNG ĐỐT
1. Tính nhiệt lượng do hơt đốt cung cấp:
- Nồi I :
Q
1
= D.r(θ

1
t
2
q t
m2
Công thức tính tổng nhiệt trở :
r
Σ
=Σr
cáu1
+
λ
δ
+ Σr
cáu2
Chọn : Σr
cáu1
=Σr
cáu2
=1/5000 m
2
.h.độ / Kcal=1/4300 m
2
.độ /W
δ = 2 mm
Ống làm bằng thép không rỉ mã hiệu 40XH: λ = 44 W/m.độ
 r
Σ
= 5.106*10
-04

α
1
=1.13.A.(
1
. tH
r
∆
)
.025
Kcal/ m
2
.h.độ (*)
Chọn : t
T1
= 137.56
0
C.
Khi đó : ∆t
1
= T – t
T1
= 137.9 – 137.54 = 0.36
0
C
T
W
= 0.5(T+t
T1
) =137.72
0

:
q
2
=α
2
.∆t
2
(2)
Hệ số cấp nhiệt từ thành thiết bò đến dung dòch α
2
được tính bởi công thức:
α
2
= 1.6 .ϕ. p
0.4
.q
2

0.7
kcal/m
2
.h.độ (**)
Trong đó :
∆
T
= q
1
.r
Σ
= 6199.85*5.106.10

%100*
1
21
≤=
−
=
−
q
qq
thoả mãn điều kiện sai số.
vậy nhiệt tải trung bình nồi I là:
q
tb1
=
2
21
qq
+
=
2
46.613385.6199
+
=6166.65 W/m
2
.
- Nồi II : q
tb2
=
2
21

.h.độ (*)
Chọn : t
T1
= 114.18
0
C.
Khi đó : ∆t
1
= T - t
T1
= 114.5 – 114.18 = 0.32
0
C
T
W
= 0.5(T+t
T1
) =114.34
0
C
r = r(θ
1
)=2221.5j/kg=530.6 kcal/kg ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt.
H =1.5 m chiều cao bề mặt truyền nhiệt.
A = 2268.87 trò số phụ thuộc nhiệt độ ngưng tụ của nước.
Thay các giá trò vào công thức (*) ta có:
α
1
=1.13*2268.87(
32.0*5.1

α
2
= 1.6 .ϕ. p
0.4
.q
2

0.7
kcal/m
2
.h.độ (**)
Trong đó :
∆
T
= q
1
.r
Σ
=5492.79*5.106.10
-4
=2.8
0
C
ϕ = 0.76 thừa số kể đến tính chất lý học của NaOH.
p = 0.52 at áp suất hơi trên bề mặt thoáng của dung dòch sôi
Thay vào (**) ta có :
α
2
= 1.6*0.76*(0.52)
0.4

q
tb1
=
2
21
qq
+
=
2
44.527179.5492
+
=5382.1 W/m
2
.
a. Hệ số truyền nhiệt mỗi nồi:
- Nồi I :
Trang 10
ĐỒ ÁN MÔN HỌC QTTB
K
1
=
04.12
6166.65
1
=
∆
iI
tb
t
q

im
K
Q
t
K
Q
t .'
0
C
trong đó :
Σ∆t
i
= ∆t
iI
+∆t
iII
= 12.04+16.08=28.12
0
C.
Σ
i
i
K
Q
=
32.90246.53486.367
71.334
178890
18.512
188410

*46.534.'
==
∆
=∆
∑
∑
i
i
i
II
II
iII
K
Q
t
K
Q
t

0
C
4. Kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích :
- Nồi I :

%5%8.4%100
04.12
46.1104.12
%100*
'
<=

1
'.
i
tK
Q
∆
=
1.32
46.11*18.512
188410
=
m
2
- Nồi II:
Trang 11
Thoả mãn điều
kiện
ĐỒ ÁN MÔN HỌC QTTB
F
2
=
22
2
'.
i
tK
Q
∆
=
08.32

ρρ
..3
)..(.4
−
m/s
ρ
l
,ρ
h
: khối lượng riêng của giọt lỏng và hơi thứ (kg/m
3
).
d : đường kính giọt lỏng, chọn d =0.0003 m
ξ : hệ số trở lực
0.2< Re < 500 → ξ=
6.0
Re
5.18
500< Re <150000 → ξ =0.44
với : Re=
h
hh
d
µ
ρϖ
..
chọn đường kính buồng bốc : D
b
=1400 mm
diện tích buồng bốc: F

/s
Vận tốc hơi : ω
h
=
==
54.1
25.0
b
h
F
V
0.165 m/s
Chuẩn số Reynolds: Re=
h
hh
d
µ
ρϖ
..
=
=
−
5
10*29.1
3158.0*0003.0*165.0
1.216
Vì 0.2<Re=1.216<500 nên ξ=
6.0
Re
5.18

t
= 1600m
3
/m
3
.h : cường độ bốc hơi thể tích. Do dung dòch sôi tạo bọt nên cường
độ bốc hơi thể tích giảm còn : U
t
=U’
t
/1.5 = 1066.7 m
3
/m
3
.
h
Thay vào công thức tính V
b
có:
V
b
=
th
U
W
.
ρ
=
86.0
7.1066*3158.0

F
..
π
F= 40 m
2
: bề mặt truyền nhiệt
l = 1.5m : chiều dài của ống truyền nhiệt
d : đường kính ống truyền nhiệt
chọn loại ống có đường kính : 38 x 2 mm
do α
1
> α
2
nên lấy d = d
t
= 34 mm.
Vậy số ống truyền nhiệt là :
n=
ld
F
..
π
=
250
5.1*034.0*14.3
40
=
ống.
Chọn số ống n= 271 ống ( STQTTB T2 trang 46 )
b. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm :

f
D
.4
=
=
14.3
0738.0*4
=0.307 m
Chọn D
th
=0.325 m = 325 mm (QTTB T5 trang 180 )
c. Đường kính buồng đốt :
Đối với thiết bò cô đặc tuần hoàn trung tâm và bố trí ống đốt theo hình lục giác đều thì
đường kính trong của buồng đốt có thể tính theo công thức :
D
t
=
l
dF
dd
n
nth
.
..60sin..4.0
).2(
02
2
ψ
β
β

5.1*8.0
038.0*40*.60sin*4.1*4.0
)038.0*4.1*2325.0(
02
2
=++
m
Chọn D
t
= 1200 mm (QTTB T5 trang 182 )
Kiểm tra diện tích truyền nhiệt:
D
th
≤ t( b-1 )
 b ≥
1.71
038.0*4.1
325.0
1
=+=+
t
D
th
Chọn b= 9 ống ( STQTTB T2 trang 46 )
Vậy số ống truyền nhiệt đã bò thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm là :
n’ = 61 ống( STQTTB T2 trang 46 )
Số ống truyền nhiệt còn lại là:
n” = 271 –61 = 210 ống.
Bề mặt truyền nhiệt F = 3.14*1.5*(210*0.034+0.325)=35.2 m
2