Co dac duong

TRƯỜNG ĐẠI HỌC CẦN THƠ
KHOA NÔNG NGHIỆP & SINH HỌC ỨNG DỤNG
BỘ MÔN CÔNG NGHỆ THỰC PHẨM
Giáo viên hướng dẫn: Sinh viên thực hiện:
Th.s Trần Thanh Trúc Trương Thanh Tùng
MSSV: LT08210
Lớp: CNTP 34LT
Lớp: Công nghệ thực phẩm 34LT
Cần Thơ, tháng 6 năm 2009

Niên luận Kỹ thuật thực phẩm GVHD: Th.s. Trần Thanh Trúc
Trang ii
LỜI NÓI ĐẦU
Theo chương trình đào tạo ngành công nghệ thực phẩm, sinh viên sẽ thực
hiện niên luận kỹ thuật thực phẩm. Việc thực hiện niên luận nhằm giúp sinh viên
làm quen với việc thiết kế một thiết bị chế biến và lựa chọn vật liệu thích hợp.
Đồng thời, niên luận này còn giúp sinh viên tổng hợp được kiến thức đã học ở các
môn cơ sở.
Được sự hướng dẫn của cô Trần Thanh Trúc, em đã thực hiện niên luận kỹ
thuật thực phẩm với đề tài:“Thiết kế hệ thống cô đặc 2 nồi dung dịch đường
sucrose”
Tuy đã có nhiều cố gắng trong việc thực hiện niên luận, nhưng với kiến
thức còn hạn chế, quyển niên luận này vẫn có những thiếu sót không mong muốn,
rất mong nhận được sự đóng góp của quý Thầy, Cô cũng như các bạn trong ngành
Công nghệ thực phẩm để bản thân rút ra kinh nghiệm và thành công hơn trong
những đề tài tiếp theo.
Cuối cùng, xin chân thành cám ơn các Thầy cô trong bộ môn Công nghệ
thực phẩm đã tạo điều kiện cho em thực hiện niên luận này. Em xin cám ơn sự
giúp đỡ tận tình của Cô Trần Thanh Trúc và Thầy Nguyễn Văn Mười trong suốt
thời gian thực hiện niên luận cùng các anh chị trong ngành cũng như các bạn cùng
lớp.
Xin chân thành cảm ơn !
Sinh viên thực hiện
Trương Thanh Tùng
(Email: thanhtung_cntp34lt@yahoo.com)

Trang iii
MỤC LỤC
LỜI NÓI ĐẦU....................................................................................................................ii
MỤC LỤC......................................................................................................................... iii
DANH SÁCH HÌNH..........................................................................................................v
DANH SÁCH BẢNG ........................................................................................................vi
QUY ƯỚC KÝ HIỆU ......................................................................................................vii
PHẦN 1 GIỚI THIỆU ..................................................................................................1
1.1. TỔNG QUAN VỀ ĐƯỜNG SUCROSE ..........................................................1
1.2. GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ LÝ THUYẾT CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ
ĐẶC ..............................................................................................................................1
1.2.1. Giới thiệu chung về cô đặc ..........................................................................1
1.2.2. Phân loại......................................................................................................2
1.2.3. Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm.....................................................3
PHẦN 2 THIẾT BỊ CHÍNH .........................................................................................5
2.1. CÂN BẰNG VẬT LIỆU ....................................................................................5
2.1.1. Lượng nước bốc hơi của cả hệ thống (hơi thứ ) ..........................................5
2.1.2. Lượng hơi thứ phân bố trong từng nồi ........................................................6
2.1.3. Tính nồng độ của dung dịch trong từng nồi ................................................6
2.2. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG ..........................................................................7
2.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi...........................................................7
2.2.2. Xác định tổng tổn thất nhiệt độ ΣΔ..............................................................8
2.2.3. Hiệu số nhiệt độ hữu ích Δthi và nhiệt độ sôi dung dịch ............................12
2.2.4. Xác định nhiệt dung riêng dung dịch.........................................................12
2.2.5. Lượng hơi đốt và lượng hơi thứ mỗi nồi....................................................13
2.2.6. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi........................................15
2.3. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT.................................................................15
2.3.1. Lượng nhiệt do hơi đốt cung cấp ...............................................................15
2.3.2. Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi...............................................................16
2.4. KÍCH THƯỚC BUỒNG ĐỐT........................................................................21
2.4.1. Số ống truyền nhiệt ....................................................................................21
2.4.2. Ống tuần hoàn trung tâm...........................................................................22

Trang iv
2.4.3. Đường kính trong buồng đốt......................................................................23
2.5. KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC........................................................................24
2.6. ĐƯỜNG KÍNH CÁC ỐNG DẪN ...................................................................25
2.6.1. Đối với dung dịch và nước ngưng..............................................................25
2.6.2. Đối với hơi bão hòa ...................................................................................25
2.7. TỔNG KẾT THIẾT BỊ CHÍNH.....................................................................26
PHẦN 3 THIẾT BỊ PHỤ - THIẾT BỊ NGƯNG TỤ BAROMET..........................27
3.1. LƯỢNG NƯỚC LẠNH CẦN THIẾT ĐỂ NGƯNG TỤ ..............................27
3.2. THỂ TÍCH KHÔNG KHÍ VÀ KHÍ KHÔNG NGƯNG CẦN HÚT RA
KHỎI BAROMET.......................................................................................................27
3.3. KÍCH THƯỚC CHỦ YẾU CỦA THIẾT BỊ NGƯNG TỤ ..........................28
3.3.1. Đường kính trong.......................................................................................29
3.3.2. Kích thước tấm ngăn..................................................................................29
3.3.3. Chiều cao thiết bị ngưng tụ........................................................................30
3.3.4. Kích thước ống Baromet............................................................................32
PHẦN 4 TÍNH CƠ KHÍ..............................................................................................34
4.1. CHIẾU DÀY THIẾT BỊ..................................................................................34
4.1.1. Nồi 1...........................................................................................................34
4.1.2. Nồi 2...........................................................................................................42
4.2. VỈ ỐNG.............................................................................................................48
4.3. HỆ THỐNG TAI ĐỠ.......................................................................................49
4.3.1. Khối lượng vật liệu ....................................................................................49
4.3.2. Khối lượng nước ........................................................................................51
4.4. MẶT BÍCH.......................................................................................................53
4.4.1. Để nối các ống dẫn ....................................................................................53
4.4.2. Để nối các bộ phận của thiết bị .................................................................54
PHẦN 5 SƠ ĐỒ QUY TRÌNH CÔ ĐẶC...................................................................55
5.1. HỆ THỐNG CÔ ĐẶC 2 NỒI XUÔI CHIỀU ................................................55
5.2. THUYẾT MINH QUY TRÌNH ......................................................................55
TÀI LIỆU THAM KHẢO...............................................................................................57

Trang v
DANH SÁCH HÌNH
Hình 1. Công thức cấu tạo của sacaroza ..............................................................................1
Hình 2. Sự thay đổi nhiệt độ trong quá trình cô đặc............................................................9
Hình 3. Sơ đồ khối hệ thống cô đặc 2 nồi..........................................................................13
Hình 4. Sự truyền nhiệt từ hơi đốt qua thành ống đến dung dịch......................................16
Hình 5. Sơ đồ thiết bị ngưng tụ Baromet...........................................................................28
Hình 6. Sơ đồ hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều ................................................................55

Trang vi
DANH SÁCH BẢNG
Bảng 1. Nhiệt độ và áp suất hơi của mỗi nồi .......................................................................8
Bảng 2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao ..................................................................9
Bảng 3. Bảng tóm tắt tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh..............................................11
Bảng 4. Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc ..................................................................11
Bảng 5: Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose ...................................................13
Bảng 6. Các thông số về năng lượng .................................................................................14
Bảng 7. Lượng nhiệt do hơi cung cấp................................................................................16
Bảng 8. Nhiệt tải riêng q1 phía hơi ngưng .........................................................................18
Bảng 9. Hệ số cấp nhiệt theo nhiệt độ sôi..........................................................................19
Bảng 10. Nhiệt tải riêng q2 phía dung dịch sôi..................................................................20
Bảng 11. Hiệu số nhiệt độ hữu ích.....................................................................................21
Bảng 12. Bề mặt truyền nhiệt ............................................................................................21
Bảng 13. Kích thước buồng bốc .......................................................................................25
Bảng 14. Kích thước các ống dẫn ......................................................................................26
Bảng 15. Bảng tóm tắt thiết bị chính .................................................................................26
Bảng 16. Kích thước cơ bản của thiết bị ngưng tụ Baromet..............................................31
Bảng 17. Tổng hợp chiều dày buồng đốt, buồng bốc ........................................................48
Bảng 18. Thể tích thép.......................................................................................................50
Bảng 19. Thể tích đáy và nắp thiết bị ................................................................................51
Bảng 20. Thể tích nước......................................................................................................52
Bảng 21. Chân thép đối với thiết bị thẳng đứng ................................................................53
Bảng 22 . Mối ghép bích nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn ....................................54
Bảng 23. Mối ghép bích giữa thân với đáy và nắp ............................................................54

Trang vii
QUY ƯỚC KÝ HIỆU
Để đơn giản trong việc chú thích tài liệu, quy ước ký hiệu như sau:
- [AI – x] – Sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất, tập 1. Nhà xuất
bản Khoa học và Kỹ thuật
- [AII – x] – Sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất, tập 2. Nhà xuất
bản Khoa học và Kỹ thuật
- [B – x] – Sổ tay thiết kế thiết bị hóa chất và chế biến thực phẩm đa dụng,
T.S Phan Văn Thơm.
- [C – x] – Các quá trình và thiết bị trong Công nghệ hóa chất và thực phẩm,
tập 3 – Các quá trình và thiết bị truyền nhiệt, tác giả Phạm Xuân Toản.
Với: x: số trang
Số chỉ công thức, bảng, hay địa chỉ trang web được ghi trong dấu ( )

SVTH: Trương Thanh Tùng – LT08210 – Lớp CNTP34LT Trang 1
PHẦN 1 GIỚI THIỆU
1.1. TỔNG QUAN VỀ ĐƯỜNG SUCROSE
Surose là thành phần quan trọng nhất của mía, là sản phẩm của công nghiệp sản
xuất đường, là một disacarit có công thức C12H22O11. Trọng lượng phân tử của
sacaroza là 342,30. Sucrose được cấu tạo từ hai đường đơn là , D-glucose và ,
D-fructose
Hình 1. Công thức cấu tạo của sacaroza
Tinh thể đường sucrose trong suốt, không màu, nhiệt độ nóng chảy là 186 –
188o
C. Nếu ta đưa từ từ đến nhiệt độ nóng chảy, đường biến thành 1 dạng sệt trong
suốt. Nếu kéo dài thời gian đun hoặc đun ở nhiệt độ cao, đường sẽ mất nước rồi
phân huỷ và biến thành caramen. Đường dễ hoà tan trong nước, không tan trong
dầu hoả, cloroform, benzen, ancol…Độ nhớt của dung dịch đường tăng theo chiều
tăng nồng độ và giảm theo chiều tăng nhiệt độ.
Do dung dịch đường sucrose không chịu được nhiệt độ cao (chất tan dễ bị
biến tính) nên đòi hỏi phải cô đặc ở nhiệt độ đủ thấp ứng với áp suất cân bằng ở
mặt thoáng thấp hay thường gọi là áp suất chân không.
Như vậy, sử dụng hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều để cô đặc dung dịch
đường sucrose.
1.2. GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ LÝ THUYẾT CÔ ĐẶC VÀ THIẾT BỊ CÔ
ĐẶC
1.2.1. Giới thiệu chung về cô đặc
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ một cấu tử nào đó trong dung dịch hay
nhiều cấu tử, bằng cách tách một phần dung môi ra khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn
dung chất hòa tan trong dung dịch không bay hơi, do đó nồng độ của dung chất sẽ
tăng dần lên.

Quá trình cô đặc thường được tiến hành ở trạng thái sôi nghĩa là áp suất hơi
riêng phần của dung môi trên bề mặt dung dịch bằng áp suất làm việc của thiết bị.
Quá trình cô đặc thường được ứng dụng rộng rãi trong công nghiệp hóa chất
thực phẩm như cô đặc muối, đường, sữa,…
Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc được gọi là hơi thứ,
hơi thứ ở nhiệt độ cao có thể dùng để đun nóng cho một thiết bị khác, nếu dùng hơi
thứ để đun nóng một thiết bị ngoài hệ thống cô đặc gọi là hơi phụ.
Truyền nhiệt trong quá trình cô đặc có thể thực hiện trực tiếp hoặc gián tiếp,
khi truyền nhiệt trực tiếp thường dùng khói lò cho tiếp xúc với dung dịch, còn
truyền nhiệt gián tiếp thường dùng hơi bão hòa để đốt nóng.
Quá trình cô đặc có thể thực hiện ở các áp suất khác nhau, khi làm việc ở áp
suất thường thì có thể dùng thiết bị hở, khi làm việc ở áp suất khác (chân không
hoặc áp suất dư) thì dùng thiết bị kín.
Quá trình cô đặc có thể tiến hành liên tục hay gián đoạn trong thiết bị một
nồi hoặc nhiều nồi.
Khi cô đặc một nồi, nếu muốn sử dụng hơi thứ để đốt nóng lại thì phải nén
hơi thứ đến áp suất của hơi đốt (gọi là thiết bị có bơm nhiệt).
Khi cô đặc nhiều nồi thì dung dịch đi từ nồi nọ sang nồi kia, hơi thứ của nồi
trước làm hơi đốt cho nồi sau.
1.2.2. Phân loại
Có nhiều cách phân loại khác nhau nhưng tổng quát lại cách phân loại theo đặc
điểm cấu tạo có 6 loại được chia làm ba nhóm chủ yếu sau đây:
- Nhóm 1: Dung dịch đối lưu tự nhiên.
+ Loại 1: Có buồng đốt trong; có thể có ống tuần hoàn trong hay ống tuần hoàn
ngoài.
+ Loại 2: Có buồng đốt ngoài.
- Nhóm 2: Dung dịch đối lưu cưỡng bức (tuần hoàn cưỡng bức)

+ Loại 3: Có buồng đốt trong, có ống tuần hoàn ngoài.
+ Loại 4: Có buồng đốt ngoài, có ống tuần hoàn ngoài.
- Nhóm 3: Dung dịch chảy thành màng mỏng.
+ Loại 5: Màng dung dịch chảy ngược lên, có thể có buồng đốt trong hay
ngoài.
+ Loại 6: Màng dung dịch chảy xuôi, có thể có buồng đốt trong hay ngoài.
1.2.3. Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm
1.2.3.1.Cấu tạo: gồm
- Phòng đốt.
- Ống truyền nhiệt
- Ống tuần hoàn.
1.2.3.2.Nguyên tắc hoạt động
Dung dịch ở phòng đốt đi trong ống còn hơi đốt đi vào khoảng trống phía ngoài
ống. Khi làm việc, dung dịch ở trong ống truyền nhiệt sôi tạo thành hỗn hợp hơi -
lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ dưới lên trên miệng ống, còn trong
ống tuần hoàn thể tích của dung dịch trên một đơn vị bề mặt truyền nhiệt lớn hơn
so với ống truyền nhiệt, do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít hơn, vì vậy, khối lượng
riêng của hỗn hợp hơi – lỏng ở đây lớn hơn trong ống truyền nhiệt, sẽ bị đẩy
xuống dưới. Kết quả là trong thiết bị có chuyển động tuần hoàn tự nhiên từ dưới
lên trong ống truyền nhiệt và từ trên xuống trong ống tuần hoàn.
Tốc độ tuần hoàn càng lớn thì tốc độ cấp nhiệt của dung dịch càng tăng và làm
giảm sự đóng cặn trên bề mặt truyền nhiệt.
Quá trình tuần hoàn tự nhiên của thiết bị được tiến hành liên tục cho đến khi
nồng độ dung dịch đạt yêu cầu thì mở van đáy để tháo sản phẩm ra.
1.2.3.3.Ưu và nhược điểm
- Ưu điểm:
+ Thiết bị cấu tạo đơn giản, dễ sữa chửa và làm sạch.

+ Hệ số truyền nhiệt K khá lớn.
+ Khó bị đóng cặn trên bề mặt gia nhiệt nên có thể dùng để cô đặc
dung
dịch dễ bị bẩn tắt.
+ Dung dịch tuần hòan tự nhiên giúp tiết kiệm được năng lượng.
- Nhược điểm: Tốc độ tuần hoàn giảm dần theo thời gian vì ống tuần hoàn
trung tâm cũng bị đun nóng.

PHẦN 2 THIẾT BỊ CHÍNH
2.1. CÂN BẰNG VẬT LIỆU
2.1.1. Lượng nước bốc hơi của cả hệ thống (hơi thứ )
Chọn căn bản tính là 1 giờ.
Cân bằng vật chất tổng quát:
Gđ = Gc + W, kg/h
Với: Gđ , Gc , W: khối lượng dung dịch ban đầu, sản phẩm cuối, tổng lượng hơi
thứ, kg/h
Theo đầu đề: Gđ = 3tấn/h = 3000 kg/h
W = 3000- Gc
Cân bằng vật chất đối với cấu tử chất khô:
Gđ.xđ = Gc.xc
Với: xđ , xc : nồng độ chất khô trong dung dịch ban đầu, sản phẩm cuối (% khối
lượng)
Ta có: xđ = 12%= 0,12
xc = 60% = 0,6
0,12.Gđ = 0,6.Gc
Gc =
6,0
12,0
.Gđ =
6,0
12,0
.3000 = 600 kg/h
W = 3000 – 600 = 2400 kg/h
Gđ xđ
W
Gc xc
Cô đặc

2.1.2. Lượng hơi thứ phân bố trong từng nồi
Gọi W1, W2 lần lượt là lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 và nồi 2 , kg/h
Ta có: W1 + W2 = 2400 kg/h
Giả sử lượng hơi thứ của từng nồi 1
2
1
W
W
, sau khi tính toán thực tế ta sẽ tìm
được W1 và W2 và so sánh với W1, W2 theo giả thuyết ban đầu. Nếu sai số giữa
lượng hơi thứ thực tế và lượng hơi thứ lý thuyết < 5% là được.
W1 = W2 =
2
2400
= 1200 kg/h
2.1.3. Tính nồng độ của dung dịch trong từng nồi
G1: khối lượng dung dịch ra khỏi nồi 1 trong 1 giờ (kg/h)
x1 : nồng độ của dung dịch khi ra khỏi nồi 1 (% khối lượng)
- Nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 1:
Cân bằng vật chất tổng quát:
G1 = Gđ – W1 = 3000 – 1200 = 1800 kg/h
Cân bằng vật chất đối với cấu tử chất khô:
Gđ.xđ = G1.x1
x1 =
1G
Gđ
xđ =
1800
3000
. 0,12 = 0,2 = 20%
- Nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 2 (x2):
Nồng độ của dung dịch khi ra khỏi nồi 2 chính là nồng độ sản phẩm cuối
x2 = xc = 60%
Gđ xđ
W
G1 x1
Nồi 1
Gc xc
W
Nồi 2

Nồng độ trung bình nồi 1:
%16100.
2
2012
100.
2
xx
x 1đ
tb1
Nồng độ trung bình nồi 2:
%40100.
2
6020
100.
2
xx
x 21
tb2
2.2. CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG
2.2.1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi
+ Chọn áp suất hơi đốt Phđ1 = 2,134 at ứng với nhiệt độ hơi đốt Thđ1 = 1220
C
+ Áp suất trong thiết bị ngưng tụ Png = 0,134 atm ứng với nhiệt độ Tng = 53,34 0
C
Hiệu số áp suất của cả hệ thống:
ΔP = Phđ1 – Png = P1 + P2 = 2,134 – 0,134 = 2 atm (1)
P1: Hiệu số áp suất giữa hơi đốt đi vào nồi I và II: P1 = Phđ1 - Phđ2
P2: Hiệu số áp suất giữa hơi đốt đi vào nồi II và tháp ngưng tụ:
P2 = Phđ2 – Png
- Giả thiết tỉ số giữa hiệu số áp suất của nồi 1 và nồi 2 là:
2
1
ΔP
ΔP
= 2,2 (2)
Từ (1) và (2) ta có hệ phương trình
P1 + P2 = 2
P1 = 2,2. P2
P1 = 1,375 atm ; P2 = 0,625 atm
Phđ2 = 2,134 – 1,375 = 0,759 atm
Dựa vào các dữ kiện trên và [B – 39] – II -7 ta xác định được áp suất của
hơi đốt và nhiệt độ của hơi thứ.

Bảng 1. Nhiệt độ và áp suất hơi của mỗi nồi
Nồi 1 Nồi 2 Tháp ngưng tụLoại
P (at) T (0
C) P (at) T (0
C) P (at) T (0
C)
Hơi đốt 2.134 122 0,759 91,5
Hơi thứ 0,759 92,5 0,114 53,34
0,134 54,34
Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi 10
C (do tổn
thất nhiệt trên đường ống), còn nhiệt độ hơi thứ của nồi cuối cùng bằng nhiệt độ ở
thiết bị ngưng tụ cộng thêm 10
C
2.2.2. Xác định tổng tổn thất nhiệt độ ΣΔ
2.2.2.1.Tổn thất nhiệt do nồng độ nâng cao (Δ’)
Δ’ được xác định theo công thức gần đúng của Tisencô:
Δ’ = Δ0’.f , 0
C - Với: f =16,2.
r
Tm
2
[AII – 59] – (VI.10)
Trong đó:
Δ0
’: tổn thất nhiệt độ ở áp suất thường ( Δ0’ có thể được tra từ [AII – 60], do
cô đặc có tuần hoàn dung dịch nên tra theo nồng độ cuối và ứng với nhiệt độ hơi
thứ).
f: hệ số hiệu chỉnh vì thiết bị cô đặc thường làm việc ở áp suất khác với áp
suất thường.
r :ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi ở áp suất làm việc, ( J/kg ), [B-39]
Tm: nhiệt độ của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc ( = nhiệt độ hơi
thứ) , K
Dựa vào các dữ kiện trên và sổ tay quá trình và thiết bị Công nghệ hóa chất,
tập 2 ta xác định được tổn thất do nhiệt độ nâng cao.

Bảng 2. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ tăng cao
Đại
lượng
x
(%)
Tht
(0
C)
’o
(0
C )
Phđ
(atm)
Thđ
(0
C)
r
(J/kg)
Tm (K)
’
(0
C)
Σ ’
Nồi 1 20 92,5 0,30
C 2,134 122 2281000 365,5 0,285
Nồi 2 60 54,34 1,5 0
C 0,759 91,5 2237000 327,34 1,099
1,383
Với: Tm = Tht + 273
’o tra từ ( http://www.sugartech.co.za)
2.2.2.2.Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao, Δ’’
Hình 2. Sự thay đổi nhiệt độ trong quá trình cô đặc

1 –2: Nhiệt độ hơi đốt.
3: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở đáy ống truyền nhiệt.
4: Nhiệt độ sôi trung bình của dung dịch.
5 – 6: Nhiệt độ sôi của dung dịch và của hơi thứ ngay trên mặt thoáng.
7: Nhiệt độ hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ
Áp suất hơi thứ dung dịch thay đổi theo chiều sâu của dung dịch: Ở trên bề
mặt dung dịch thì bằng áp suất hơi trong buồng bốc, còn ở đáy thì bằng áp suất
trên bề 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.
Ta có công thức tính áp suất trung bình của dung dịch như sau:
Ptb = P’ + ΔP , N/m2
ΔP = (h1 +
2
2h
).ρs.g, N/m2
[AII – 60] – (VI.12)
ρs =
2
s
, kg/m3
Với: P’: áp suất hơi trên bề mặt dung dịch ( = áp suất hơi thứ) , N/m2
.
ΔP : áp suất thủy tĩnh kể từ mặt dung dịch đến giữa ống , N/m2
h1 : chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến
mặt thoáng của dung dịch, m
h2 : chiều cao của dung dịch chứa trong ống truyền nhiệt, m
ρs : khối lượng riêng của dung dịch khi sôi, kg/m3
g : gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s2
Nếu biết được áp suất thủy tĩnh ta sẽ tính được áp suất trung bình (Ptb) ở
từng nồi
- Nồi 1: Ptb1 = Pht1 + ΔP1 , N/m2
- Nồi 2: Ptb2 = Phtt2 + ΔP2 , N/m2

Nhiệt độ tổn thất do áp suất thủy tĩnh ở các nồi bằng hiệu số giữa nhiệt độ
trung bình (Ttb) và nhiệt độ của dung dịch trên mặt thoáng (Tmt).
- Nồi 1: Δ1’’ = Ttb1 – Tmt
- Nồi 1: Δ2’’ = Ttb2 – Tmt
- Cả 2 nồi: Σ ’’
= ’’
1 + ’’
2
Chọn chiều cao của lớp dung dịch sôi kể từ miệng trên ống truyền nhiệt đến
mặt thoáng của dung dịch ở nồi 1 và nồi 2 bằng nhau: h1= 0,5 m
Chiều cao của dung dịch chứa trong ống truyền nhiệt: h2= 1,2 m.
Khối lượng riêng được tra dựa vào nồng độ trung bình và ứng với nhiệt độ
hơi thứ từ (http://www.rpaulsingh.com/teaching/SpecificHeat1.htm)
Bảng 3. Bảng tóm tắt tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh
Đại
lượng
xtb
(%)
Tmt
(0
C) (kg/m3
)
s
(kg/m3
)
P
(N/m2
)
Ptb
(atm)
Ttb
(0
C)
’’
(0
C)
Σ ’’
(0
C)
Nồi 1 16 92,78 1086,34 543,17 5861,32 0,84 94,25 1,47
Nồi 2 40 55,44 1343,84 671,92 7250,69 0,22 60,28 6,19
7,657
Nhiệt độ trung bình Ttb tra [B – 39] – (II - 7) dựa vào áp suất trung bình Ptb.
2.2.2.3.Tổn thất nhiệt độ do sức cản thủy lực trong các ống dẫn, Δ’’’
Thường chấp nhận tổn thất nhiệt trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi này
sang nồi kia, từ nồi cuối đến thiết bị ngưng tụ là: Δ’’’ = 1 ÷ 1,50
C [AII – 67]
Chọn Δ1’’’ = Δ2’’’ = 10
C
2.2.2.4.Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc, ΣΔ
Bảng 4. Tổn thất chung trong hệ thống cô đặc
Nồi ' (0
C) '' (0
C) ''' (0
C) (0
C)
1 0,285 1,47 1 2,755
2 1,099 6,19 1 8,289
1,383 7,6567 2 11,04

Vậy tổng tổn thất chung là:
ΣΔ = (Δ1’ + Δ2’) + (Δ1’’ + Δ2’’) + (Δ1’’’ + Δ2’’’) = 11,04 0
C
2.2.3. Hiệu số nhiệt độ hữu ích Δthi và nhiệt độ sôi dung dịch
Hiệu số nhiệt độ hữu ích là hiệu số giữa nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ sôi
trung bình của dung dịch.
2.2.3.1.Nhiệt độ sôi
- Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1:
Ts1 = Tht1 + Δ’
1 + Δ’’
1 = 94,25 0
C
- Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 2:
Ts2 = Tht2 + Δ’
2 + Δ’’
2 = 61,63 0
C
2.2.3.2. Hiệu số nhiệt độ hữu ích của mỗi nồi
Δthi = Thđ – Ts , (0
C) [AII – 67] – (VI.17)
Thđ: nhiệt độ hơi đốt mỗi nồi.
Ts: nhiệt độ sôi của dung dịch trong từng nồi.
- Đối với nồi 1:
Δthi1 = Thđ1 – Ts1 = 122 – 94,25 = 27,75 0
C
- Đối với nồi 1:
Δthi2 = Thđ2 – Ts2 = 92,5 – 61,63 = 30,870
C
Vậy tổng số nhiệt độ hữu ích: ∑∆thi = 27,75 + 30,87 = 58,62 0
C
2.2.4. Xác định nhiệt dung riêng dung dịch
Giá trị nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose được tra dựa vào nồng
độ dung dịch ứng với nhiệt độ của dung dịch ở từng thời điểm từ
(http://www.rpaulsingh.com/teaching/Properties.htm)
Ta có :
Tđ , Ts1 ,Ts2 : nhiệt độ dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2, ( 0
C )

xđ , xtb1 , xtb2: nồng độ dung dịch ban đầu, nồng độ của dung dịch ra khỏi
nồi 1 và nồi 2 , ( % ).
Bảng 5: Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sucrose
Dung dịch x (%) Ts (0
C) Nhiệt dung riêng (J/kg.độ)
Vào nồi 1 12 105 3922
Ra khỏi nồi 1 20 94,25 3901
Ra khỏi nồi 2 60 61,63 3166
2.2.5. Lượng hơi đốt và lượng hơi thứ mỗi nồi
Giả thiết:
+ Không lấy hơi phụ (toàn bộ hơi thứ nồi 1 làm hơi đốt cho nồi 2)
+ Không có tổn thất nhiệt ra môi trường
+ Bỏ qua nhiệt cô đặc (hay nhiệt khử nước)
Chọn nhiệt độ tham chiếu là 00
C
Hình 3. Sơ đồ khối hệ thống cô đặc 2 nồi
D, iđ
Gđ, Tđ,
Cđ
D, Cn1, 1
G1, C1,
Ts1
G2, C2,
Ts2
W1, Cn2, 2
W1, i1 W2, i2

Phương trình cân bằng năng lượng:
- Nồi 1: D( iđ – Cn1θ1 ) = G1C1Ts1 – GđCđTđ + W1i1 (a)
- Nồi 2: W1( i1 – Cn2θ2 ) = G2C2Ts2 – G1C1Ts1 + W2i2 (b)
Trong đó:
D : khối lượng hơi đốt cho hệ thống trong 1 giờ, kg/h
W1, W2 : khối lượng hơi thứ nồi 1, nồi 2 trong 1 giờ, kg/h
Gđ, G1, G2 : khối lượng dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2 trong
1 giờ, kg/h
Cđ, C1, C2 : nhiệt dung riêng dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2,
J/kg.độ
Tđ, Ts1, Ts2 : nhiệt độ dung dịch ban đầu, ra khỏi nồi 1, ra khỏi nồi 2, 0
C
iđ, i1, i2 : enthalpy hơi đốt vào nồi 1, hơi thứ nồi 1, hơi thứ nồi 2, J/kg
Cn1, Cn2 : nhiệt dung riêng nước ngưng nồi 1, nước ngưng nồi 2, J/kg.độ
θ1, θ2 : nhiệt độ nước ngưng nồi 1, nồi 2 ( = nhiệt độ hơi đốt của nồi 1 và 2,
nhiệt độ hơi đốt nồi 2 là nhiệt độ hơi thứ nồi 1), 0
C
Ta có: W = W1 + W2 = 2400 kg/h (c)
Bảng 6. Các thông số về năng lượng
G,
kg/h
x
(%)
C,
J/kg.độ
Tdd ,
0
C
i,
J/kg
θ,
0
C
Cn, J/kg.độ
Nhập liệu (đ) 3000 12 3922 105 2248000
Ra khỏi nồi 1 1800 20 3901 94,25 2281000 122 4122
Ra khỏi nồi 2 600 60 3166 61,63 2370000 92,5 4192
Ghi chú:
- Cn được tra từ (http://www.rpaulsingh.com/teaching/Properties.htm) dựa
vào nhiệt độ hơi đốt.

- i = r do hơi đốt là hơi nước bão hòa và tra từ [B – 39] - (II-7) theo nhiệt
độ dung dịch tương ứng.
- Tdd là nhiệt độ của dung dịch tương ứng, 0
C.
Thay các số liệu trong bảng 6 vào 2 phương trình cân bằng năng lượng (a)
và (b) trên. Giải hệ phương trình (a), (b) và (c) ta được:
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1 là: W1 = 1208 kg/h
Lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 2 là: W2 = 1192 kg/h
Lượng hơi thứ tiêu tốn chung là: D = 1260 kg/h
2.2.6. Kiểm tra lại giả thiết phân bố hơi thứ ở các nồi
Công thức so sánh: .100%
W
WW
L
nL
< 5% thì chấp nhận
Trong đó:
WL: lượng hơi thứ giả thiết hay tính toán có giá trị lớn
Wn: lượng hơi thứ giả thiết hay tính toán có giá trị nhỏ
Nồi 1: %100.
1208
12001208
= 0,66 % < 5%
Nồi 2: %100.
1200
11921200
= 0,67 % < 5%
Vậy giả thiết ban đầu được chấp nhận.
2.3. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT
2.3.1. Lượng nhiệt do hơi đốt cung cấp
Q = D.r, W [B – 115]
D : lượng hơi đốt cho mỗi nồi, kg/h
r : ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt mỗi nồi, J/kg

Bảng 7. Lượng nhiệt do hơi cung cấp
Nồi D (kg/h) Thđ (0
C) r, (J/kg) Q, (W)
1 1260 122 2201070 769763,1
2 1208 92,5 2281560 770026,5
(Nhiệt độ hơi đốt nồi 2 là nhiệt độ hơi thứ nồi 1)
2.3.2. Hệ số truyền nhiệt K của mỗi nồi
K =
hi
tb
t
q
, W/m2
.độ [B – 116] – (III.17)
qtb : nhiệt tải riêng trung bình, W/m2
Δthi : hiệu số nhiệt độ hữu ích tính theo lý thuyết, 0
C
2.3.2.1.Nhiệt tải riêng trung bình
qtb =
2
qq 21
, W/m2
[B – 116]
Hình 4. Sự truyền nhiệt từ hơi đốt qua thành ống đến dung dịch
q: nhiệt tải riêng do dẫn nhiệt qua thành ống đốt, W/m2
q1: nhiệt tải riêng phía hơi ngưng tụ, W/m2
q2: nhiệt tải riêng phía dung dịch sôi, W/m2
tbh: nhiệt độ hơi nước bão hòa dùng làm hơi đốt, 0
C
tbh
tw1
tw2
Ts
q
q1
q2
1 2
1/ r
t1
t2
tw

Ts: nhiệt độ sôi dung dịch, 0
C
tw1, tw2: nhiệt độ thành ống đốt phía hơi ngưng tụ, phía dung dịch sôi, 0
C
Δt1 = tbh – tw1, 0
C
Δt2 = tw2 – Ts, 0
C
Σr: tổng nhiệt trở của thành ống đốt, m2
.độ/W
α1, α2: hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, phía dung dịch sôi, W/m2
.độ
Ta có:
q =
r
1
(tw1 – tw2)
q1 = α1Δt1
q2 = α2Δt2
Theo lý thuyết q = q1 = q2
Do chưa có các giá trị hiệu số nhiệt độ ta phải giả sử Δt1 để tính nhiệt tải
riêng, sau đó kiểm tra lại bằng cách so sánh q1 và q2. Nếu kết quả so sánh nhỏ hơn
5% thì chấp nhận giả thiết.
2.3.2.2.Tổng nhiệt trở của thành ống đốt Σr
Σr = r1 + + r2 , m2
.độ/W [AII – 3]
r1: nhiệt trở trung bình của hơi nước (có lẫn dầu nhờn)
r1 = 0,232.10-3
m2
.độ/W [AII – 4]
r2: nhiệt trở trung bình lớp cặn bẩn
r2 = 0,387.10-3
m2
.độ/W
δ: chiều dày thành ống đốt, m
λ: hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống đốt, W/m.độ
Chọn vật liệu làm ống truyền nhiệt bằng thép CT3, tra bảng [AII – 313] –
(VII.7) ta được: λ = 50 W/m.độ

Chọn : δ = 2,108 mm = 2,108.10-3
m
Đường kính ngoài: dng = 101,6 mm = 101,6.10-3
m
Đường kính trong: dtr = dng – 2.δ = 97,384.10-3
m
(http://www.engineeringtoolbox.com/nominal-wall-thickness-pipe-d_1337.html)
Vậy: Σr = r1 + + r2
Σr = 0,232.10-3
+
50
10.108,2 3
+ 0,387.10-3
= 0,000661 m2
.độ/W
2.3.2.3.Hệ số cấp nhiệt α1, α2
a. α1 : hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ, W/m2.độ
Trường hợp ngưng hơi bão hòa tinh khiết (không chứa khí không ngưng)
trên bề mặt đứng, hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức:
4
1
1
.HΔt
r
2,04Αα , W/m2
.độ [AII – 28] – (V.101)
A : hệ số phụ thuộc nhiệt độ màng Tm [AII – 28] – (V.101)
Tm = 0,5 (tbh + tw1)
tw1 : nhiệt độ bề mặt ống đốt phía hơi ngưng tụ, 0
C
tbh : nhiệt độ hơi bão hòa dùng làm hơi đốt ( nhiệt độ hơi đốt), 0
C
Δt1 = tbh – tw1
H : chiều cao ống, m
Bảng 8. Nhiệt tải riêng q1 phía hơi ngưng
Nồi
tbh,
0
C
Ts, 0
C
Δt1,
0
C
tw1,
0
C
Tm,
0
C
A
r,
J/kg
α1,
W/m2
.độ
q1,
W/m2
1 122 94,25 2,2 119,8 120,9 189,045 2201000 11653,31 25637,29
2 92,5 61,63 2,4 90,1 90,8 174,4 2279000 10611,2 25466,89
Δt1 tự chọn, sau đó kiểm tra lại với thực tế, nếu tỉ lệ sai số < 5% thì chấp
nhận. r= i, tra theo nhiệt đô hơi đốt từ [AII – 39] – (II - 7)

b. α2 : hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi, W/m2.độ
Trường hợp dung dịch (dung môi là nước) sôi và tuần hoàn mãnh liệt trong
ống thì hệ số cấp nhiệt được tính theo hệ số cấp nhiệt của nước αn theo công thức:
435,02565,0
2
dd
n
n
dd
n
dd
n
dd
n
C
C
[AII – 71] – (VI.27)
Trong đó: Chỉ số dd biểu thị cho dung dịch, chỉ số n biểu thị cho nước
λ: hệ số dẫn nhiệt, W/m.độ
ρ: khối lượng riêng, kg/m3
C: nhiệt dung riêng, J/kg.độ
μ: độ nhớt động lực, m.Pas
Hệ số cấp nhiệt của nước khi sôi sủi bọt, đối lưu tự nhiên, áp suất 0,2 ÷ 100
atm được tính theo công thức:
5,033,2
2 )(3,45 ptn , W/m2
.độ [B – 44]
Δt2 = tw2 – tdds , 0
C
p: áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (= áp suất hơi thứ), atm
Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch λdd được tính theo công thức:
λdd = (326,775 + 1,0412T – 0,00331T2
).(0,796 + 0,009346. %H2O).10-3
T: nhiệt độ sôi dung dịch, K
Do qw = q1 Δtw = tw1 - tw2 = qw.Σr = q1.Σr
Từ Δtw ta suy ra được Δt2 và tính được αn:
Bảng 9. Hệ số cấp nhiệt theo nhiệt độ sôi
Nồi P, atm Δtw, 0
C tw2, 0
C Δt2, 0
C αn, W/m2
.độ
1 0,759 16,95 102,85 8,6 5936,9
2 0,114 16,84 73,26 11,63 5527,35

Từ αn ta tính được α2:
Bảng 10. Nhiệt tải riêng q2 phía dung dịch sôi
λ,
W/m.độ
ρ,
kg/m3
C,
J/kg.độ
μ
m.Pas
α2,
W/m2
.độ
q2,
W/m2
So sánh
với q1
dd 0,2110 1086,334 3910 0,451Nồi
1 Nước 0,6410 964,099 4229 0,320
2925,35 25156,95 1,87 %
dd 0,2441 1343,84 3370 1,930Nồi
2 Nước 0,5410 983,716 4192 0,457
2125,81 24728,065 2,09 %
Ta tính được hệ số truyền nhiệt K và kiểm tra lại hiệu số nhiệt độ hữu ích
2.3.2.4.Hiệu số hữu ích thực tế của mỗi nồi
n
i i
i
ti
i
i*
hi
K
Q
Δt
.
K
Q
Δt
Kiểm tra hệ số hữu ích lý thuyết và thực tế, nếu tỉ lệ kiểm tra sai số nhỏ hơn
5% thì chấp nhận.
%5%100.
Δt
ΔtΔt
hi(lon)
hi(nho)hi(lon)
Chấp nhận
hi(lon)Δt : Hiệu số hiệu ích có giá trị lớn.
hi(nho)Δt : Hiệu số hiệu ích có giá trị nhỏ.
Nếu sai số > 5% thì phải giả thiết lại phân phối hiệu số áp suất giữa các nồi
và tính lại từ đầu.

Bảng 11. Hiệu số nhiệt độ hữu ích
Nồi
qtb,
W/m2
Δthi,
0
C
K,
W/m2
.độ
Q,
W
Q/K
*
hiΔt ,
0
C
so sánh với
Δthi
1 25397,12 27,75 915,21 770350 841,718 27,68 0,24 %
2 25097,48 30,87 813,01 764731 940,622 30,94 0,21 %
Tổng 58,62 1782,341 58,62
Vậy điều kiện bề mặt truyền nhiệt 2 nồi bằng nhau được thỏa mãn
Bảng 12. Bề mặt truyền nhiệt
Nồi Q, W K, W/m2
.độ Δthi tính, 0
C F, m2
F+10%.F, m2
1 770350 915,21 27,68 30,40 33,45
2 764731 813,01 30,94 30,40 33,45
2.4. KÍCH THƯỚC BUỒNG ĐỐT
2.4.1. Số ống truyền nhiệt
π.d.l
F
n , ống
F: bề mặt truyền nhiệt, m2
( F = 33,45 m2
)
d: đường kính ống truyền nhiệt, m, ở đây α1>α2 nên chọn đường kính trong
(dtr = 97,384 mm = 97,384.10-3
m)
l: chiều dài ống truyền nhiệt, m (l = h2 = 1,2 m)
1,2.1097,384.π.
33,45
π.d.l
F
n 3 91 ống
Tra chuẩn: 91 ống
Vậy chọn bố trí ống theo hình lục giác đều, xếp đầy các hình viên phân.

2.4.2. Ống tuần hoàn trung tâm
2.4.2.1.Đường kính ống tuần hoàn
π
4f
D th
th , m
fth : tiết diện ngang ống tuần hoàn (khoảng 15 ÷ 20% tổng tiết diện ngang
các ống truyền nhiệt) , m2
[AII – 75]
Chọn fth = 15% tổng tiết diện ngang các ống truyền nhiệt
4
d
πn.0,15.f
2
ng
th , m2
dng: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, m
dng = 101,6 mm = 101,6.10-3
m
232
ng
th
th )(101,6.10.91.0,15d.n0,15.
π
4f
D 0,375 m
Chọn Dth = 0,4 m
Chọn vật liệu làm ống tuần hoàn là thép CT3, chiều dày 4mm
2.4.2.2.Số ống truyền nhiệt danh nghĩa
Là số ống nằm trong lòng ống tuần hoàn trung tâm.
Để tính số ống truyền nhiệt danh nghĩa ta xem đường kính ống tuần hoàn là
đường kính trong của 1 thiết bị trao đổi nhiệt, khi đó:
Dth = t(b – 1) + 4.dng, m [AII – 49] – (V.140)
t: bước ống, m. Thường chọn t = 1,2 ÷ 1,5.dng
dng: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, m
Chọn t = 1,3dng = 1,3.101,6.10-3
= 0,1321 m
b: số ống trên đường chéo của hình lục giác đều
95,01
1321,0
10.6,101.44,0
1
t
4dD
b
3
ngth

Tra chuẩn:
b = 3, ứng với số ống truyền nhiệt danh nghĩa là 7 ống [AII – 48] – (V.11)
Số ống còn lại: n’ = 91 – 7 = 84 ống
Số ống này vẫn đảm bảo đủ bề mặt truyền nhiệt, vậy ta lắp đặt 84 ống.
* Bề mặt truyền nhiệt thực tế:
ll .π.1.D..dπ.nF thng
'
tt
, m2
n’: là số ống truyền nhiệt còn lại do lắp ống tuần hoàn.
l: Chiều dài ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn, m.
Ftt = 3,14.84.101,6.10-3
.1,2 + 3,14.1.0,4.1,2 = 33,66 m2
* Kiểm tra bề mặt truyền nhiệt
%5%100.
F
FF
tt
lttt
, chấp nhận
Nếu > 5% thì phải xác định lại.
- Ftt: là bề mặt truyền nhiệt thực tế (gồm ống tuần hoàn)
- Flt: là bề mặt truyền nhiệt lý thuyết (chưa kể ống tuần hoàn).
%65,0%100.
6,33
45,3366,33
< 5% Chấp nhận.
2.4.3. Đường kính trong buồng đốt
Bố trí ống theo hình lục giác đều, đường kính trong buồng đốt được tính
theo công thức:
2
ngth
ng
02
tđ 2ββ.D
ψ.l
F.dsin600,4β
D , m [AII – 74] – (VI.40)
= t/dng, với t là bước ống. Do ở trên chọn t = 1,3.dng = 1,3
dng: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, dng = 101,6 mm = 101,6.10-3
m
: hệ số sử dụng lưới đỡ ống, thường = 0,7 ÷ 0,9 Chọn = 0,8

l: chiều dài ống truyền nhiệt, l = 1,2 m
23
302
tđ 6.102.1,3.101,0,4
0,8.1,2
,6.10.33,45.101sin601,30,4.
D 1,59 m
Chọn Dtđ = 1,6 m
Vậy đường kính buồng đốt 2 nồi là 1,6 m có bề dày 4 mm.
2.5. KÍCH THƯỚC BUỒNG BỐC
Đường kính buồng bốc:
kgh
kgh
bb
π.H
4V
D , m [AII – 72] – (VI.35)
Vkgh: thể tích không gian hơi, m3
tth
kgh
.Uρ
W
V , m3
[AII – 71] – (VI.32)
W: lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị, kg/h
Utt: cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng không gian hơi (thể tích
hơi nước bốc hơi trên 1 đơn vị thể tích của khoảng không gian hơi trong 1 đơn vị
thời gian), m3
/m3
.h
Ở áp suất thường Utt = 1600÷1700 m3
/m3
.h , áp suất hơi thứ có ảnh hưởng
đáng kể đến Utt. Tuy nhiên không có số liệu hiệu chỉnh ở áp suất nhỏ hơn 1 atm
nên có thể chọn Utt = 1600 m3
/m3
.h
h: khối lượng riêng của hơi thứ, kg/m3
Hkgh: chiều cao không gian hơi, m
2
bb
kgh
kgh
π.D
4V
H , m [AII – 72] – (VI.34)
Ta sẽ chọn Dbb, sau đó tính Hkgh. Thường đường kính buồng bốc lớn hơn
đường kính buồng đốt không quá 0,6m.
Chọn Dbb = Dtđ + 0,4 = 1,6 + 0,2 = 1,8 m

Bảng 13. Kích thước buồng bốc
Nồi
Nhiệt độ
hơi thứ,
0
C
Áp suất
hơi thứ,
atm
h ,
kg/m3
Utt ,
m3
/m3
.h
W,
kg/h
V,
m3
Dbb,
m
Hkgh,
m
1 92,5 0,759 0,463 1600 1208 1,63 1,8 0,641
2 54,34 0,144 0,095 1600 1192 7,84 1,8 3,083
Do dung dịch chiếm h1 = 0,5 m chiều cao buồng bốc nên tổng chiều cao tối
thiểu buồng bốc là:
Hbb = Hkgh + h1 = 3,083 + 0,5 = 3,583 m
Do đó chọn tổng chiều cao buồng bốc 2 nồi đều là 4 m, chiều dày 4mm.
Vậy ta có: Dbb = 1,8 m ; Hbb = 4m
2.6. ĐƯỜNG KÍNH CÁC ỐNG DẪN
Đường kính trong các ống dẫn và cửa ra vào thiết bị được xác định theo công thức:
0,785.ω
V
d S
, m [AII – 74] – (VI.42)
VS: lưu lượng khí (hơi) hoặc dung dịch chảy trong ống, m3
/s
: tốc độ thích hợp của (hơi) hoặc dung dịch chảy trong ống, m/s
2.6.1. Đối với dung dịch và nước ngưng
VS =
ρ
G
, m3
/s
G: khối luợng dung dịch, nước ngưng đi trong ống, kg/s
: khối lượng riêng dung dịch, nước ngưng ở nhiệt độ tương ứng, kg/m3
trong khoảng 0,5÷1 m/s
2.6.2. Đối với hơi bão hòa
VS = G.v”, m3
/s
G: khối lượng hơi đi trong ống, kg/s
v”: thể tích riêng của hơi ở nhiệt độ tương ứng, m3
/kg
trong khoảng 20÷40 m/s

Bảng 14. Kích thước các ống dẫn
G,
kg/h
dd,
kg/m3
v"hơi,
m3
/kg
VS,
m3
/s
,
m/s
d,
m
d chuẩn, mm
Bề
dày,
mm
Ống nhập liệu 3000 1029,335 0,000810 0,5 0,0454 48,26 3,683
Nồi 1 1800 1061,018 0,000471 0,5 0,0347 42,164 3,556Ống tháo
sản phẩm Nồi 2 600 1222,384 0,000136 0,5 0,0186 21,336 2,7686
Ống dẫn hơi đốt 1260 0,854 0,298900 20 0,1380 141,3002 6,5532
Nồi 1 1208 2,251 0,755336 20 0,2193 273,05 9,271Ống dẫn
hơi thứ Nồi 2 1192 11,471 3,798176 25 0,4399 457,2 9,525
Nồi 1 1260 941,638 0,000372 0,5 0,0308 57,6257,62 3,3782Ống
nước
Ngưng Nồi 2 1208,000 965,322 0,000348 0,5 0,0298 33,401 3,3782
(http://www.engineeringtoolbox.com/nominal-wall-thickness-pipe-d_1337.html)
2.7. TỔNG KẾT THIẾT BỊ CHÍNH
Bảng 15. Bảng tóm tắt thiết bị chính
THÔNG SỐ NỒI 1 NỒI 2
Nhiệt độ sôi của dung dịch ở áp suất làm việc (0
C) 94,25 61,63
Nhiệt độ hơi đốt (0
C) 122 92,5
Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình Q (W) 770350 764731,11
Lượng hơi đốt cần thiết (kg/h) 1260 1208
Hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ (W/m2.độ) 11653,31 10611,2
Hệ số cấp nhiệt (W/m2.độ) 2925,35 2125,81
Hệ số truyền nhiệt K 918,43 815,79
Bề mặt truyền nhiệt F (m2) 33,45 33,45
Số ống truyền nhiệt (ống) 91 91
Chiều cao ống truyền nhiệt (m) 1,2 1,2
Chiều dày thành ống (mm) 101,6 97,38
Đường kính buồng đốt (mm) 1600 1600
Đường kính buồng bốc (mm) 1800 1800
Chiều cao buồng bốc (mm) 4000 4000

PHẦN 3 THIẾT BỊ PHỤ - THIẾT BỊ NGƯNG TỤ
BAROMET
3.1. LƯỢNG NƯỚC LẠNH CẦN THIẾT ĐỂ NGƯNG TỤ
2đ2cn
2cn
n
ttC
tCiW
G , kg/s [AII – 84] – (VI.51)
Gn: lượng nước lạnh cần thiềt để ngưng tụ, kg/s
W: lượng hơi ngưng tụ đi vào thiết bị ngưng tụ, kg/s
i: hàm nhiệt của hơi ngưng, J/kg
t2đ, t2c: nhiệt độ đầu và cuối của nước lạnh, 0
C
Cn: nhiệt dung riêng trung bình của nước, J/kg.độ
Ở đây W = W2 = 1192 kg/h =
3600
1192
kg/s = 0,331 kg/s
Chọn t2đ = 300
C, t2c = 400
C , nhiệt độ trung bình = (30+40)/2= 350
C
Cn(350
C) = 4180 J/kg.độ
i (53,340
C) = 2372000 J/kg
3040.4180
40.41802372.331,0
nG 17,46 kg/s
3.2. THỂ TÍCH KHÔNG KHÍ VÀ KHÍ KHÔNG NGƯNG CẦN HÚT RA
KHỎI BAROMET
Vk =
k
kG
ρ
, m3
/s , Với kρ = 1,25 kg/m3
[B – 122]
Mà: Gk = 25.10-6
(W + Gn) + 0,01W
Gk = 25.10-6
.(0,331 + 17,46) + 0,01.0,331 = 3,76.10-3
kg/s
Vk =
k
kG
=
25,1
10.76,3 3
= 0,003 m3
/s

3.3. KÍCH THƯỚC CHỦ YẾU CỦA THIẾT BỊ NGƯNG TỤ
Hình 5. Sơ đồ thiết bị ngưng tụ Baromet
1- cửa vào nước lạnh 4- cửa hơi vào
2- ống thông với thiết bị thu hồi 5- ống Baromet
3- tấm ngăn

3.3.1. Đường kính trong
hh
ba
.ωρ
W
1,383D , m [AII – 84] – (VI.52)
W: lượng hơi ngưng tụ, W = 0,331 kg/s
h: khối lượng riêng của hơi ngưng tụ ở 53,340
C: h = 0,1043 kg/m3
h: tốc độ của hơi đi trong thiết bị ngưng tụ, m/s . Nếu thiết bị ngưng tụ làm
việc với áp suất khoảng 0,1 ÷ 0,2 at chọn h trong khoảng 55 ÷ 35 m/s, nếu từ 0,2
÷ 0,4 chọn 35 ÷ 15 m/s.
Ở đây áp suất làm việc của thiết bị ngưng tụ là 0,134 atm nên ta chọn h =
40 m/s
0,1043.40
0,331
1,383.
.ωρ
W
1,383D
hh
ba 0,39 m
Dựa vào dãy đường kính chuẩn của thiết bị ngưng tụ [AII – 88] – (VI.8)
Chọn: Dba = 0,5 m = 500 mm
3.3.2. Kích thước tấm ngăn
- Tấm ngăn có dạng hình viên phân, để đảm bảo làm việc tốt, chiều rộng
tấm ngăn b có thể được xác định như sau:
50
2
D
b ba
, mm [AII – 85] – (VI.53)
Dba: đường kính trong thiết bị ngưng tụ, Dba = 500 mm
50
2
500
50
2
D
b ba
300 mm
- Trên tấm ngăn có đục nhiều lỗ nhỏ: Nếu nước làm nguội là nước sạch nên
lấy đường kính các lỗ bằng 2 mm, nếu nước bẩn là 5mm.
Chọn đường kính lỗ 2 mm
- Tổng diện tích bề mặt của các lỗ trong toàn bộ mặt cắt ngang của thiết bị
ngưng tụ, nghĩa là trên 1 cặp tấm ngăn là:

c
n
ω
G
f , m2
[AII – 85] – (VI.54)
Với: Gn: lưu lượng nước, m3
/s
Ở nhiệt độ trung bình 350
C, khối lượng riêng của nước là 994 kg/m3
Gn = 17,46 kg/s =
994
46,17
m3
/s
c: tốc độ của tia nước, m/s . Tốc độ tia nước khi chiều cao gờ của
tấm ngăn là 40 mm thì c = 0,62 m/s [AII – 85]
Ở đây ta chọn c = 0,62 m/s
62,0.994
46,17
ω
G
f
c
n
0,028 m2
- Chọn chiều dày tấm ngăn = 4 mm [AII – 85]
- Các lỗ xếp theo hình lục giác đều, bước của các lỗ được xác định theo
công thức:
1/2
tb
e
f
f
0,866dt , mm [AII – 85] – (VI.55)
d: đường kính của lỗ, d = 2 mm (đã chọn ở trên)
tb
e
f
f
: tỉ số giữa tổng diện tích tiết diện các lỗ với diện tích tiết diện của thiết
bị ngưng tụ, thường lấy 0,025 ÷ 0,1.
Ở đây ta chọn
tb
e
f
f
= 0,03
2/1
1/2
tb
e
03,0.5.866,0
f
f
0,866dt 0,75 mm
3.3.3. Chiều cao thiết bị ngưng tụ
Mức độ đun nóng được xác định theo công thức:
428,0
3053,34
3040
tt
tt
P
2đbh
2đ2c
[AII –85] – (VI.56)

Dựa vào mức độ đun nóng với đường kính lỗ 2 mm, tra bảng [AII –86] -
(VI.7) ta có:
- Số ngăn: 6
- Số bậc: 3
- Khoảng cách trung bình giữa các ngăn: 300 mm
Tra bảng [AII –88] – (VI.8) với đường kính trong Dba = 500 mm ta có
những kích thước cơ bản của thiết bị ngưng tụ Baromet như sau:
Bảng 16. Kích thước cơ bản của thiết bị ngưng tụ Baromet
Các thành phần của thiết bị ngưng tụ Kích thước
Chiều dày thành thiết bị S = 5 mm
Khoảng cách từ ngăn trên cùng đến nắp thiết bị a = 1300 mm
Khoảng cách từ ngăn dưới cùng đến đáy P = 1200 mm
Bề rộng của tấm ngăn b = 300 mm
Khoảng cách giữa tâm thiết bị ngưng tụ với thiết bị thu hồi K1 = 675 mm
Chiều cao của hệ thống thiết bị H = 4300 mm
Chiều rộng của hệ thống thiết bị T = 1300 mm
Đường kính thiết bị thu hồi D1 = 400 mm
Chiều cao thiết bị hu hồi h = 1440 mm
Đường kính các cửa ra và vào:
Hơi vào d1 = 300 mm
Nước vào d2 = 100 mm
Hỗn hợp khí và hơi ra d3 = 80 mm
Nối với ống Baromet d4 = 125 mm
Hỗn hợp khí và hơi vào thiết bị thu hồi d5 = 80 mm
Hỗn hợp khí và hơi ra khỏi thiết bị thu hồi d6 = 50 mm
Nối từ thiết bị thu hồi đến ống Baromet d7 = 50 mm

3.3.4. Kích thước ống Baromet
3.3.4.1.Đường kính trong
π.ω
WG0,004
d n
ba , m [AII – 86] – (VI.57)
W: lượng hơi ngưng, W = 0,331 kg/s (đã tính ở trên)
Gn: lượng nước lạnh tưới vào tháp, Gn = 17,46 kg/s (đã tính ở trên)
: tốc độ của hỗn hợp nước và chất lỏng đã ngưng chảy trong ống baromet,
m/s; thường lấy 0,5 ÷ 0,6 m/s. Ta chọn = 0,5 m/s
π.0,5
0,37117,460,004
π.ω
WG0,004
d n
ba 0,11 m = 110mm
Chọn đường kính chuẩn của ống baromet là 110,84 mm và chiều dày là
2,108 mm (http://www.engineeringtoolbox.com/asme-steel-pipes-sizes-d_42.html)
3.3.4.2.Chiều cao ống Baromet
H = h1 + h2 + 0,5 (1)
Trong đó:
h1: chiều cao cột nước trong ống Baromet cân bằng với hiệu số áp suất
trong thiết bị ngưng tụ và khí quyển.
h2: chiều cao cột nước trong ống Baromet cần thiết để khắc phục trở lực khi
nước chảy trong ống (m)
h1 =10,33
760
P0
,(m) [AII – 86] – (VI.59)
Với: P0: độ chân không trong thiết bị ngưng tụ, mmHg; P0 =(1- Png).760,
(mmHg)
P0 =(1 – 0,134 ).760 = 658,16 (mmHg)
h1 =10,33
760
P0
= 10,33
760
16,658
= 8,95 (m)

h2 =
2.g
ω
.ξ
D
H
λ.1
2
ba
, (m) (2) [AII – 87] – (VI.60)
Với: : hệ số ma sát ( = 0,02 ÷ 0,035) (chọn = 0,025)
Σ = 1 + 2 : tổng trở lực cục bộ
1 : hệ số trở lực khi vào ống ( chọn 1 = 0,5)
2 : hệ số trở lực khi ra ống (chọn 2 = 1)
: tốc độ của nước lạnh và nước ngưng chảy trong thiết bị ( 0,5 ÷ 0,6
m/s) ( chọn = 0,5)
Giải hệ phương trình (1) và (2) ta được: H = 9,01 (m)
Vậy để ngăn ngừa nước dâng lên trong ống và chảy vào ống dẫn hơi thứ khi
độ chân không tăng cao ngay cả trong trường hợp mực nước là 10,33 m chọn:
Hba =11 m
Chọn vật liệu làm ống là thép CT3

PHẦN 4 TÍNH CƠ KHÍ
4.1. CHIẾU DÀY THIẾT BỊ
4.1.1. Nồi 1
4.1.1.1. Buồng đốt
a. Chiều dày của thân hình trụ hàn làm việc chịu áp suất trong
Chiều dày của thân hình trụ hàn làm việc chịu áp suất trong được xác định
theo công thức:
C
pσ2
.pD
S t
, m [AII – 360] – (XIII.8)
Khi
p
50 có thể bỏ qua p ở mẫu số
Dt: đường kính trong buồng đốt, Dt = 1,6 m
: hệ số bền của thành hình trụ theo phương dọc, tra bảng [AII – 362] -
(XIII.8) ta được = h = 0,95
C: số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày, m
C = C1 + C2 + C3
C1: số bổ sung do ăn mòn, đối với vật liệu bền (0,05÷0,1 mm/năm) lấy C1 =
1 mm
C2: số bổ sung do hao mòn, khi tính toán thiết bị hóa chất có thể bỏ qua C2
C3: số bổ sung do dung sai của chiều dày, phụ thuộc vào chiều dày tấm vật
liệu, chọn C3 = 0,6 mm [AII – 364] - (XIII.9)
C = C1 + C2 + C3 = 1 + 0 + 0,6 = 1,6 mm
p: áp suất trong thiết bị, N/m2
- Môi trường làm việc là hỗn hợp hơi – lỏng, áp suất được tính như sau:
p = pmt + p1, N/m2
[AII – 360] – (XIII.10)
pmt: áp suất của hơi trong thiết bị, N/m2

pmt = 2,314 atm = 2,314.9,81.104
N/m2
= 209345,4 N/m2
p1: áp suất thủy tĩnh của cột chất lỏng, được tính theo công thức:
p1 = g. 1.H1, N/m2
1: khối lượng riêng chất lỏng (ở 1220
C), 1 = 941,638 ( kg/m3
)
H1: chiều cao lớn nhất của cột nước ngưng, chọn H1 = 1,2 m
g: gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s2
p1 = g. 1.H1 = 9,81. 941,638.1,2 = 11084,96 N/m2
p = pmt + p1 = 209345,4 + 11084,96 = 220430,36 N/m2
* Tính ứng suất cho phép [ ] :
Chọn vật liệu thiết kế là thép CT3 thì ứng suất cho phép của thép CT3 theo
giới hạn bền. Lấy giá trị nhỏ nhất từ các công thức sau:
k
k
k
n
, N/m2
[AII – 355] – (XIII.1)
c
c
c
n
, N/m2
Trong đó:
[ k], [ c]: ứng suất cho phép khi kéo, khi chảy, N/m2
: hệ số điều chỉnh
nk, nc: hệ số an toàn theo giới hạn bền khi kéo và theo giới hạn chảy
k, c: giới hạn bền khi kéo, giới hạn chảy, N/m2
Tra bảng [AII – 356] – (XIII.2) ta được = 0,9
Tra bảng [AII – 356] – (XIII.3) ta được nk = 3,5; nc = 2,0
Tra bảng [AII – 356] – (XIII.4) ta được:
k = 380.106
N/m2
; c = 240.106
N/m2

9,0.
5,3
10.380 6
k
k
k
n
97,71.106
N/m2
9,0.
0,2
10.240 6
c
c
c
n
108.106
N/m2
Chọn số nhỏ thế vào 95,0.
36,220430
10.71,97 6
p
= 421, 1 > 50 nên bỏ qua p ở
mẫu.
6
6
10.6,1
95,0.10.71,97.2
220430,363.6,1
2
C
pD
S t
3,5.10-3
m = 3,5 mm
Chọn S = 4 mm
* Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử: [AII – 365] – (XIII.26)
1,2
σ
CS2
pCSD
σ c0t
, N/m2
Áp suất thử tính toán p0 được xác định theo công thức:
p0 = pth + p1, N/m2
pth: áp suất thử thủy lực, N/m2
Tra bảng [AII – 365] – (XIII.5)ta có:
pth = 1,5.pmt = 1,5.209345,4 = 330645,54 N/m2
p1: áp suất thử thủy tĩnh của cột chất lỏng, p1 = 11084,96 N/m2
p0 = pth + p1 = 330645,54 + 11084,96 = 341730,51 N/m2
1,139377562
95,0.106,14.2
51,341730.10.6,146,1
2 3
3
0
CS
pCSDt
6
6
10.200
2,1
10.240
2,1
c
Ta thấy:
2,1
c
Vậy S = 4 mm là đạt yêu cầu

b. Đáy buồng đốt
Đáy hình elip có gờ, làm việc chịu áp suất trong, bằng thép CT3
Chiều dày đáy được tính theo công thức:
C
h
D
pk
pD
S
b
t
hk
t
2
.
.8,3
, m [AII – 385] – (XIII.47)
Khi 30. h
k
k
p
có thể bỏ qua đại lượng p ở mẫu số
p: áp suất trong buồng đốt, p = 220430,36 N/m2
hb: chiều cao phần lồi của đáy, tra bảng [AII – 382] –(XIII.10) ứng với Dt =
1,6 m có hb = 0,4 m (hay hb = 0,25.Dt = 0,4m)
k: hệ số không thứ nguyên,
tD
d
k 1
d: đường kính của lỗ lớn nhất trên đáy, cửa ra sản phẩm, chọn d = 0,15m
906,0
6,1
15,0
1
D
d
1k
t
h : hệ số bền, h = 0,95
[ k]: ứng suất cho phép, tính tuơng tự như trường hợp thành buồng đốt
[ k] = 97,71.106
N/m2
C: số bổ sung, tính tương tự, C = 1,6.10-3
m, có tăng thêm sau khi tính thử S

Thêm 2 mm khi S – C 10 mm
Thêm 1 mm khi 20 mm > S – C > 10 mm
95,0.906,0.
220430,363
10.71,97
.
6
h
k
k
p
= 381,64 > 30 nên bỏ qua p ở mẫu số.
6
6
b
t
hk
t
10.6,1
4,0.2
6,1
.
95,0.906,0.10.71,97.8,3
220430,363.6,1
C
2h
D
.
k.σ3,8
pD
S
S =1,95 mm
S – C = (1,95 – 1,6) = 0,35 mm < 10 mm
Vậy thêm 2 mm vào C, khi đó S = 1,95 + 2 = 3,95 mm
Chọn S = 4 mm
* Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử:
2,1CS.h7,6k.
pCS2hD
σ
bh
0b
2
t c
, N/m2
[AII – 385] – (XIII.49)
Với áp suất thử: p0 = 341730,51 N/m2
6
3
32
10.200
2,1
1139377562,
106,144,0.95,0.906,0.6,7
341730,51106,144,0.26,1 c
4.1.1.2. Buồng bốc
Chiều dày của thân hình trụ hàn làm việc chịu áp suất trong được xác định
theo công thức:
C
pσ2
.pD
S t
, m [AII – 360] –
(XIII.8)
Khi
p

Dt: đường kính trong buồng bốc, Dt = 1,8 m
: hệ số bền của thành hình trụ theo phương dọc, tra bảng [AII – 362] -
(XIII.8) ta được = h = 0,95
C: số bổ sung tính tương tự như trên, ta có C = 1,6 mm
p: áp suất trong thiết bị, N/m2
- Môi trường làm việc là hỗn hợp hơi – lỏng, áp suất được tính như sau:
p = pmt + p1, N/m2
[AII – 360] – (XIII.10)
pmt = 0,759 atm = 0,759.9,81.104
N/m2
= 74457,9 N/m2
p1 = g. 1.H1, N/m2
1: khối lượng riêng chất lỏng (ở 92,50
C), 1 = 965,322 ( kg/m3
)
p1 = g. 1.H1 = 9,81.965,322.0,5 = 4734,9 N/m2
p = pmt + p1 = 74457,9 + 4734,9 = 79192,804 N/m2
* Tính ứng suất cho phép [ ] :
Chọn vật liệu thiết kế là thép CT3 thì ứng suất cho phép của thép CT3 theo
giới hạn bền. Tính tương tự như trên.
Chọn số nhỏ thế vào 95,0.
79192,804
10.71,97 6
p
= 1172,2 > 50 nên bỏ qua p ở
mẫu.
6
6
10.6,1
95,0.10.71,97.2
79192,804.8,1
2
C
pD
S t
2,37.10-3
m = 2,37 mm
Chọn S = 3 mm

1,2
σ
CS2
pCSD
σ c0t
, N/m2
p0 = pth + p1, N/m2
pth = 1,5.pmt = 1,5.4734,9 = 118789,21 N/m2
p0 = pth + p1 = 118789,21 + 4734,9 = 123524,11 N/m2
99,83652756
95,0.106,13.2
11,123524.10.6,138,1
2 3
3
0
CS
pCSDt
6
6
10.200
2,1
10.240
2,1
c
Ta thấy:
2,1
c
b. Đáy buồng bốc

C
h
D
pk
pD
S
b
t
hk
t
2
.
.8,3
, m [AII – 385] – (XIII.47)
Khi 30. h
k
k
p
1,8 m có hb = 0,45 m (hay hb = 0,25.Dt = 0,46)
tD
d
k 1
944,0
8,1
1,0
1
D
d
1k
t
h : hệ số bền, h = 0,95
[ k] = 97,71.106
N/m2
95,0.944,0.
79192,804
10.71,97
.
6
h
k
k
p
6
6
b
t
hk
t
10.6,1
45,0.2
8,1
.
95,0.944,0.10.71,97.8,3
79192,804.8,1
C
2h
D
.
k.σ3,8
pD
S
S =1,77 mm
S – C = (1,77 – 1,6) = 0,17 mm < 10 mm

Chọn S = 4 mm
2,1CS.h7,6k.
pCS2hD
σ
bh
0b
2
t c
, N/m2
[AII – 385] – (XIII.49)
6
3
32
10.200
2,1
06,54381203
106,144,0.95,0.944,0.6,7
123524,11106,1445,0.28,1 c
4.1.2. Nồi 2
4.1.2.1.Buồng đốt
Tính tượng tự như nồi 1:
C
pσ2
.pD
S t
, m [AII – 360] –
(XIII.8)
Khi
p
Ta có:
Dt = 1,6 m
= h = 0,95
C = 1,6 mm
p = pmt + p1, N/m2
pmt = 0,759 atm = 0,759.9,81.104
N/m2
= 74457,9 N/m2

p1 = g. 1.H1, N/m2
1: khối lượng riêng chất lỏng (ở 54,34 0
C), 1 = 966,1 ( kg/m3
)
p1 = g. 1.H1 = 9,81. 966,1.1,2 = 11371,87 N/m2
p = pmt + p1 = 74457,9 + 11371,87 = 85829,77 N/m2
Vì: 95,0.
85829,77
10.71,97 6
p
= 1081,5 > 50 nên bỏ qua p ở mẫu.
6
6
10.6,1
95,0.10.71,97.2
85829,77.6,1
2
C
pD
S t
2,34.10-3
m = 2,34 mm
Chọn S = 4 mm
1,2
σ
CS2
pCSD
σ c0t
, N/m2
p0 = pth + p1, N/m2
pth = 1,5.pmt = 1,5.74457,9 = 330645,54 N/m2
p0 = pth + p1 = 330645,54 + 11371,87 = 342017,41 N/m2
2,1
2,120186119
95,0.106,14.2
342017,41.10.6,146,1
2 3
3
0 ct
CS
pCSD

b. Đáy buồng đốt
C
h
D
pk
pD
S
b
t
hk
t
2
.
.8,3
, m [AII – 385] – (XIII.47)
Khi 30. h
k
k
p
1,6 m có hb = 0,4 m (hay hb = 0,25.Dt = 0,4)
tD
d
k 1
906,0
6,1
15,0
1
D
d
1k
t
h : hệ số bền, h = 0,95
[ k] = 97,71.106
N/m2

95,0.906,0.
85829,77
10.71,97
.
6
h
k
k
p
6
6
b
t
hk
t
10.6,1
4,0.2
6,1
.
95,0.906,0.10.71,97.8,3
85829,77.6,1
C
2h
D
.
k.σ3,8
pD
S
S =1,737 mm
S – C = 1,737 – 1,6 = 0,137 mm < 10 mm
Chọn S = 4 mm
2,1CS.h7,6k.
pCS2hD
σ
bh
0b
2
t c
, N/m2
[AII – 385] – (XIII.49)
6
3
32
10.200
2,1
6139494579,
106,144,0.95,0.906,0.6,7
342017,41106,144,0.26,1 c
4.1.2.2.Buồng bốc
a. Thân hình trụ hàn làm việc chịu áp suất ngoài (nắp)
Thân hình trụ hàn làm việc chịu áp suất ngoài, bằng thép CT3
Kiểm tra các điều kiện:
1
D
l
8
523,0.
4,0
D
l
E
p
t
n
l: chiều dài (chiều cao) tính toán thiết bị, l = Hb = 4 m

D: đường kính trong buồng bốc, Dbb = 1,8 m
1< 22,2
8,1
4
D
l
< 8 thỏa
pn: áp suất tính toán bên ngoài, bằng hiệu số giữa áp suất khí quyển và áp
suất hơi thứ bên trong, N/m2
pn= (1- png ).9,81.104
pn = (1 – 0,134).9,81.104
= 83973,6 N/m2
Et
: module đàn hồi ở nhiệt độ thành, Et
= 185.109
N/m2
523,0003,0
5,1
4
.
10*185
37376
.
4,0
9
4,0
D
l
E
p
t
n
thỏa
Khi các điều kiện được thỏa, do các loại thép có hệ số Poatxông = 0,3 nên
có thể tính chiều dày theo công thức sau:
C
D
l
E
p
DS t
n
4,0
.25,1 , m [AII – 370] – (XIII.32)
C: số bổ sung, tính như trường hợp buồng đốt, C = 1,6.10-3
m
33
4,0
9
4,0
10.59,1010.6,1
6,1
4
.
10.185
6,83973
6,1.25,1.25,1 C
D
l
E
p
DS t
n
m
Chọn S = 11 mm
b. Nắp buồng bốc
Nắp hình elip có gờ, làm việc chịu áp suất ngoài, bằng thép CT3
Chiều dày nắp được xác định theo công thức:
C
h
D
pkk
pD
S
b
t
nhn
nt
2
.
..8,3 1
, m [AII – 387] – (XIII.50)
Khi 30.. 1 h
n
n
kk
p

pn: áp suất tính toán bên ngoài, pn = 83973,6 N/m2
hb: chiều cao phần lồi của nắp, tra bảng XIII.10 ứng với Dt = 1,8 m có hb =
0,45 m
tD
d
k 1
d: đường kính của lỗ lớn nhất trên nắp, lỗ thông hơi, chọn d = 0,6 m
667,0
8,1
6,0
11
tD
d
k
k1: hệ số, đối với lỗ có nắp không tăng cứng k1 = 0,64
h = 0,95
[ n] = 97,71.106
N/m2
306,47195,0.64,0.667,0.
83973,6
10.71,97
..
6
1 h
n
n
kk
p
C
h
D
kk
pD
S
b
t
hn
nt
2
.
..8,3 1
3
6
610,1
45,0.2
8,1
.
95,0.64,0.667,0.10.71,97.8,3
83973,6.8,1
S = 2,01m
S – C = 2,01- 1,6 = 0,41 mm < 10 mm
Thêm 2 mm vào C khi đó S = 2,01 + 2 = 4,01 mm
Chọn S = 5 mm
* Kiểm tra ứng suất khi thử thủy lực:
2,1..6,7
2
1
0
2
c
h
n
bt
CSkk
pCShD
, N/m2
[AII – 387] – (XIII.51)
Áp suất thử P0 = 1,5pn = 1,5.83973,6 = 125960,4 N/m2

2,1
18,39001758
106,1545,0.95,0.64,0.667,0.6,7
4,1125960106,1545,0.28,1
3
32
c
Bảng 17. Tổng hợp chiều dày buồng đốt, buồng bốc
Buồng đốt (mm) Buồng bốc (mm)
Nồi
Thân trụ Đáy Thân trụ nắp
1 4 4 3 4
2 4 4 11 5
4.2. VỈ ỐNG
Buồng đốt có 2 vỉ ống cố định được hàn vào mặt trên và mặt dưới. Chiều
dày vỉ ống Sv phải đảm bảo giữ chặt ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn, bền dưới
tác dụng của các loại ứng suất, chống được ăn mòn. Chọn phương pháp gắn ống
vào vỉ bằng phương pháp nong
Chiều dày tối thiểu:
Smin = 5
8
nd
, mm
dn: đường kính ngoài ống truyền nhiệt, dn = 101,6 mm
Smin = 7,175
8
6,101
5
8
nd
mm
Để giữ nguyên hình dạng vỉ ống sau khi nong cần đảm bảo tiết diện dọc
giới hạn bởi 2 thành lỗ gần nhất fm phải lớn hơn tiết diện nhỏ nhất cho phép fmin:
fm = Sv(t – d1) fmin = 5.d1
Sv
1
1
1
min 5
dt
d
dt
f
Với : d1 = dn + 1 = 101,6 + 1 = 102,6 mm
t = 1,3.dn = 1,3.101,6 = 132,08 mm

Sv 19
6,10208,132
6,102.5
mm
Tính đến sự ăn mòn 2 phía: C = 2 mm
Sv = 19 + 2 = 21 mm . Chọn Sv = 22 mm
4.3. HỆ THỐNG TAI ĐỠ
4.3.1. Khối lượng vật liệu
4.3.1.1.Khối lượng thép làm ống truyền nhiệt
m1 = n. .d.l. . , kg
n: số ống truyền nhiệt, n = 84 ống
d: đường kính trung bình, d =
2
384,976,101
0,0995 m
l: chiều dài ống, l = 1,2 m
: chiều dày thành ống, = 2,108 mm = 2,108.10-3
m
: khối lượng riêng của thép, = 7850 kg/m3
m1 = n. .d.l. . = 84. .0,0995.1,2.2,108.10-3
.7850 = 521,097 kg
4.3.1.2.Khối luợng thép
m2 = V. , kg
V: tổng thể tích thép sử dụng, m3
, bao gồm thép làm ống tuần hoàn, vỉ ống,
buồng bốc, buồng đốt, nắp và đáy
: khối lượng riêng của thép, = 7850 kg/m3
- Thể tích thép được tính như sau:
a. Đối với ống tuần hoàn, buồng bốc, buồng đốt
V = .d.l. , m3
d: đường kính trung bình, m
l: chiều dài (chiều cao), m

: chiều dày, m, do tính khối lượng cực đại nên chọn chiều dày lớn nhất
trong 2 nồi để tính
Bảng 18. Thể tích thép
d trong, m m d trung bình, m l, m V, m3
Ống tuần hoàn 0,4 0,004 0,404 1,2 0,006
Buồng bốc 1,8 0,011 1,811 4 0,25
Buồng đốt 1,6 0,004 1,604 1,2 0,024
b. Đối với vỉ ống (2 vỉ)
V = 2 thn SS
D
4
2
, m3
D: đường kính vỉ, bằng đường kính trong buồng đốt, D = 1,6 m
: chiều dày vỉ, = 22 mm = 0,022 m
Sn: tổng tiết diện ngang ống truyền nhiệt, m2
Sn = 84. *
4
)10.6,101( 23
= 0,681 m2
Sth: tiết diện ngang ống tuần hoàn, m2
Sth = .
4
)004,0.222,0( 2
= 0,131 m2
V = 2 131,0681,0,0
4
6,1
022,0.2
4
22
thn SS
D
0,0527 m3
c. Đối với đáy và nắp
V =
4
2
D
, m3
D: đường kính phôi, m
: chiều dày, m

Bảng 19. Thể tích đáy và nắp thiết bị
D trong, m δ, m D (phôi), m V, m3
Nắp 1,8 0,005 2,196 0,019
Đáy 1,6 0,004 1,928 0,012
Vậy:
- Tổng thể tích thép
V = 0,006 + 0,25 + 0,024 + 0,0527 + 0,019 + 0,012 = 0,364 m3
- Tổng khối lượng thép
m2 = 0,364.7850 = 2856,91 kg
- Tổng khối lượng vật liệu
M = m1 + m2 = 521,097 + 2856,91 = 3378,01 kg
4.3.2. Khối lượng nước
- Để đảm bảo hệ thống tai đỡ đủ an toàn ta giả sử thiết bị chứa đầy nước
m3 = V. , kg
V: tổng thể tích nước ở buồng bốc, buồng đốt, nắp và đáy, m3
: khối lượng riêng của nước, lấy ở 200
C, = 998,2 kg/m3
- Thể tích nước ở buồng bốc và buồng đốt được tính như sau:
V = l
D
4
. 2
, m3
D: đường kính trong, m
l: chiều cao, m
Thể tích nước nắp và đáy: tra bảng XIII.10 theo đường kính trong

Bảng 20. Thể tích nước
D, m l, m V, m3
Buồng bốc 1,8 4 10,179
Buồng đốt 1,6 1,2 2,413
Nắp 1,8 1,095
Đáy 1,6 0,578
Tổng: 14,265
Khối lượng nước:
m3 = V. = 14,26. 998,2 = 14238,8 kg
Khối lượng cực đại:
m = m1 + m2 + m3 = 521,097 + 2856,91 + 14238,8 = 17616,8 kg
Trọng lượng cực đại:
P = m.g = 171058,95 .9,81 = 172821,16 N
Chọn sử dụng 4 tai đỡ
Trọng lượng mỗi tai đỡ phải chịu là: 172821,16 /4 = 43205,29 N
Tra bảng XIII.36:
B1
L B
S
H
a
d
S

Bảng 21. Chân thép đối với thiết bị thẳng đứng
Tải trọng
cho phép
mỗi tai đỡ
G.10-4
Bề
mặt
đỡ
F.104
Tải trọng
cho phép lên
bề mặt đỡ
q.10-6
L B B1 H S a d Khối
lượng
1 tai
đỡ
N m2
N/m2
mm kg
4 297 1,34 190 160 170 280 10 80 25 7,35
4.4. MẶT BÍCH
Mặt bích là bộ phận quan trọng dùng để nối các phần của thiết bị cũng như
nối các bộ phận khác với thiết bị.
Do hệ thống làm việc với áp suất thấp < 0,1*106
N/m2
nên chọn loại bích
liền, là bộ phận được hàn liền với thiết bị
4.4.1. Để nối các ống dẫn
Chọn bích liền bằng kim loại đen kiểu 1
db
D
DI

Tra bảng [AII – 409] – (XIII.26) ta có:
Bảng 22 . Mối ghép bích nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn
Ống Kích thước nối Kiểu
bích
Bulông 1
Dy
Dn D Dδ DI
db z h
Loại Py.10-6
N/m2
mm cái mm
Ống nhập
liệu
0.25 50 57 140 110 90 M12 8 12
Ống tháo
liệu
0.25 50 57 140 110 90 M12 8 12
Ống dẫn hơi
đốt
0.25 150 159 260 225 202 M16 8 16
Ống dẫn hơi
thứ
0.25 400 426 535 495 465 M20 16 22
Ống dẫn
nước ngưng
0.25 40 45 130 100 80 M12 4 12
4.4.2. Để nối các bộ phận của thiết bị
Chọn bích liền bằng thép kiểu 1. Tra bảng [AII – 417] - (XIII.27) ta có:
Bảng 23. Mối ghép bích giữa thân với đáy và nắp
Kích thước nối (mm)
Kiểu
bích
Bulông 1
D Db DI D0
db z h
Loại
Py.10
-6
N/m2
Dt
mm
mm cái mm
Buồng đốt 0.1 1600 1740 1690 1660 1613 M20 32 28
Buồng bốc 0.1 1800 1940 1890 1860 1815 M20 40 28

PHẦN 5 SƠ ĐỒ QUY TRÌNH CÔ ĐẶC
5.1. HỆ THỐNG CÔ ĐẶC 2 NỒI XUÔI CHIỀU
Hình 6. Sơ đồ hệ thống cô đặc 2 nồi xuôi chiều
1- Thùng dung dịch đầu 5- Thiết bị đun nóng 9- Nước ngưng
2- Bơm 6- Dung dịch vào cô đặc 10- Sản phẩm cuối
3- Thùng cao vị 7- Hơi đốt 11- Nước làm lạnh
4- Lưu lượng kế 8- Hơi thứ 12- Hệ thống Baromet
5.2. THUYẾT MINH QUY TRÌNH
Dung dịch nước đường nồng độ đầu 12% (theo khối lượng) từ thùng chứa
(1) được bơm lên thùng cao vị (3). Từ đây, dung dịch được đưa qua một lưu lượng
kế (4), rồi qua thiết bị đun nóng (5) để đạt được nhiệt độ ban đầu mong muốn, sau
đó đưa vào nồi cô đặc để thực hiện quá trình bốc hơi.
Hơi đốt được đưa vào nồi 1 là hơi nước bão hòa có áp suất 2,134 atm (theo
thang áp suất tuyệt đối và đơn vị áp suất kỹ thuật). Dung dịch vào nồi 1, đi bên
trong ống truyền nhiệt còn hơi đốt đi phía ngoài ống truyền nhiệt. Quá trình trao

đổi nhiệt diễn ra, dung dịch được nâng nhiệt độ lên đến nhiệt độ sôi và bắt đầu bốc
hơi. Ở đây dung dịch được cô đặc tuần hoàn tự nhiên đến khi đạt nồng độ chất khô
20 % rồi mới chuyển sang nồi 2 nhờ sự chênh lệch áp suất giữa 2 nồi. Hỗn hợp hơi
– lỏng bốc lên với tốc độ rất lớn, va đập vào cạnh hình zigzag của bộ phận tách bọt
(bộ phận phân ly lỏng – hơi) các giọt chất lỏng được rơi trở lại.
Hơi thứ của nồi 1 được dùng làm hơi đốt cho nồi 2. Ở nồi 2 dung dịch cũng
được cô đặc tuần hoàn tự nhiên đến khi đạt nồng độ 60% thì mở van xả vào bồn
chứa. Dung dịch chuyển từ nồi 1 sang nồi 2 rồi vào bồn chứa một cách tự nhiên và
liên tục. Hơi thứ của nồi 2 được đưa vào thiết bị ngưng tụ tạo chân không ở áp suất
0,134 atm.

TÀI LIỆU THAM KHẢO
1. PHẠM XUÂN TOẢN. Các quá trình và thiết bị trong Công nghệ hóa
chất và thực phẩm.Tập 3 – Các quá trình thiết bị và truyền nhịêt. Nhà xuất bản
Khoa học kỹ thuật. 2007.
2. GS.TSKH NGUYỄN BIN, PGS.TS ĐỖ VĂN ĐÀI…Sổ tay quá trình và
thiết bị Công nghệ hóa chất, tập 1 và 2. Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật Hà
Nội. 2006.
3. T.S PHAN VĂN THƠM. Sổ tay thiết kế thiết bị hóa chất và chế biến
thực phẩm đa dụng. Trường Đại học Cần Thơ. 2004.
4. Các trang web:
http://www.engineeringtoolbox.com
http://www.nal.usda.gov/fnic/foodcomp
http://www.rpaulsingh.com
http://www.sugartech.co.za

Co dac duong

Recommended

Recommended

More Related Content

What's hot

What's hot (20)

Viewers also liked

Viewers also liked (20)

Similar to Co dac duong

Similar to Co dac duong (20)

Co dac duong