Đồ án hệ THỐNG cô đặc ĐƯỜNG BA nồi XUÔI CHIỀU

Một số biến đổi của nguyên liệu trong quá trình cô đặc Trong quá trình cô đặc, mặc dù mục đích chủ yếu là bốc hơi nước cô đặc dung dịch, tuy nhiên, trong đó vẫn xảy ra nhiều phản ứng hóa

HỆ THỐNG CÔ ĐẶC ĐƯỜNG BA NỒI XUÔI CHIỀU

Chương 1 CHỌN VÀ THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ

1.1 Tính chất của nguyên liệu

1.1.1 Đặc điểm của nguyên liệu

Quy trình sản xuất đường từ mía gồm các giai đoạn chính: thu nhận nước mía

-> làm sạch nước mía > cô đặc nước mía > nấu đường và kết tinh > ly tâm, sấy, đóng bao và bảo quản đường

Nguyên liệu cho công đoạn cô đặc đường saccharose là nước mía đã được làm sạch, loại bỏ các tạp chất, tẩy màu, tẩy mùi Sau công đoạn làm sạch nước mía có pH khoảng 6,5- 6,8

Dung dịch đường gồm nước là dung môi và saccarose hòa tan, các cấu tử này xem như khó bay hơi trong quá trình cô đặc

1.1.2 Một số biến đổi của nguyên liệu trong quá trình cô đặc

Trong quá trình cô đặc, mặc dù mục đích chủ yếu là bốc hơi nước cô đặc dung dịch, tuy nhiên, trong đó vẫn xảy ra nhiều phản ứng hóa học và hóa lý dẫn đến sự thay đổi thành phần và đặc tính của chất tan Nước ngưng tụ trong hệ cô đặc nhiều nơi không phải là nước nguyên chất mà chứa ít đường và chất phi đường Sự có mặt của đường trong nước dẫn đến ăn mòn nồi hơi, do đó phải thường xuyên kiểm tra nước ngưng tụ để tránh sự ăn mòn nồi hơi Mặt khác, dưới tác dụng của nhiệt độ, sẽ xảy ra sự phân hủy của đường và chất không đường

a) Biến đổi tính chất vật lý:

Hệ số dẫn nhiệt dung dich dd, cấp nhiệt α trong quá trình cô đặc giảm dd

giảm từ 3,38-0,29 W/mK

Nhiệt dung riêng c cũng giảm trong quá trình cô đặc, c là đại lượng đo khả năng hấp thụ nhiệt của một vật

Khối lượng riêng dung dịch ρ sẽ tăng trong quá trình cô đặc, ρcủa dung dịch là một đặc tính về mật độ của dung dịch đó

Độ nhớt μ tăng do quá trình cô đặc làm tăng nồng độ dung dịch đường,μ là hệ

số đại diện cho ma sát trong của dung dịch đường

Tổn thất nhiệt do nồng độ cũng tăng theo quá trình cô đặc

- Biến đổi tính chất hóa học:

Sự thay đổi pH môi trường là giảm pH do các phản ứng phân hủy amit của các cấu tử tạo thành acid

Ở đây ta sử dụng nước bình thường làm dung môi nên trong nước vẫn còn ion

Ca 2+ ít hòa tan trong quá trình cô đặc từ nồng độ thấp lên nồng độ cao làm phân hủy muối hữu cơ tạo ra kết tủa làm đóng cặn

Saccarose nóng chảy và phân hủy ở nhiệt độ 186oC để tạo ra caramen hóa đường làm biến đổi màu của dung dịch tạo ra tác dụng tương hỗ giữa các sản phẩm phân hủy và các aminoacid, tuy nhiên trong môi trường 3 < pH < 9 thì phản ứng caramel xảy ra khi nhiệt độ lớn hơn 130oC

Trong suốt quá trình cũng xảy ra sự phân hủy chất cô đặc và phân hủy một số vitamin trong dung dịch đường

- Biến đổi sinh học:

Ở nhiệt độ cao có khả năng tiêu diệt các vi sinh vật

Ở nồng độ 40% hạn chế một phần hoạt động của các vi sinh vật, ít làm biến đổi tính chất của sản phẩm

1.2 Tổng quan về quá trình và thiết bị cô đặc

1.2.1 Quá trình cô đặc

Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ chất tan trong dung dịch bằng cách làm bay hơi một phần dung môi của dung dịch chứa chất tan không bay hơi ở nhiệt độ sôi Trong quá trình cô đặc, tuy rằng tiêu hao một lượng hơi nhiều nhưng đồng thời cũng sản sinh lượng lớn hơi thứ Hơi thứ có nhiệt độ cao làm nguồn nhiệt cho các công đoạn khác như nấu đường, làm sạch sử dụng Do đó công đoạn bốc hơi là trung tâm của hệ thống nhiệt cung cấp cho toàn nhà máy, là trạm cung cấp hơi áp lực thấp

Có phương án bốc hơi hợp lý sẽ giảm tiêu hao lượng hơi và giảm giá thành sản phẩm 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

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

1.2.2 Các thiết bị cô đặc

a) Thiết bị chính:

 Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm, ống truyền nhiệt

 Buồng đốt, buồng bốc, nắp…

 Ống: khí không ngưng, hơi đốt, tháo nước ngưng…

b) Thiết bị phụ:

 Bể chứa dung dịch đầu vào và sản phẩm sau cô đặc

 Các loại bơm: bơm dung dịch, bơm chân không, bơm nước

 Thiết bị gia nhiệt ống chùm

 Thiết bị ngưng tụ baromet

 Các loại van

 Thiết bị đo, bảng điều khiển

1.3 Lựa chọn quy trình công nghệ

1.3.1 Chọn quy trình Dựa vào yêu cầu và tính chất của nguyên liệu chọn thiết bị cô đặc 3 nồi xuôi chiều, buồng đốt trong, dung dịch đối lưu tự nhiên

1.3.2 Nguyên nhân chọn:

Dùng hệ bốc hơi 3 nồi cô đặc nước mía để tiết kiệm lượng hơi dùng để

cô đặc, bằng cách dùng hơi thứ của nồi trước làm hơi đốt cho nồi sau, nhiệt độ hơi thứ ở nồi 3 thấp nên không dùng hơi thứ của nồi 3

Dùng hệ thống cô đặc xuôi chiều vì đây là hệ thống phổ biến, dung dịch

có thể tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch áp suất giữa các nồi, không cần tốn chi phí cho lắp đặt và vận hành các bơm dung dịch Mặt khác, do nhiệt

độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ sôi cao hơn nhiệt độ sôi tại đó, kết quả là dung dịch sẽ tự bốc hơi một phần

do giảm áp suất Đồng thời, trong hệ thống này dung dịch có nồng độ cao thì làm việc ở nồi áp suất thấp hơn nên nhiệt độ sôi cũng thấp hơn, thích hợp cho dung dịch đường dễ bị biến tính ở nồng độ, nhiệt độ cao

Độ nhớt dung dịch không cao (ở 25oC, đối với dung dịch đường mía nồng độ 20% khối lượng là 1.704x103 N.s/m2, đối với dung dịch đường mía nồng độ 40% khối lượng là 5.187x103 N.s/m2) nên vẫn có thể cho dung dịch đối lưu tự nhiên

1.3.3 Ưu, nhược điểm

Sử dụng quy trình bốc hơi 3 nồi xuôi chiều, buồng đốt trong, dung dịch đối lưu tự nhiên có những ưu và khuyết điểm sau:

a) Ưu điểm:

Dung dịch có thể tự di chuyển từ nồi trước sang nồi sau nhờ chênh lệch

áp suất sữa các nồi, không cần tốn chi phí cho lắp đặt và vận hành các bơm dung dịch nên tiết kiệm được chi phí

Nhiệt độ sôi của nồi trước lớn hơn nồi sau, dung dịch đi vào mỗi nồi (trừ nồi đầu) đều có nhiệt độ sôi cao hơn nhiệt độ sôi tại đó, kết quả là dung dịch sẽ tự bốc hơi một phần do giảm áp suất

Thiết bị phổ biến, dễ thiết kế, lắp đặt

Do điều kiện bốc hơi chân không nên nhiệt độ sôi của dung dịch đường tương đối thấp, tránh được hiện tượng phân hủy và chuyển hóa đường, chất lượng sản phẩm sau này tốt hơn, thao tác và khống chế dễ dàng

b) Nhược điểm:

Do nhiệt độ hơi thứ thấp, giảm khả năng sử dụng hơi thứ, hơi thứ nồi cuối vào thiết bị ngưng tụ tăng tổn thất hơi

Nhiệt độ dung dịch thấp dần, nồng độ dung dịch lại tăng nên độ nhớt dung dịch tăng, hệ số truyền nhiệt giảm

Bố trí thiết bị tương đối phức tạp hơn so với hệ thống cô đặc một nồi, cần có thiết bị ngưng tụ để tạo chân không

1.4 Thuyết minh quy trình công nghệ

1.4.1 Nguyên lý hoạt động của hệ thống thiết bị cô đặc Dung dịch nước mía sau khi qua giai đoạn làm sạch có nồng độ 10% chứa trong bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn cao vị dung dịch chảy xuống qua thiết bị gia nhiệt Sau khi qua thiết bị này dung dịch đạt đến nhiệt độ sôi ứng với áp suất làm việc của nồi 1 và được đưa vào nồi 1 Dung dịch trong nồi 1 sôi bốc hơi trong ống truyền nhiệt và tuần hoàn qua ống tuần hoàn trung tâm Nồi 1 có áp suất cao hơn nồi 2 nên dung dịch tự chảy từ nồi 1 qua nồi 2 Tương tự, dung dịch trong nồi 2 chảy qua nồi 3.Dung dịch sôi bốc hơi trong nồi 3, đạt đến nồng độ yêu cầu (40%) được bơm hút ra từ đáy đưa về bồn chứa sản phẩm

Nồi 1 được cấp nhiệt bằng hơi đốt bão hòa 2,6 at Hơi thứ ở nồi 1 bốc lên được dẫn sang buồng đốt nồi 2 để cấp nhiệt cho dung dịch trong nồi Hơi thứ nồi 2 được dẫn sang buồng đốt nồi 3 Hơi thứ nồi 3 được dẫn qua ngưng tụ ở thiết bị ngưng tụ baromet có áp suất tuyệt đối là 0,4 at được duy trì nhờ bơm chân không Khí không ngưng 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 các 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.Ống tuần hoàn trung tâm hoạt động theo nguyên tắc: ống có đường kính lớn hơn rất nhiều so với các ống truyền nhiệt nên hệ số truyền nhiệt nhỏ, dung dịch sẽ sôi ít hơn so với dung dịch trong ống truyền nhiệt Phần dung dịch sôi có khối lượng riêng nhỏ hơn phần dung dịch chưa sôi do đó sẽ tạo đối lưu tự nhiên, kéo dung dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt Kết quả là tạo một dòng chuyển động tuần hoàn trong thiết bị Phần phía trên thiết bị là buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng bốc còn có bộ phận tách bọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ

1.4.2 Sơ đồ quy trình

Chương 2 TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG

Thông số ban đầu

- Dung dịch nước mía

- Nồng độ đầu của dung dịch: xđ = 12%

- Nồng độ cuối của dung dịch: xc = 55%

- Năng suất sản phẩm: Gc= 3000 kg/h

- Áp suất ngưng tụ :Pnt=0,2 atm

2.1 Tính cân bằng vật liệu:

2.1.1 Năng suất nhập liệu

Áp dụng phương trình cân bằng vật chất: Gd xd = Gc xc [3]

 Gđ = Gc xc xđ = 3000× 5512 = 13750 kg/h

2.1.2 Tổng lượng hơi thứ

W = Gđ – Gc = 13750-3000 = 10750 kg/h [3]

2.1.3 Phân phối lượng hơi thứ trong mỗi nồi:

Gọi W1 , W2 , W3 là lượng hơi thứ của nồi 1, 2, 3 kg/h

Để hơi thứ của nồi trước đủ đun sôi nồi tiếp theo, chọn phân bố sản lượng hơi thứ ở các nồi theo tỷ lệ:

W1

W2=

W2

W3=1,05 [3]

Mà W = W1 + W2 + W3 [3]

Khi đó ta có hệ phương trình:

W1

W2=

W2

W3=1,05

W = W1 + W2 + W3 = 10750 kg/h

Giải hệ trên có kết quả :

W1 = 3759,52 kg/h

W2 = 3580,49 kg/h

W3 = 3409,99 kg/h

2.1.4 Nồng độ dung dịch ra khỏi mỗi nồi:

G1,G2,Gc lần lượt là lượng dung dịch ra khỏi nồi 1, 2, 3 (kg/h)

x1, x2, xc lần lượt là nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 1, 2, 3 (% khối lượng)

- Với nồi 1:

x1=

Gđxđ

Gđ−W1= 13750−3759,5213750∗12 = 16,52 %

W

1

W

2

W

3

- Với nồi 2:

x2=

Gđ xđ

Gđ−W1−W2 =13750−3759,517−3580,49213750∗12 = 25,74 %

- Với nồi 3:

x3=xc=

Gđxđ

Gđ−W1−W2−W3 = 13750−3759,517−3580,492−3409,99213750∗12 =55

%

2.2 Tính cân bằng năng lượng:

2.2.1 Xác định áp suất và nhiệt độ của mỗi nồi:

Gọi P1, P2, P3, Pnt: là áp suất ở nồi 1, 2, 3 và thiết bị ngưng tụ

: hiệu số áp suất hơi đốt của nồi 1 so với nồi 2 : hiệu số áp suất của hơi đốt nồi 2 so với nồi 3

∆ P3 hiệu số áp suất của hơi đốt nồi 3 so với thiết bị ngưng tụ

:hiệu số áp suất của toàn hệ thống Giả sử:

Áp suất của hơi đốt vào nồi 1: P1 = 2,6 at

Áp suất ngưng tụ: Pnt = 0,2 at

Hiệu áp suất của toàn hệ thống cô đặc: = P1 - Pnt = 2,6-0,2 = 2,4 at

Chọn

❑

❑=1,57; ∆ P 3❑ =1,58

mà = + +∆ P3= 2,4 at

Suy ra:

= 1,18 at

= 0,75 at

∆ P3= 0,47 at

Suy ra áp suất làm việc trong mỗi nồi:

P1=2,6 at

P2= P1- =2,6-1,18= 1,42at

P3= P2- =1,42-0,75=0,67 at

Pnt= P3-∆ P3=0,67-0,47= 0,2 at

Gọi t1 , t2 , t3, tnt : nhiệt độ hơi đốt đi vào nồi 1, 2, 3, thiết bị ngưng tụ

t’1, t’2, t’3 :nhiệt độ hơi thứ ra khỏi nồi 1, 2, 3

Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ 1oC, nhiệt độ hơi thứ nồi cuối cùng bằng nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1oC (Giả sử tổn thất nhiệt độ do trở lực trên đường ống dẫn là 1oC )

Tra bảng I.250 [1], ta có:

Bảng 2-1: Thông số pha hơi

Áp suất

(at) độ (NhiệtoC) Áp suất(at) độ (NhiệtoC) Áp suất(at) độ (NhiệtoC) Áp suất(at) độ (NhiệtoC)

0,2 57,4

Hơi thứ 1,47 110,1 0.695 89,2 0,298 58,4

2.2.2 Xác định tổn thất nhiệt độ:

a) Tổn thất do nồng độ gây ra (Δ'):

Hiệu số nhiệt độ giữa nhiệt độ sôi của dung dịch và nhiệt độ sôi của dung môi nguyên chất ở cùng một áp suất bất kì ∆ ' được xác định theo công thức gần đúng của Tisencô (tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ giữa nhiệt độ sôi của dung dịch tsdd lớn hơn nhiệt độ sôi của dung môi tsdm):

Áp dụng công thức Tysenco VI.10[2]:

Δ'=Δ0' .f (o C) Trong đó :

Δ0' : tổn thất nhiệt độ do tsdd>tsdm ở áp suất thường (áp suất khí

quyển) [2,60]

f: hệ số hiệu chỉnh [2]

Tính mẫu cho giá trị của nồi 1:

∆ '1 = ∆ '0 (1) f1 ¿0,38× 1,07=0,33oC Tương tự tính cho các nồi còn lại, ta có:

Gía trị của nồi 2:

∆ '1 = ∆ '0 (2) f2 ¿ 0,63 × 0.93 = 0,52oC

Giá trị của nồi 3:

∆ '1 = ∆ '0 (3) f3 ¿ 1,26×0,76=0,96oC

Bảng 2-2: Tổn thất nhiệt độ do tsdd>tsdm gây ra ở các nồi

xc (%) Δ0' (o C) t’ (oC) f ∆ '(oC)

Vậy tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra của hệ thống là:

∆ ' = ∆ '1+∆ '2+∆ '3=0,41+0,59+0,96 = 1,96 0C

b) Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ( ):

Áp dụng công thức 7-14a [3]

Nếu áp suất trên bề mặt dung dịch là po thì áp suất trung bình của dung dịch trong nồi:

Ptb =po + P Với: P = ds.g.Hop = 0,5dd.g.Hop (N/m2) Trong đó:

ds : khối lượng riêng của dung dịch ở trạng thái sôi bọt (kg/m3), ds =0,5 dd

dd : khối lượng riêng của dung dịch ở nhiệt độ sôi nhưng ở trạng thái tĩnh (kg/m3)

g: gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s2

Hop: độ sâu chất lỏng tính từ bề mặt thoáng dung dịch tới giữa ống truyền nhiệt:

Hop = [0,26+0,0014(dd-dm)].h h: chiều cao làm việc của ống truyền nhiệt

pdm: khối lượng riêng của dung môi ở nhiệt độ sôi

Tra bảng PL 2.2 [3] và bảng I.86 [1], bảng I.5 [1] ta được bảng sau:

Bảng 2-3: Khối lượng riêng của dung dịch và dung môi

xc ,% t’,oC dd , kg/m3 dm , kg/m3

Xem dd trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ

bề mặt đến độ sâu trung bình

Chọn h= 2 m

 Nồi 1:

Hop1 = [0,26+0,0014(dd-dm)].h =[0,26 + 0,0014(1066,30-998,97)]×2=0,71 (m)

P1= 0,5dd.g.Hop = 0,5×1066,30×9,81×0,71= 3713,44 N/m2 =0,04 at

Áp suất trung bình:

Ptb1= po (1) + P1 =1,47+0,04 = 1,51 at

Tra bảng I.251 [1] tại Ptb1 = 1,51 at ta có t”1=110,9 0C

Suy ra : ”1 = t”1 – t’1 = 110,9 – 110,1=0,8 0C Tính tương tự cho nồi 2, 3 ta có:

 Nồi 2:

Hop2 = [0,26+0,0014(dd-dm)].h =[0,26 + 0,0014(1108,93-996,89)]×2=0,83 (m)

P2= 0,5dd.g.Hop = 0,5×1108,93×9,81×0,83= 4514,62 N/m2 =0,045 at

Áp suất trung bình:

Ptb2= po (1) + P1 =0,695+0,045 = 0,74 at

Tra bảng I.251 [1] tại Ptb2 = 0,74 at ta có t”2=90,78 0C

Suy ra : ”2 = t”2 – t’2 = 90,78 – 89,2=1,58 0C

 Nồi 3:

Hop3 = [0,26+0,0014(dd-dm)].h =[0,26 + 0,0014(1259,76-985,73)]×2=1,29 (m)

P3= 0,5dd.g.Hop = 0,5×1259,76×9,81×1,29= 7971,07N/m2 =0,08 at

Áp suất trung bình:

Ptb3= po (1) + P3 =0,298+0,08 = 0,378 at

Tra bảng I.251 [1] tại Ptb3 = 0,378 at ta có t”3=74,06 0C.

Suy ra : ”3 = t”3 – t’3 = 74,06 – 58,4=15,66 0C

Bảng 2-4: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh

Hop (m) po (at) P (at) Ptb (at) t”(oC) ”(oC)

Vật tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh của ba nồi là:

” =”1+”2+”3 =0,8+ 1,58+ 15,66= 18,04 oC

c) Tổn thất nhiệt độ do áp suất trở lực ( ):

Giả sử tổn thất nhiệt độ trên các đoạn ống dẫn hơi thứ từ nồi 1 sang nồi

2 và từ nồi 2 sang nồi 3 và từ nồi 3 sang thiết bị ngưng tụ là 10C

Do đó:

= 10C

= 10C

❑'' '

3 = 10C

”’ = + +❑'' '

3= 30C

d) Tổn thất nhiệt độ của toàn hệ thống:

=1,96 +18,04 +3 = 230C 2.2.3 Hiệu số hữu ích và nhiệt độ sôi của từng nồi:

a) Nhiệt độ sôi của dung dich trong từng nồi:

tsd = tnt + ∆ ' +∆ ' '+❑'' ' [3]

Trong đó:

tnt: nhiệt độ của hơi thứ khi vào thiết bị ngưng tụ (oC)

Nồi 1: ts1=t’1 + ’1 + ” 1 +”’1 = 110,1+0,41+0,8+1 = 112,31oC

Nồi 2: ts2=t’2 + ’2 + ” 2 +”’2 = 89,2+0,59+1,58+1=92,37oC

Nồi 3: ts3=t’3 + ’3 + ” 3 + ”’3 = 58,4+0,96+15,66+1=76,02oC

b) Hiệu số nhiệt độ hữu ích của từng nồi:

Nồi 1: T i1=t1 – t1’’= 128 110,9 = 17,1 oC

Nồi 2: T i 2=t2 – t2 ”= 109,1-90,78= 18,32 oC

Nồi 3: T i3=t3 – t3 ”= 88,2-74,06= 14,14 oC

c) Hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống:

T i= T i1+ T i 2+ T i3= 17,1+18,32+14,14 =49,56 oC

2.3 Cân bằng nhiệt lượng:

2.3.1 Tính nhiệt dung riêng của dung dịch ở các nồi:

Áp dụng công thức I.50, [1]

Nhiệt dung riêng của dung dịch đường:

C= 4190-(2514-7,542.t)x J/kg.K

Trong đó:

t: nhiệt độ của dung dịch, oC, t=t s+tv2

x: nồng độ của dung dịch, phần khối lượng

Nhiệt dung riêng của dung dịch đường trước khi cô đặc:

Với tđ = 1280C, x đ=12%

Cđ = 4190-0,12(2514-7,542×128)

= 4004,17 J/kg.K

Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sau khi ra khỏi nồi 1:

Cc1 = 4190-0.12{2514-7,542× (128+109,1)/2)}

= 3996,8 J/kg.K

Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sau khi ra khỏi nồi 2:

Cc2 = 4190-0,12 {2514-7,542×(109,1+88,2)/2}

= 3977,6 J/kg.K

Nhiệt dung riêng của dung dịch đường sau khi ra khỏi nồi 3:

Cc3 = 4190-0,12 {2514-7,542×(88,2+57,4)/2}

= 3954,21 J/kg.K

 Lập phương trình cân bằng nhiệt lượng:

Nồi 1:

Q1=D(i D −C n1 t n1)=G đ(C1t1−C d t d)+W1(i1−C1t1)+Q cđ 1 +Q tt 1(2-1) [3]

Nồi 2:

Q2 ¿W1(i1−C n2 t n2)=(G d −W1)(C2t2−C1t1)+W2(i2−C2t2)+Q c đ 2 +Q tt 2

(2-2) [3]

Nồi 3:

Q3=W2(i2−C n3 t n 3)=(G d −W1−W2)(C3t3−C2t2)+W3(i3−C3t3)+Q c đ 3 +Q tt 3

(2-3) [3]

Trong đó:

Q1, Q2, Q3: nhiệt lượng cung cấp cho quá trình cô đạc ở nồi 1, 2, 3

D: lượng hơi đốt dùng cho cả hệ thống (kg/h)

iD, i1, i2, i3: nhiệt lượng riêng của hơi đốt và hơi thứ nồi 1,2,3 (J/kg)

C1, C2, C3: nhiệt dung riêng của dung dịch ở nồi 1,2,3 (J/kg.K)

td, t1, t2, t3: nhiệt độ sôi ban đầu, ra khỏi nồi 1,2,3 (°C)

Cn1, Cn2 Cn3: nhiệt dung riêng của nước ngưng ra khỏi buồng đốt 1,2,3 (J/kg.K)

tn1, tn2, tn3: nhiệt độ nước ngưng ở nồi 1,2,3 (°C)

Qtt1, Qtt2, Qtt3: nhiệt tổn thất ra môi trường của nồi 1,2,3 (J) (chọn 3-5% lương nhiệt cung cấp cho các nồi)

Qcđ1, Qcđ2, Qcđ3: nhiệt cô đặc của nồi 1,2,3 (J)

Gd: năng suất nhập liệu (kg/h)

W1, W2, W3:lượng hơi thứ bốc lên ở nồi 1, 2, 3 (°C)