Đề tài Tìm hiểu thiết kế hệ thống chưng cất aceton –acid acetic

MỞ ĐẦU Ngày nay cùng với sự phát triển vượt bậc của nền công nghiệp thế giới và nước nhà, các ngành công nghiệp cần rất nhiều hoá chất có độ tinh khiết cao . Chưng cất là một trong các quá trình hay dùng để làm sạch các chất lỏng. Việc thiết kế hệ thống chưng cất, với mục đích là tách aceton ra khỏi hỗn hợp Aceton – Acid Acetic là một trong các nhiệm vụ của kỹ sư ngành công nghệ hóa học . Vì thế, đề tài  Thiết kế hệ thống chưng cất Aceton –Acid Acetic  của môn  Đồ An Môn Học Quá Trình Thiết Bị  cũng là một bước giúp cho sinh viên tập luyện và chuẩn bị cho việc thiết kế quá trình & thiết bị công nghệ trong lĩnh vực này. Tập thuyết minh đồ án môn học này gồm 7 phần : Phần I : Tổng quan Phần II : Thuyết minh qui trình công nghệ Phần III : Cân bằng vật chất và năng lượng Phần IV : Tính toán các kích thước cơ bản của tháp Phần V : Tính chóp và trở lực của tháp Phần V I : Tính toán cơ khí Phần VII : Tính thiết bị truyền nhiệt Phần VIII : Tính chiều cao bồn cao vị Phần IX : Tính cách nhiệt Phần X : Tính toán giá thành cho thiết bị Tài liệu tham khảo Để hoàn thành đồ án này , thực sự em đã cố gắng rất nhiều . Song , vì đây là bước đầu làm quen với công tác thiết kế nên chắc hẳn không tránh khỏi những sai sót. Cuối cùng , em xin chân thành cảm ơn các thầy cô trong bộ môn Máy – Thiết Bị , đặc biệt là thầy Trần Tấn Việt , người đã trực tiếp hướng dẫn và giúp đỡ em rất nhiều trong suốt thời gian thực hiện đồ án thiết kế này . I-TỔNG QUAN: Aceton và acid acetic là hai loại hoá chất quan trọng trong nghành công nghiệp hóa chất. Aceton : Phần lớn được dùng làm dung môi nhất là trong công nghiệp sản xuất nhựa, vecni, chất dẻo. Aceton làm dung môi tốt đối với các nitro xeluloza, acetyl xenluloza. Nó ít độc nên được dùng làm dung môi cả trong công nghiệp dược phẩm và thực phẩm. Aceton còn được dùng làm nguyên liệu để tổng hợp một số lớn các hợp chất xeten, izopren, oxit mezytyl, rượu diacetomic… Acid acetic: là một loại acid quan trọng nhất trong các loại acid hữu cơ. Nó rẻ nên được ứng dụng rộng rãi và là hoá chất cơ bản để điều chế nhiều hợp chất quan trọng. Acid acetic được ứng dụng trong các nghành : + Làm dấm ăn. + Đánh đông mủ cao su + Làm chất dẻo tơ lụa xeluloza acetat . + Làm phim ảnh không nhạy lửa. + Làm chất kết dính polyvinyl acetat . + Làm phẩm màu, dược phẩm, nước hoa tổng hợp. Chưng cất là quá trình dùng nhiệt để tách một hỗn hợp lỏng ra thành các cấu tử riêng biệt dựa vào độ bay hơi khác nhau của các cấu tử trong hỗn hợp ở cùng một nhiệt độ Về thiết bị : có thể sử dụng các loại tháp chưng cất sau : -Tháp chưng cất dùng mâm xuyên lỗ hoặc mâm đĩa lưới -Tháp chưng cất dùng mâm chóp -Tháp đệm (tháp chưng cất dùng vật chêm ) Nhận xét về ưu khuyết điểm của từng loại tháp : -Tháp mâm xuyên lỗ Ưu điểm : chế tạo đơn giản , vệ sinh dễ dàng , trở lực thấp hơn tháp chóp , ít tốn kim loại hơn tháp chóp Nhược điểm : yêu cầu lắp đặt cao : mâm lắp phải rất phẳng , đối với những tháp có đường kính quá lớn (>2.4m) ít dùng mâm xuyên lỗ vì khi đó chất lỏng phân phối không đều trên mâm -Tháp chóp Ưu điểm : hiệu suất truyền khối cao , ổn định , ít tiêu hao năng lượng hơn nên có số mâm ít hơn Nhược điểm : chế tạo phức tạp , trở lực lớn -Tháp đệm : Ưu điểm :chế tạo đơn giản , trở lực thấp Nhược điểm :hiệu suất thấp , kém ổn định do sự phân bố các pha theo tiết diện tháp không đều , sử dụng tháp chêm không cho phép ta kiểm soát quá trình chưng cất theo không gian tháp trong khi đó ở tháp mâm thì quá trình thể hiện qua từng mâm một cách rõ ràng , tháp chêm khó chế tạo được kích thước lớn ở qui mô công nghiệp Đề tài của đồ án môn học : Đề tài của đồ án môn học là :Thiết kế tháp chưng cất dùng mâm chóp với những dữ kiện cơ bản sau: Nguyên liệu đầu vào (nhập liệu ) là hỗn hợp Aceton – Acid acetic Nồng độ Aceton trong nhập liệu là 30% khối lượng. Năng suất nhập liệu là 3000 kg /h Nồng độ Aceton trong sản phẩm đỉnh là 97% khối lượng. Nồng độ Aceton trong sản phẩm đáy là 0,5 % khối lượng. Tháp hoạt động liên tục , chưng cất ở áp suất thường II-THUYẾT MINH QUI TRÌNH CÔNG NGHỆ: Nhập nguyên liệu là hỗn hợp Aceton – Acide acetic được đưa vào bồn chứa nguyên liệu. Sau đó nhập liệu được bơm đưa lên bồn cao vị. Từ đây nhập liệu qua thiết bị gia nhiệt bằng hơi nước bão hòa đưa nhiệt độ nhập liệu từ 30oC lên nhiệt độ sôi 85,8oC và đưa vào tháp chưng cất tại mâm nhập liệu. -Hơi ra ở đỉnh tháp được dẫn qua thiết bị ngưng tụ, tại đây hơi được ngưng tụ hoàn toàn thành lỏng bão hòa , được hoàn lưu vào tháp với tỷ số hoàn lưu R và phần còn lại đưa đi làm nguội bằng thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh -Lỏng ở đáy tháp được dẫn qua nồi đun kiểu Kettle được đun nóng gián tiếp bằng hơi nước bão hòa, hơi ở nồi đun dẫn vào tháp để cấp nhiệt cho tháp. Lượng lỏng đi ra khỏi nồi đun được làm nguội làm sản phẩm đáy. -Trong tháp, có quá trình tiếp xúc pha và truyền khối giữa hai pha lỏng và hơi. Thiết bị ngưng tụ, làm nguội được dùng nước để trao đổi nhiệt gián tiếp. -Hệ thống làm việc liên tục cho ra sản phẩm đỉnh là Aceton và sản phẩm đáy là Acid acetic . III. CÂN BẰNG VẬT CHẤT NĂNG LƯỢNG A-CÂN BẰNG VẬT CHẤT: a-Xác định các thông số Ký hiệu: xF , xD , xW :phân mol Aceton trong nhập liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy F,D,W :suất lượng mol của dòng nhập liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy (kmol/h) MA , MB :lần lượt là phân tử lượng của Aceton và Axit Acetic (kg/kmol) -Phân tử lượng trung bình của các dòng MF =xF.MA + (1-xF).MB = 0,3.58 + (1-0.3).60 = 59,4 (kg/kmol) MD =xD.MA + (1- xD).MB = 0,97.58 + (1-0,97).60 = 58,06 (kg/kmol) MW =xW.MA + (1- xW).MB = 0,005. 58 + (1-0,005).60 =59,99 (kg/kmol) -Suất lượng dòng nhập liệu F = FM F = 4,59 3000 =50,505 (kmol/h) Cân bằng vật chất cho toàn tháp ta có hệ sau: F = D + W F.xF =D.xD + W.xW D = WD WF xx xxF   = 50,505    005,097,0 005,03,0 15,439 (kmol/h) W= F -D =50,505 -15,439 = 35,066 (kmol/h) Tóm lại ta có bảng sau: F xF D xD W xW 50,505 0,3 15,439 0,97 35,066 0,005 -Tính chỉ số hồi lưu thích hợp: Sử dụng công thức thực nghiệm : R =1,3.Rmin + 0,3 (CT IX-25b tr149-STT2) Với Rmin= FF FD xy yx   * * (CT IX-24 Tr 149 STT2) Với yF* là phân mol Aceton trong pha hơi cân bằng với xF . Từ số liệu bảng tra IX-2a /tr135 STT2 , thành phần lỏng – hơi cân bằng ta có : xF = 0,3 thì y*F = 0,725. Do đó Rmin= 3,0725,0 725,097,0   =0,576 Vậy R=1,3 Rmin + 0,3 =1,3.0,576 + 0,3 = 1,049 b-Xác định số mâm lý thuyết : Việc xác định số mâm lý thuyết được tiến hành trên đồ thị y-x -Phương trình đường làm việc của phần cất y= x R R 1 + 1R xD = x 049,2 049,1 + 049,2 97,0 =0,512x + 0,473 F,xF W, xW L,xL D,x -Phương trình đường làm việc của phần chưng y= x R fR 1  - 1 1   R f xW = x049,2 271,3049,1  + 005,0 409,2 271,2 =2,108x – 0,0055 với f= WF WD xx xx   = 005,03,0 005,097,0   =3,271 Dựng đường làm việc của tháp bao gồm đường làm việc của phần cất và phần chưng . Trên đồ thị y-x ta lần lượt vẽ các đường bậc thang từ đó xác định được số mâm lý thuyết là 12 mâm B-CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG: a-Nhiệt trao đổi ở thiết bị ngưng tụ QD =(R+1)D.rD (CT 6.15 /TR 256- T10)  Với rD = xD.MA.rA + (1-xD)MB.rB 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 x y  Tại xD = 0,97 tra bảng IX-2a trang 135 STT2 ta có TD = 56,96oC . Tại nhiệt độ này ta có: rA= 522,146 (kj/kg) và rB=373,023(kj/kg) (bảng 45 tr.431 T10) rD = 0,97 x 522,146 x 58 + 0,03 x 373,023 x 60 = 30047,376(kj/kmol) Do đó QD = 2,049.15,437.30047,376 = 264 (kw) b-Nhiệt trao đổi ở thiết bị gia nhiệt cho nhập liệu từ nhiệt độ 30oC đến nhiệt độ sôi QF =CF .F(TF - 30)  Tại xF = 0,3 tra bảng IX-2a trang 135 STT2 ta có TF = 85,8oC  Nhiệt dung riêng của nhập liệu tra ở nhiệt độ trung bình T= 2 308,85  =57,9oC tại nhiệt độ này ta có CA =2,298 (kj/kgđộ) , CB=2,196 (kj/kgđộ) (Bảng I.153 TR171-STT1). Ta có CF=xFCAMA + (1-xF)CBMB = 0,3.2,298.58 + (1-0,3).2,196.60 = 132,217 (kj/kmolđộ) Do đó QF=132,217.50,505 (85,8 -30) = 104(kw) Nếu coi tổn thất trên đường nhập liệu bằng 5% thì QF = 1,05.104=109,2(kw) c-Nhiệt làm nguội sản phẩm đay từ nhiệt độ sôi là 117,3oC xuống 30oC QW = WCW(TW-30) Nhiệt dung riêng được xác định ở nhiệt độ trung bình T= 2 303,117  =73,65oC . Tại nhiệt độ này tra bảng I.153 TR171-STT1 ta có : CA=2,349(kj/kgđộ) , CB=2,281(kj/kgđộ) Nên CW = xWMACA + (1-xW)MBCB = 0,005.58.2,349 + (1-0,005).60.2,281 = 136,857 (kj/kmolđộ) Do đó QW=35,066.136,857.(117,3-30)=116,4(kw) d-Nhiệt làm nguội sản phẩm đỉnh từ 56,96oC xuống 30oC Qsp =CD.D(TD-30) Nhiệt dung riêng cũng được xác định ở nhiệt độ trung bình T= 2 3096,56  =43,48oC . Tại nhiệt độ này ta có : CA=2,251 (kj/kgđộ) , CB=2,119 (kj/kgđộ) Tương tự ta tính được CD=130,455(kj/kmolđộ) Do đó Qsp = 130,455.15,439.(56,96-30)=15,083(kw) e-Nhiệt lượng cung cấp cho đáy tháp Từ cân bằng nhiệt lượng ta có Qđ = DCDTD + WCWTW + QD – FCFTF=15,439.130,455.56,96 + 35,066.136,857.117,3 + 2,049.15,437.30047,376 – 50,505.132,217.85,8 = 293,1 (kw) Tuy nhiên nếu coi tổn thất nhiệt chiếm khoảng 10% nhiệt lượng ta có Qđ = 1,1.293,1 = 322,41 (kw) IV. TÍNH TOÁN CÁC KÍCH THƯỚC CƠ BẢN CỦA THÁP a-Khối lượng riêng trung bình của pha hơi Phần cất : gọi xpcất là nồng độ phần mol trung bình của cấu tử A(benzen) trong pha lỏng của phần cất Ta có : xpcất = 2 FD xx  = 2 3,097,0  =0,635 (phân mol) Từ đường làm việc của phần cất ta có nồng độ của pha hơi tương ứng là ypcất = 0,512 xpcất + 0,473 = 0,512 x 0,635 + 0,473 = 0,798 (phân mol) Phần chưng : gọi xpchưng là nồng độ phân mol trung bình của cấu tử A trong pha lỏng của phần chưng Ta có : xpchưng = 2 FW xx  = 2 3,0005,0  =0,153 (phân mol) Do đó ypchưng=2,108xpchưng – 0,0055 = 2,108 x 0,153 – 0,0055 = 0,317(phân mol) Tra đồ thị T-xy ta có nhiệt độ của pha hơi tương ứng là Từ ypcất = 0,798 (phân mol) TG(cất) = 82oC Từ ypchưng = 0,317 (phân mol) TG(chưng) = 103,3oC Khối lượng phân tử trung bình của pha hơi trong phần chưng và phần cất là Mpcất = ypcấtMA + (1-ypcất)MB = 0,798.58 +(1-0,798)60 = 58,404 (kg/kmol) Mpchưng = ypchưngMA + (1-ypchưng)MB =0,317.58 + (1-0,317)60 = 59,366 (kg/kmol) Giả thiết rằng hơi trong tháp là khí lý tưởng , khối lượng riêng trung bình của pha hơi trong phần chưng và phần cất là : Phần cất : G(cất) = )273(4,22 273. )( catG pcat T M = )27382(4,22 273.404,58  = 2,005 (kg/m3) Phần chưng : G(chưng) = )273(4,22 273. )( chungG pchung T M = )2733,103(4,22 273.366,59  =1,923 (kg/m3) Do đó khối lượng riêng trung bình của pha hơi trong toàn tháp là : G = ( G(cất) + G(chưng) )/2 =(2,005 + 1,923)/2 = 1,964 (kg/m3) b-Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng Ở đỉnh : ứng với xD= 0,97 tra đồ thị T-xy ta có TD = 56,96oC . Ở nhiệt độ này , khối lượng riêng của aceton và axit acetic là: A=749,3 (kg/m3) và B = 807,2(kg/m3) . Khối lượng riêng của sản phẩm đỉnh là L(đỉnh) = xD . A + (1- xD) B = 0,97.814,2 + (1-0,97)807,2 = 1083,95 (kg/m3) Ở đáy : ứng với xW= 0,005 tra đồ thị T-xy ta có TW = 117,3oC . Ở nhiệt độ này , khối lượng riêng của aceton và acid acetic là: A=668,78 (kg/m3) và B = 926,86(kg/m3) . Khối lượng riêng của sản phẩm đáy là L(đáy) = xW . A + (1- xW) B = 0,005. 668,78 + (1-0,005). 926,86= 925,57 (kg/m3) Do đó khối lượng riêng trung bình của pha lỏng trong toàn tháp tính gần đúng là : L =( L(đỉnh) + L(đáy))/2=(1083,95 + 925,57)/2=1004,76 (kg/m3) c-Vận tốc hơi trung bình trong toàn tháp Theo sổ tay tập II trang 175 công thức (IX-105) ta có (Gy)tb =0,065[] LGh  Trong đó y : vận tốc trung bình của pha hơi (m/s) G , L: khối lượng riêng trung bình của pha hơi và pha lỏng (kg/m3) h: khoảng cách giữa các mâm (m). Giá trị h được chọn sao cho để giảm đến mức thấp nhất lượng lỏng bị hơi cuốn theo [] là hệ số có tính đến sức căng bề mặt Khi  < 20 (dyn/cm) thì [] = 0,8  > 20 (dyn/cm) thì [] = 1 Ở đây ta tra bảng có được  = 18,99 (dyn/cm) < 20 nên [] = 0,8 Chọn khoảng cách giữa các mâm là h=0,35 (m) Do đó (Gy)tb =0,065[] LGh  (1,958. y) = 0,065 .0,8 . 76,1004.958,1.35,0 y = 0,697 (m/s) d-Lưu lượng hơi qua tháp : Phương trình cân bằng vật chất cho bao hình ta có: gF + gy = Lx + D gtl = Lx + D Phương trình cân bằng cho cấu tử dễ bay hơi ta có : gtlytl = LxxF + DxD (2) Ở đây coi nhiệt độ trung bình trong toàn tháp là nhiệt độ trung bình của đỉnh và đáy tháp T = 2 3,11796,56  = 87,13oC -Lượng hơi ra khỏi đỉnh tháp : gđỉnh = D + Lo = D(R+1) = 15,439.(1,049 +1) = 31,635 (kmol/h) Cân bằng năng lượng ta có : gtlrtl = gđỉnhrđỉnh (3) với rtl = ytlrAMA + (1-ytl)rBMB = ytl.522,146.58 + (1-ytl).373,023.60 = 7903,088ytl +22381,38 (kj/kmol) rđỉnh = xDrAMA + (1-xD)rBMB = 0,97.522,146.58 + (1-0,97).373,023.60 =30047,375 (kj/kmol) Tóm lại ta có hệ phương trình sau : Lx = gtl –15,439 (1) gtlytl = Lx.0,3 + 15,439.0,97 (2) gtl. (7903,088ytl +22381,38) = 31,635 . 30047,375 (3) gtl = 35,1 (kmol/h) ytl = 0,595 (mol) Lx = 19,661 (kmol/h) e-Lượng hơi vào phần chưng : Cân bằng vật chất và năng lượng ta có hệ sau : Lđáy = gđáy + W Lđáyxđáy = gđáyyđáy + WxW gtlrtl = gđáyrđáy Với rđáy = yđáyrAMA + (1-yđáy)rBMB = 0,005.522,146.58 + (1-0,005)373,023.60 = 22420,9 (kj/kmol) Lđáy = gđáy + 35,066 Lđáyxđáy = 0,005gđáy + 0,175 22420,9.gđáy = 950556,524 Lđáy = 77,462 (kmol/h) gdáy = 42,396 (kmol/h) f-Lưu lượng hơi trung bình trong toàn tháp : -Lưu lượng hơi trung bình trong phần cất : gpcất = 2 tldinh gg  = 2 1,35635,31  = 33,368 (kmol/h) -Lưu lượng hơi trung bình trong phần chưng : gpchưng = 2 tlday gg  = 2 1,35396,42  =38,748(kmol/h) -Lưu lượng hơi trung bình trong toàn tháp : g = 2 gg pcatpchung  = 2 368,33748,38  = 36,058 (kmol/h) Ở nhiệt độ trung bình là 87,13oC thì lưu lượng hơi trung bình (m3/h) là : Qv = oT Tg .4,22. = 273 )27313,87(4,22.058,36  =1065,482(m3/h) g-Đường kính tháp : D= y0,785 Qv = 697,0.785,0 3600/482,1065 = 0,736 (m) Dựa vào bảng đường kính tiêu chuẩn của các loại tháp chưng luyện ta chọn D = 0,8(m) h-Xác định số đĩa thực và chiều cao tháp : Tại đỉnh : Ta có xD = 0,97 TD = 56,96oC yD* = 0,998(phân mol) -Độ bay hơi tương đối : D = DD DD xy xy )1( )1( * *   = 97,0).998,01( )97,01.(998,0   =15,433 -Độ nhớt động học Tại nhiệt độ đỉnh ta có : A = 0,235 (Cp) , B = 0,727 (Cp) lg = xDlgA + (1-xD)lgB lg = 0,97lg(0,235) + (1-0,97)lg(0,727) = -0,614  = 0,243 (Cp) Vậy DD = 15,433.0,243 = 3,754.Tra giản đồ Tập 3-Truyền khối trang 93 ta có E1 = 0,38 Tại đáy : Tương tự ta có : Độ bay hơi tương đối : W = 3,277 Độ nhớt động học :  = 0,373 WW =1,223 E2 = 0,49 Tại mâm nhập liệu : Tương tự ta có : Độ bay hơi tương đối : F = 6,152 Độ nhớt động học :  = 0,390 FF =2,401 E3 = 0,42 i-Hiệu suất trung bình của toàn tháp : E = 3 321 EEE  = 3 42,049,038,0  =0,43 j-Số mâm thực tế : Nth= E NLT = 43,0 12 = 29 (mâm) k- Số mâm thực tế phần cất : Nthpc= E N LTPC = 43,0 3 = 7 (mâm) l- Số mâm thực tế phần chưng: Nthpch = Nth – Nthpc = 29 -7 = 22 (mâm) m-Chiều cao tháp : H = (Nth –1)h + Nth + (0,8-1) Chọn  :chiều dày mâm ( =4mm) , h:khoảng cách giữa các mâm (h=0,35m) Do đó : H = 28.0,35 + 29.0,004 + 0,8 = 10,7 (m) V-TÍNH CHÓP VÀ TRỞ LỰC CỦA THÁP : -Chọn đường kính trong của ống hơi theo tiêu chuẩn là: dh= 50(mm ) -Số chóp phân bố trên một mâm : Trong thực tế thường chọn tổng tiết diện ống hơi trên mỗi mâm =10% . tiết diện tháp nên ta có: n. 4 . 2hd = 0,1 4 . 2tD n = 0,1 h t d D 2 2 = 0,1 2 2 05,0 8,0 = 25,6 Chọn thiết kế n = 27 chóp / mâm -Chiều cao chóp trên ống dẫn hơi h2 = 0,25dh = 0,25.50 = 12,5(mm) -Đường kính chóp : dch = 22 )2( chhh dd  = 22 )2.250(50  = 73,5(mm) -Khoảng cách từ chân chóp đến mặt mâm hsc : chọn hsc = 12,5(mm) -Chiều cao mực chất lỏng trên khe chóp hts = 15-40(mm) chọn hts=29(mm) -Chiều cao hình học của khe chóp : hso = x yy g   . ..2 Trong đó :  :hệ số trở lực của mâm chóp  = 1,5-2 , chọn  =2 y: vận tốc pha hơi (m/s) y = nd Q h v ..785,0 2 = 27.)05,0.(785,0 3600/482,1065 2 = 5,59 (m/s) x,y : Khối lượng riêng của pha lỏng và pha hơi (kg/m3) Do đó : hso = 76,1004.81,9 964,1.2.59,5 2 = 0,0125(m) = 12,5(mm) chọn hso = 15,5 mm -Số lượng khe trên mỗi chóp : i= ) 4 ( 2 so h ch h dd c   = ) 5,12.4 505,73( 3 14,3 2  = 25 khe Với c:khoảng cách giữa các khe (3-4mm) . Chọn c=3 mm -Chiều rộng khe chóp được xác định từ liên hệ : i(c+a) = dch a = i d ch. - c = 25 5,73. - 3 = 7 (mm) -Khoảng cách từ mâm đến chân ống chảy chuyền Chọn S1 = 28 (mm) -Chiều cao ống chảy chuyền hc = (hts + hso + hsc) - h + hsr Trong đó : h : chiều cao mực chất lỏng bên trên ống chảy chuyền . Chọn h = 17 (mm) Do đó : hc = (27 + 12,5 + 12,5 + 5) – 17 = 40 (mm) . -Bước tối thiểu của chóp trên mâm : tmin = dch + 2ch + l2 Trong đó : ch : bề dày của chóp (mm) .Chọn ch = 2(mm) l2 : khoảng cách nhỏ nhất giữa các chóp được xác định theo công thức sau : l2 = 12,5 + 0,25dch = 12,5 + 0,25.73,5 = 31 (mm) tmin = 73,5 + 2.2 + 31 = 108 (mm) -Chọn lỗ chóp hình chữ nhật , độ mở lỗ chóp được xác định theo công thức sau: hs = 3/23/23/1 ).().().(55,7 s v so GL G S Qh    Trong đó : Qv : lưu lượng pha hơi (m3/s) Ss : tổng diện tích các lỗ chóp trên một mâm , m2 Ss = n.i.hso.a = 27.25.12,5.7.10-6 = 0,059 (m2) Do đó : hs=7,55 3/23/23/1 )059,0 3600/482,1065.()5,12.() 964,176,1004 964,1.(  =14,9 (mm) -Phần trăm độ mở lỗ chóp : %13,96%100. 5,15 9,14%100.  so s h h -Chiều cao mực chất lỏng trên gờ chảy tràn : how = 2,84.E.( 3/2) w L L Q Trong đó: QL : lưu lượng lỏng (m3/h) E : hệ số hiệu chỉnh cho gờ chảy tràn E = f( ),5,2 D L L Q w w L Lw : chiều dài gờ chảy tràn Chọn Lw = 0,6D = 0,6.0.8 = 0,48 (m) Tính QL: -Lưu lượng lỏng phần chưng : Qch = (RD + F). chL pchungM , = (1,049.15,439 + 50,505). 38,1025 366,59 = 3,862 (m3/h) -Lưu lượng lỏng phần cất: Qcất = catL catMRD , .  =1,409.15,439. 19,946 404,58 = 1,343 (m3/h) Do đó : QL= 602,22 343,1862,3 2     chungcat QQ (m3/h) Tra bảng phụ lục IX-22 –Sổ tay quá trình và thiết bị tập II trang 177 ta có : E=1,035 Do đó : how = 2,84.1,035.( 07,9)48,0 602,2 3/2  (mm) -Gradient chiều cao mực chất lỏng trên mâm :  = Cg.  / .m Trong đó : Cg : hệ số hiệu chỉnh cho suất lượng pha khí Cg = f(1,34 Gy m L w B Q 82,0, ) Bm: bề rộng trung bình của mâm Bm = l A . Với A: phần diện tích mâm nằm giữa hai hình viên phân chảy chuyền A = Smâm – 2Sd Smâm = 4 2 tD = 4 8,0. 2  =0,50265 (m2) Sd : diện tích ống chảy chuyền hình viên phân Sd = SOAmB - SOAB SOAmB= 4 2 tD = arcsin t w D L . 4 2 tD =arcsin 4 8,0. 8,0 48,0 2 =0,103 (m2) SOAB=h.Lw/2 = 0,32.0,48/2 = 0,0768 (m2) (do h = 4 2 2 w t LR  = 4 48,04,0 2 2  = 0,32 (m) Do đó : Sd = 0,103 – 0,0768 = 0,0262 (m2) Ta có : 052,0 50265,0 0262,0  mam d S S Vậy diện tích hai phần ống chảy chuyền chiếm 10,5% tổng diện tích một mâm A = Smâm – 2Sd =0,50265 – 2.0,0262 = 0,45025 (m2) -Khoảng cách giữa hai gờ chảy tràn l = Dt – 2dw = 0,8 – 2.0,08 = 0,64 (m) Do vậy )(7,0 64,0 45025,0 m l ABm  Giá trị : 1,34 981,4 7,0 602,234,1  m L B Q 0,82 Gyw  = 0,82.0,697. 964,1 = 0,801 Tra giản đồ 5.10 tập 3-truyền khối trang 80 ta có : Cg =0,7 Tính  / : Ta có 4 / = f(hm,QL,Bm,hsc) Trong đó : hm : chiều cao mực chất lỏng trung bình trên mâm hm = hts + hsc + hsr + hso hts : khoảng cách từ mép trên khe chóp đến bề mặt chất lỏng (15-40mm) Chọn hts = 27 (mm) hsc : khoảng cách từ mép dưới chóp đến mâm (0-25 mm) Chọn hsc = 12,5 (mm) hsr : Khoảng cách từ mép dưới khe chóp đến mép dưới chóp . Chọn hsr = 5mm hso : chiều cao khe chóp hm = 27 + 12,5 + 5 + 15,5 = 60 (mm) Tra giản đồ hình 5.13a-truyền khối tập 3 trang 81 ta có : 4 / = 6  / =1,5 m: số hàng chóp phải trải qua của pha lỏng m = 5  = 0,7.1,5.5 = 5,25 (mm) -Độ giảm áp của pha khí trên một mâm ht =hfv + hs + hss + how +/2 mm chất lỏng Trong đó : hfv : độ giảm áp do ma sát nội và biến đổi vận tốc khi pha khí thổi qua chóp lúc không có chất lỏng được xác định theo công thức sau: hfv = 2).()(274 r V GL G S QK    với Sr : tổng diện tích hơi của mỗi mâm , m2 Sr =n.Srj = 4 .. 2 hdn  = 053,0 4 05,0..27 2   (m2) -Diện tích hình vành khăn giữa thân chóp và ống hơi Saj = )(4 22 hch dd   = 3622 10.952,110).505,73( 4    (m2) 1 rj aj S S . Tra đồ thị trang 83 truyền khối –Tập 3 ta có : K=0,65 K: hệ số tổn thất áp suất cho tháp khô hfv = 0,65.274. 2)053,0 296,0).( 964,176,1004 964,1(  =11 mm hss : chiều cao thủy tĩnh lớp chất lỏng trên khe chóp đến gờ chảy tràn Ta có : hw = hss + hso + hsr + hsc Mà : hm= hw + how + /2 hss = hw – ( hso + hsr + hsc ) = hm – ( how + /2 + hso + hsr + hsc ) hss = 60 - (9,07 + 5,25/2 + 15,5 +5 +12,5) = 20,31 (mm) Do đó : ht =hfv + hs + hss + how +/2 = 11 + 14,9 +20,31 + 9,07 + 5,25/2 = 57,9 (mm) -Kiểm tra sự hoạt động ổn định của mâm Điều kiện :   ( hfv + hs )/2 Ta có : (hfv + hs )/2 = (11+14,9)/2 =13 >  . Chứng tỏ mâm hoạt động ổn định -Chiều cao gờ chảy tràn : hw = hm – (how +/2) = 60 - (9,07 + 5,25/2) = 48,3 (mm) -Chiều cao mực chất lỏng không bọt trong ống chảy chuyền hd =hw + how + ht + hd’ +  (mm chất lỏng) Trong đó : hd’ : tổn thất thủy lực do dòng chảy từ trong ống chảy chuyền vào mâm hd’ = 0,128 2)100 ( d L S Q =0,128. 2) 0262,0.100 602,2( = 0,126 (mm) hd = 48,3 + 9,07 + 57,9 + 0,126 + 5,25 =120,6 (mm) Chiều cao hd là thông số để kiểm tra khoảng cách mâm . Nếu hd < H/2 thì mâm hoạt động bình thường không bị ngập lụt (H: khoảng cách giữa các mâm ) Vì H/2 = 175 > hd nên mâm hoạt động bình thường -Chất lỏng chảy vào ống chảy chuyền : Để kiểm tra xem chất lỏng chảy vào ống chảy chuyền có đều hay không và chất lỏng không va đập vào thành bình ta tính thông số dtw = 0,8 oow hh . = 0,8 )( dwow hhHh  = 0,8 )6,1203,48350(07,9  =40,1 dtw < 0,6.dw = 0,6.80 = 48 Điều này chứng tỏ chất lỏng không va đập thành bình và xem như chất lỏng chảy vào ống chảy chuyền là đều -Độ lôi cuốn chất lỏng  = eL e  Trong đó : e: lượng chất lỏng bị lôi cuốn (mol/h) L :lượng chất lỏng chảy xuống (mol/h)  được xác định theo công thức thực nghiệm :  = f( 2/1' ' )( L G G L   ) = f( )073,0()) 8,795 815,2( 1204.815,2 615,4203 2/1 f %7,91%100. 175 5,160%100. 2/  H hd Tra giản đồ 5.15 trang 82 –truyền khối tập 3 ta có :  = 0,1 )/(467 9,0 615,4203.1,0 1 . hkgLe      -Tính toán trở lực của tháp chóp : Trở lực của tháp chóp được xác định theo công thức : p = Nt . pd Với : Nt: số đĩa thực pd : tổng trở lực của một đĩa (N/m2) pd =pk + p + pt pk : trở lực của đĩa khô được xác định theo công thức pk = 2 . . 2 oy w Trong đó :  : hệ số trở lực thường  = 4,5-5 . Chọn  = 5 y: khối lượng riêng trung bình của pha hơi (kg/m3) wo: vân tốc khí qua rãnh chóp được xác định theo công thức : nd Qw h v o ..785,0 2  = 27.05,0.785,0 296,0 2 = 5,59 (m/s) Do vậy : pk= 43,272 59,5.964,1.5  (N/m2) p : trở lực do sức căng bề mặt được xác định theo công thức sau: p = tdd .4 Trong đó: : sức căng bề mặt (N/m).Tra sổ tay ta có  =18,99 (dyn/cm) = 18,99 .10-3 (N/m) dtd = 3 6 10).5,152(2 10.5,15.2.4 )(2 ..4.4       so sox ha haf  =3,5.10-3 (m) =3,5 mm Do vậy : p = 3 3 10.5,3 10.99,18.4   =21,7 (N/m2) pt : trở lực của lớp chất lỏng trên đĩa (trở lực thủy tĩnh) được xác định theo công thức pt =b.g.(hb – hso/2) (N/m2) Trong đó : b : khối lượng riêng của bọt b= (0,4-0,6) L Chọn b= 0,5.L=1004,76/2=502,38 (kg/m3) hb:chiều cao lớp bọt trên đĩa , m được xác định theo công thức : hb = b bxchbxxxc F fhhfhFhh   . .).(..)1)((  Trong đó : hc:chiều cao phần chảy chuyền viên phân trên mâm ,m hx : chiều cao lớp chất lỏng không bọt trên mâm , m : chiều cao mực chất lỏng trên mâm , m F:phần bề mặt đĩa có gắn chóp , m2 f: tổng tiết diện của chóp trên đĩa , m2 f =0,785.dch2.n = 0,785.73,52.27.10-6 = 0,1145 m2 hch: chiều cao của chóp , m Ta có : hh=hsc + hsr + hso + hts - - h2 = 12,5 + 5 + 15,5 + 27- 5,25 –12,5 =42,25(mm) hch = hh +12,5 = 42,25 + 12,5 = 54,75 (mm) Do vậy : hb= 1000.38,502.45025,0 38,502.1145,0).6075,54(1145,0.38,502.6076,1004).145025,0).(6025,540(  hb= 0,05 m =50 mm Vậy: pt = 502,38.9,81.(0,05 –0,0155/2) = 208,22 N/m2 pd = 27,43 + 21,7 + 208,22= 557,35 N/m2 Trở lực của tháp chóp : p = Nt . pd = 29.557,35 =16163 N/m2 VI-TÍNH TOÁN CƠ KHÍ : a-Tính bề dày thân thiết bị : -Nhiệt độ tính toán trong tháp lấy bằng nhiệt độ cao nhất trong thiết bị : T = 117,3oC. -Ap suất tính toán : tính cho trường hợp xấu nhất là chất lỏng dâng lên đầy tháp p= pmt + p +pcl = 105 + 16163 + 10,7.1004,76.9,81 = 221629,643 N/m2 = 0,222 N/mm2 -Điều kiện làm việc của thân tháp : chịu áp suất trong -Chọn vật liệu làm tháp là thép không gỉ với mác thép X18H10T Ở nhiệt độ 117,3oC tra giản đồ 1-2 trang 22-Chế tạo máy hóa chất ta có : []*=140 (N/mm2 ) -Ứng suất cho phép của vật liệu : [] = []* = 0,9.140 = 126 (N/mm2) Với  = 0,9 là hệ số hiệu chỉnh ( chọn cho thiết bị loại I-nhóm II) trang 26 –Chế tạo máy hóa chất –Thiết bị làm việc với chất độc hại , dễ cháy nổ , dễ cháy , khôngtiếp xúc trực tiếp với nguồn đốt nóng -Chọn hệ số bền mối hàn h = 0,95 Ta có : hp   ][ = 2519,539 222,0 95,0.126  Do đó bề dày tối thiểu của thân được tính theo công thức : 742,0 126.95,0.2 222,0.800 ]..[2 .'  h t pDS  (mm) -Chọn hệ số bổ sung : + Do ăn mòn hóa học : Ca = 1 (mm ) + Quy tròn kích thước : Co =0,4 mm Bề dày thân : S = S’ + Ca + Co = 0,742 + 1 + 0,4 = 2,142 (mm) Để an toàn khi tính toán ta chọn S = 4 mm -Kiểm tra bền : + 310.75,3 800 14  t a D CS < 0,1 +Áp suất tính toán cho phép : [p]= 894,0 3800 3.95,0.126.2 )( ).(]..[2      at ah CSD CS (N/mm2) > p b-Tính bề dày đáy nắp : -Chọn đáy nắp ellipse tiêu chuẩn , loại có gờ và làm bằng thép không gỉ X18H10T Tra sổ tay tập II trang 370 với Dt = 800 (mm) ta có : hB = 200 (mm) , h = 50(mm) -Chọn sơ bộ Sn = Sđ = Sth = 4 mm -Kiểm tra bền ta có : + 310.75,3 800 3  t a D CS < 0,125 + Ap suất tính toán cho phép : [p]= 894,0 3800 3.95,0.126.2 )( ).(]..[2      at ah CSD CS (N/mm2) > p Vậy Sn = Sđ = 4 mm c-Tính bích cho thiết bị: Ta tính bích theo phương pháp tải trọng giới hạn : -Chọn vật liệu làm bích là thép CT3 , vật liệu làm bulông là CT4 Dựa vào sổ tay tập II-trang 408 ta chọn các thông số bích như sau : Ký hiệu Dt Db D D1 h db Z mm 800 880 930 850 20 20 24 -Chọn bích liền kiểu phẳng Khi xiết bulông sẽ sinh ra lực nén chịu trục Q1 , lực này nhằm khắc phục tải trọng do áp suất bên trong thiết bị và áp suất phụ sinh ra ở trên đệm để giữ cho mối ghép được kín Q1 = Qa + Qk Trong đó : Qa : lực do áp suất trong thiết bị gây ra (N) Qa = 733,111346643,221629.28,0.4 .. 4 2   pDt (N) Qk : lực cần thiết để giữ được kín trong đệm. Qk = .Dtb.bo.m.p Trong đó : Dtb : đường kính trung bình của đệm -Chọn đường kính ngoài đệm Dn = 847 mm -Chọn đường kính trong đệm =827 mm Dtb = 8372 827847   mm -Bề rộng thật của đệm b = 20 mm bo : bề rộng tính toán của đệm , bo = (0,5-0,8)b . Chọn bo = 0,8b = 0,8.20=16mm m : hệ số áp suất riêng Chọn đệm loại paronit có bề dày o = 3 mm theo bảng 7-2 Hồ Lệ Viên trang 192 ta có : m=2 qo:áp suất riêng cần thiết để làm biến dạng dẻo đệm , qo=10 (N/mm2) Do đó : Qk = .0,837.0,016.2.221629,643 = 18639,443 (N) Q1 = Qa + Qk = 111346,733 + 18639,443 = 129986,176 (N) -Lực cần thiết để ép chặt đệm ban đầu: Q2 = .Dtb.bo. qo = .0,837.0,016.107 = 420722 (N) -Lực tác dụng lên các bulong : Q = max(Q1, Q2) = Q2 = 420722 (N) -Lực tác dụng lên một bulong: qb= 1753024 420722  Z Q (N) -Kiểm tra việc chọn đường kính bulong: + Đường kính bulong được xác định theo công thức : db = 1,13. ][ bq Với [] = ko. [’] [’] : ứng suất cho phép của vật liệu làm bulong , được xác định theo bảng 7-5- Hồ Lệ Viên trang 194 ở T=117,3oC có giá trị là : [’] = 86 (N/mm2) ko: hệ số làm giảm ứng suất chọn theo bảng trang 193 –Hồ Lệ Viên –Chế tạo máy hoá chất ta có ko = 0,8 Do vậy : [] = ko. [’]= 0,8.86 = 68,8 (N/mm2) db = 1,13. 188,68 17530.13,1 ][   bq mm -Kiểm tra ứng suất : 56 20. 4 17530 . 4 22    b b d q (N/mm2) < [’] Nên việc chọn db = 20 mm là hoàn toàn phù hợp -Tính bề dày bích : Bề dày bích được xác định theo công thức : mmt pD dZ D lpDt n b bbi n 2,19]}1 222,0 8,68.) 847 20.(24.57,0.[ 880 5,16.3,71.{ 84,85 222,0.847.41,0 ]}1][.).(.57,0.[.3,71{ ][ ..41,0 2 2     Trong đó : [bi] = ko. [bi’] = 0,8.107,3 = 85,84 (N/mm2) với [bi’] : ứng suất cho phép của vật liệu làm bích (tra ở bảng 7-6 –Hồ Lệ Viên) l: cánh tay đòn được xác định theo công thức : mmDDl nb 5,16 2 847880 2      Chọn t =18,5 mm d-Tính các đường ống dẫn : -Để tính đường kính tối ưu của các đường ống dẫn khí và lỏng , ta có tiêu chuẩn về vận tốc thích hợp của khí và lỏng trong đường ống : Vận tốc khí : 15-30 m/s Vận tốc dòng lỏng : 1-3 m/s -Đường kính ống dẫn được xác định theo công thức : d = v Q .785,0 Trong đó : Q : lưu lượng thể tích (m3/s) v : vận tốc dòng lỏng hoặc khí (m/s)-chọn theo bảng II-2 -Sổ tay tập I trang 369 d: đường kính ống dẫn – Chọn theo bảng XIII-32-Sổ tay tập II trang 422 -Chọn bích nối loại bích liền (kiểu bích phẳng) . Sau khi chọn , tính và qui chuẩn ta có bảng sau: Bulong Tên gọi Dy Dn D Db D1 h db Z Ống dẫn hơi ra ở đỉnh 150 159 260 225 202 16 M16 8 Ống hoàn lưu 25 32 100 75 60 12 M10 4 Ống nhập liệu 50 57 140 110 90 12 M12 4 Ống dẫn lỏng ra ở đáy 50 57 140 110 90 12 M13 5 Ống dẫn hơi vào ở đáy 100 108 205 170 148 14 M16 4 e-Tính tai đỡ , chân treo : e1-Tính khối lượng tháp : G = Gthân + Gđáy + Gnắp + Gmâm + Gchóp + Gbích + Glỏng -Khối lượng thân tháp : Gthân = 4  (Dn2- Dt2).Hthân.thép Với Hthân = Htháp – (hnắp + hđáy) = 10,7 – 0,5 = 10,2 m Gthân = 4  .( 0,8082 – 0,82 ).10,2.7900 = 814 (kg) -Khối lượng đáy và nắp : Gđáy = Gnắp Với ellipse tiêu chuẩn có gờ , Dt = 800 mm , S = 4 mm , h = 20 mm tra bảng XIII-11 trang 373 ta có : Gđáy = Gnắp = 24,2.1,01 = 24,5 (kg) -Khối lượng mâm : Gmâm = Nt. .4  Dt2.mâm . = 29. .4  0,82.0,004.7900 = 461 (kg) -Khối lượng các chóp : Gchóp = Nt.n.G1chóp G1chóp =[     ].).( 4 .... 4 ).( 4 22 , 222 , hhnhsochchchchnch hddahidhdd  kg G chop 394,07900].05475,0).05,0054,0( 4 002,0.0155,0.25002,0.0735,0. 4 05475,0).0735,00775,0( 4 [ 22 222 1     Gchóp = 29.27.0,394 = 308,5 kg -Khối lượng chất lỏng trên mâm: Glỏng,max = kgHND Ltt 494776,1004.35,0.28.8,0.4 .).1.(. 4 22     -Khối lượng bích : Gbích = số mặt bích . 4  .(D2-Dt2).2.h.CT3 = 5. 4  .(0,932-0,82).2.0,02.7850=277,5 kg -Tổng khối lượng của toàn tháp : G = 814 + 2.24,5 + 461 + 308,5 + 277,5 + 4947 = 6857 (kg) e2-Tải trọng của tháp : Gmax = G.9,81 = 6857.9,81 = 67267,2 (N) g-Tính tai treo : -Chọn vật liệu làm tai treo là CT3 , tấm lót là vật liệu làm thân thiết bị -Diện tích tai đỡ : F = 6,33633 2 2,67267max  be G  (mm2) = 0,0336 m2 -Chọn số tai treo n = 4 + Tải trọng lên 1 tai treo là : G* = 25,1714 4 6857  n G (N) + Các thông số của tai treo được chọn theo sổ tay tập II và được lập thành bảng sau: Tải trọng cho phép trên 1 tai treo(N) Bề mặt đỡ ,m2 Tải trọng cho phép lên bề mặt đỡ,q.10-6 N/m2 L B B1 H S l a d Khối lượng 1 tai treo,kg 2,5 173 1,45 150 120 130 215 8 60 20 30 3,48 -Tấm lót tai treo làm bằng vật liệu làm thân tháp có các thông số sau : + Chiều cao tấm lót : H = 260 mm + Chiều rộng tấm lót : B = 140 mm + Chiều dày tấm lót : SH = 6 mm h-Tính chân đỡ : -Chọn số chân đỡ là 4 -Vật liệu chế tạo chân đỡ là CT3 -Chọn chân đỡ có các thông số sau:(chọn theo sổ tay tâp II bảng XIII-35 trang 425) Tải trọng cho phép trên 1 tai treo(N) Bề mặt đỡ ,m2 Tải trọng cho phép lên bề mặt đỡ,q.10- 6 N/m2 L B B1 H S l h d B2 2,5 144 0,56 250 18 21 42 16 90 18 27 290 0 5 2 5 m-Kiểm tra khả năng tăng cứng cho các lỗ : -Đường kính lớn nhất cho phép không cần tăng cứng được xác định theo công thức sau: dmax =2[ aata CCSDS CS   ).()8,0( ' )] dmax = 2.[ mm8,315]1)14.(800).8,0742,0 14(  dmax là đường kính lớn nhất không cần tăng cứng . Ta nhận thấy rằng các lỗ trên thân đều có đường kính nhỏ hơn đường kính dmax , vì thế nên ta không cần tăng cứng Riêng đối với ống dẫn hơi đỉnh và ống dẫn dòng lỏng đáy nếu không cần tăng cứng thì phải thỏa mãn điều kiện sau: 6,0 tD d 05,0 tD S Đối với ống dẫn hơi có dngoài = 0,159 m , S = 4mm thì hai điều kiện trên hiển nhiên thỏa , do đó đối với ống dẫn lỏng có đường kính nhỏ hơn đường kính ống dẫn hơi nên cũng thỏa mãn hai điều kiện trên .Do vậy ta không cần tăng cứng . VII-TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TRUYỀN NHIỆT: 1-Tính thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh: Đường đi của lưu chất: -Dòng hơi sản phẩm đỉnh đi ngoài vỏ , nước đi trong vỏ do nước bẩn hơn hơi sản phẩm đỉnh Dòng nóng : 57oC (hơi) 57oC (lỏng) Dòng lạnh : 40oC 28oC -Chênh lệch nhiệt độ đầu vào : tv = 57 – 40 =17 oC -Chênh lệch nhiệt độ đầu ra: tr = 57 – 28 = 29 oC -Chênh lệch nhiệt độ trung bình : NÖÔÙC VAØO HÔI SP ÑÆNH NÖÔÙC RA HÔI NGÖNG tlog = 468,22 17 29ln 1729 ln       v r vr t t tt oC -Nhiệt độ trung bình của dòng lạnh : t1= 342 2840   oC . Tại nhiệt độ này ta có các thông số vật lý của dòng lạnh như sau: 1=0,62 (W/m.độ ) C1=4174,1 (J/kg.độ ) 1=0,76.10-3 (N.s/m2) 1= 994,6 (kg/m3) QD = 264 kw : nhiệt trao đổi ở thiết bị ngưng tụ . -Lượng nước cần giải nhiệt : Gn = 3,5)2840.(1,4174 264000 )(1     vaora D ttC Q (kg/s) -Chọn ống tiêu chuẩn có đường kính là :25 x 2mm , ống được xếp thành vòng tròn đồng tâm có số ống n = 37 ống a-Hệ số cấp nhiệt từ ngoài vỏ đến thành ống : Hệ số cấp nhiệt được xác định theo công thức : 25,02 ). .(.28,1 dt rA   -Chọn t2 = 6oC = tngưng – tw2 tw2 = 51oC tmàng = (tw2 + tngưng)/2 =(51+57)/2 =54 Tra sổ tay tập II-trang 28 ta có : A = 150,2 . Do đó : 7826) 025,0.6 527134.(2,150.28,1 25,02  (W/m 2.độ) -Hệ số cấp nhiệt trung bình của chùm ống : ch = tb. 2 Tra tập 10 –Ví Dụ và bài tập trang 121 ta có : tb = 0,7 Do vậy : ch = tb. 2 = 0,7.7826 = 5478,2 (W/m2.độ) b-Hệ số cấp nhiệt từ thành ống đến nước : -Tính chuẩn số Reynoylds: Re =  .10.76,0.37.021,0 3,5.4 ... .4 3nd Gn =11433 > 10.000 nên chuẩn số Nuselt được tính theo công thức : Nu = 0,021.(Re)0,8.(Pr)0,43.(Pr/Prw)0,25 -Tính chính xác nhiệt tải q: Nguyên tắc : Giả sử nhiệt lượng truyền từ ngoài vỏ đến bề mặt bằng tường bằng nhiệt lượng truyền qua bề dày ống và lớp cáu và bằng luôn nhiệt lượng truyền từ mặt trong đến nước . Dựa trên nguyên tắc đó ta có cách tính nhiệt độ tường bên trong thành ống như sau: qngưng= qw = q = ch. t2 =(tw2 – tw1)/rw tw1= tw2 - ch. t2. rw Trong đó : rw: tổng nhiệt trở của thành ống và lớp cáu được xác định theo công thức sau: rw = rcáu1 + rcáu2 + v v   -Dựa vào sổ tay tập II-bảng V-1 trang 4 ta có : rcáu1:nhiệt trở cặn bẩn lấy bằng 0,387.10-3 (m2.độ/W) rcáu2:nhiệt trở của nước thường lấy bằng 0,464.10-3 (m2.độ/W) v: bề dày tường lấy bằng 2 mm v = 93 (W/m.độ) – chọn vật liệu là đồng thau Do đó : rw = rcáu1 + rcáu2 + v v   = (0,387 + 0,464 + 2/93 ).10-3= 0,877.10-3 (m2.độ/W) tw1= tw2 - ch. t2. rw = 51 – 5478,2.6.0,877.10-3 = 22, oC Tại nhiệt độ này ta có : Pr = 5 Prw= 3,6 Do vậy : Nu = 0,021.(Re)0,8.(Pr)0,43.(Pr/Prw)0,25 = 0,021.(11433)0,8.(5)0,43.1,09 = 80,7 Nên hệ số cấp nhiệt từ thành trong của ống đến nước : 1= 6,2582021,0 62,0.7,80. 1  trd Nu  (W/m2.độ) -Chênh lệch nhiệt độ : t1= t1 - tw1 = 34 – 22 = 12 oC -Nhiệt tải q: Dòng lạnh : q1= 1. t1=2582,6.12 = 30991,2 (W/m2) Dòng nóng: q2 = ch. t2 = 5478,2.6 =32069,2 (W/m2) Chênh lệch nhiệt tải q: %5%4,3 2,32069 2,309912,32069 2 12     q qq c-Hệ số truyền nhiệt : -Hệ số truyền nhiệt được xác định theo công thức : K = 4,718)10.877,0 7826 1 6,2582 1()11( 131 21   wr (W/m 2.độ) d-Bề mặt truyền nhiệt: F= 33,16 5,22.4,718 264000 . log  tK Q (m2) e-Chiều dài thiết bị: L= 6,5 .025,0.37 33,16 ..  dn F (m) g-Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ : D = t.(2no +1) Trong đó : t = (1,2-1,5).d , chọn t =1,5.d = 1,5.0,025=0,0375 m no : số vòng tròn đồng tâm D = t.(2no +1) = 0,0375.(2.3 +1) = 0,2625 (m) 09,1) 6,3 5() Pr Pr( 25,025,0  w Ta có tỷ số : L/D = 5,6/0,2625 =21,3 > 4 . Do vậy ta thay thiết bị loại 1-1 bằng thiết bị loại 1-2 , chiều dài mỗi pass là 2,8 m 2-Tính thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh: nöôùc va øodung dòch va øo sa ûn pha åm ñænhnöôùc ra Đường đi của lưu chất : Dòng sản phẩm đỉnh đi ngoài vỏ , nước đi trong vỏ do nước bẩn hơn sản phẩm đỉnh Dòng nóng 57oC 40oC Dòng lạnh : 38oC 28oC -Chênh lệch nhiệt độ đầu vào : tv = 57 – 38 = 19 oC -Chênh lệch nhiệt độ đầu ra: tr = 40 – 28 = 12 oC -Chênh lệch nhiệt độ trung bình : tlog = 2,15 12 19ln 1219 ln       v r vr t t tt oC -Nhiệt độ trung bình của dòng lạnh : t1= 332 2838   oC . Tại nhiệt độ này ta có các thông số vật lý của dòng lạnh như sau: 1=0,636 (W/m.độ ) C1=4174,1898 (J/kg.độ ) 1=0,77.10-3 (N.s/m2) 1= 995 (kg/m3) -Lượng nước cần giải nhiệt : Gn = 36,0)2838.(1898,4174 15083 )(1     vaora D ttC Q (kg/s) -Chọn ống tiêu chuẩn có đường kính là :25x2mm , ống được xếp thành vòng tròn đồng tâm có số ống n = 37 ống a-Hệ số cấp nhiệt từ dung dịch đến thành ống : -Nhiệt độ trung bình của dòng nóng : t2tb = 5,482 4057   oC Tại nhiệt độ này ta có các thông số của dòng nóng như sau: 2= 0,165 (W/m.độ ) C2= 2302,7 (J/kg.độ ) 2 = 0,246.10-3 (N.s/m2) 1= 756 (kg/m3) -Tiết diện ngang của khoảng ngoài ống : S = 2222 025,0.372625,0( 4 )..( 4   dnD ) = 0,036 m2 Với : D: đường kính thiết bị D = 1,5.d.( 2no + 1 ) = 1,5.0,025.(2.3+1) = 0,2625 (m) -Tốc độ aceton phía vỏ: v = 310.1,9 036,0.756.3600 462,859 .    S D D (m/s) -Đường kính tương đương của khoảng ngoài ống : dtđ = 0385,0025,0.372625,0 025,0.372625,0 . . 2222       dnD dnD m -Chuẩn số Reynolds: Re = 68,1076 10.246,0 756.0385,0.10.1,9.. 3 3     tddv < 2300 -Chọn t2 = 22,5oC tw2 = t2tb - t2 = 48,5 – 22,5 = 26 oC -Chuẩn số Gr : Gr0,1 = 17,4) 81,9.)10.246,0( 5,22.10.3,1.756.0385,0() . ... ( 1,023 323 1,0 2 23     g td td   Tại nhiệt độ tw2 =26 oC ta có Prw= 6 và xem -Chuẩn số Nuselt: Nu = 0,15.l.Re0,33.Pr0,43.Gr0,1.(Pr/Prw)0,25 = 0,15.1.602,1076,680,33.60,43.4,17.1 = 21,7 -Hệ số cấp nhiệt từ dung dịch đến thành ống : 2= 7,760385,0 136,0.7,21. 2  trd Nu  (W/m2.độ) b-Hệ số cấp nhiệt từ thành ống đến nước: -Chuẩn số Reynolds : Re = 7,881 021,0..37.10.246,0 36,0.4 ... .4 3    tr n dn G < 2300 Ta có: qngưng= qw = q = 2. t2 =(tw2 – tw1)/rw tw1= tw2 - 2. t2. rw tw1= 26 – 37.22,5.0,877.10-3= 25,27oC t1= 33 -25,27 = 7,73 oC Tại nhiệt độ tw1 =25,27 oC ta có Pr = 6,5 và xem : -Chuẩn số Gr: Gr0,1 = 28,2) 81,9.)10.77,0( 73,7.10.314,0.995.021,0() . ... ( 1,023 323 1,0 2 23     g td tr   1) Pr Pr( 25,0  w 1) Pr Pr( 25,0  w -Chuẩn số Nuselt: Nu = 0,15.l.Re0,33.Pr0,43.Gr0,1.(Pr/Prw)0,25 = 0,15.1.8810,33.6,50,43.2,28.1 = 7,17 Nên hệ số cấp nhiệt từ thành trong của ống đến nước : 1= 15,217021,0 636,0.17,7. 1  trd Nu  (W/m2.độ) -Nhiệt tải q: Dòng lạnh : q1= 1. t1=217,15.7,73 = 1678,6 (W/m2) Dòng nóng: q2 = 2. t2 = 76,7.22,5 =2837,9 (W/m2) Chênh lệch nhiệt tải q: %5%7,2 9,2837 6,16789,2837 1 21     q qq c-Hệ số truyền nhiệt : -Hệ số truyền nhiệt được xác định theo công thức : K = 54)10.877,0 7,76 1 15,217 1()11( 131 21   wr (W/m 2.độ) d-Bề mặt truyền nhiệt: F= 38,18 2,15.54 15083 . log  tK Q (m2) e-Chiều dài thiết bị: L= 4,6 .025,0.37 38,18 ..  dn F (m) g-Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ : D = 0,2625 m Ta có tỷ số : L/D = 6,4/0,2625 = 24,4 > 4 . Do vậy ta thay thiết bị loại 1-1 bằng thiết bị loại 1-4 , chiều dài mỗi pass là 1,6 m .Lúc này ta có : L1pass/Dtđ = 1,6/1,05 = 1,52 < 4 3-Thiết bị nồi đun: -Thiết bị được chọn là nồi đun Kettle -Để đun sôi đáy tháp ta dùng hơi nước bão hòa có áp suất tuyệt đối là 3 at -Đường đi của lưu chất : Hơi nước bão hòa đi trong ống còn dòng lỏng đáy đi ngoài ống Dòng nóng : 132,9 oC(hơi bão hòa) 132,9oC (lỏng ngưng) Dòng lạnh : 117,3oC(lỏng sôi) 117,3 oC (hơi) -Chênh lệch nhiệt độ trung bình : tlog = 132,9 – 117,3 = 15,6 oC -Lượng hơi cần cung cấp : Gh = 149,010.2171 322410 3 r QD (kg/s) Trong đó : r : ẩn nhiệt hóa hơi của hơi nước ở áp suất bão hòa 3 at -Chọn sơ bộ Ksb = 400 (W/m2.độ) -Chọn ống thép tiêu chuẩn loại thép không gỉ mác thép X18H10T ,số ống n= 130, đường kính 32x2,5mm a-Hệ số cấp nhiệt của dòng hơi đi trong ống : Tại nhiệt độ của dòng nóng T = 132,9oC ta có: 2 = 0,208.10-3 (pa.s) 2 = 0,052 (N/m)  : khối lượng riêng của nước ngưng = 932,65 (kg/m3) *: khối lượng riêng của hơi =1,625 (kg/m3) -Chuẩn số Nuselt: Nu = C.Rek0,5.( 35,03,0* 22 ).() . .. d ldg   -Chuẩn số Reynolds: Rek = 37,0 10.208,0.10.2171 027,0.6,15.400 . .. . . 33 2 log 2     r dtK r dq Hệ số C = 1,26 , l/d = 50 -225 , chọn l/d =50 Do vậy : Nu = 1,26.0,370,5.( 87)50.() 625,1.052,0 027,0.65,932.81,9 35,03,022  -Hệ số cấp nhiệt từ hơi nước đến thành ống : 2= 4,2210027,0 686,0.87. 2  trd Nu  (W/m2.độ) b- Hệ số cấp nhiệt cho dòng lưu chất lỏng đi ngoài ống : Tại nhiệt độ của dòng lỏng đáy T=117,3oC ta có: 1= 0,153 (W/m.độ ) C1= 2485(J/kg.độ ) 1=0,451.10-3 (N.s/m2) 1= 25,6.10-3 (N/m) r1=408413 (j/kg)  : khối lượng riêng của dung dịch đáy = 925,57 (kg/m3) *: khối lượng riêng của hơi *= 874,1 )2733,117.(4,22 273.99,59 )273.(4,22 273.    T M w (kg/m3) Hệ số cấp nhiệt cho dòng lưu chất lỏng đi ngoài ống được xác định theo công thức : 37,0117,045,0 7,075,0 333,0033,0 * * 2 1 .. ..).()..(10.77,7 TC qr           c-Hệ số truyền nhiệt : -Hệ số truyền nhiệt được xác định theo công thức : )./(313)17/0025,010.464,010.116,0 20,496 1 4,2210 1( )11( 2133 1 21 domWK rK w     Ta nhận thấy K  Ksb d-Bề mặt truyền nhiệt: F= 53 2,15.400 322410 . log  tK Q (m2) e-Chiều dài thiết bị: L= 1,4 .032,0.130 53 ..  dn F (m) g-Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ : D = t.(2no +1) Trong đó : t = (1,2-1,5).d , chọn t =1,5.d = 1,5.0,032=0,048 m no : số vòng tròn đồng tâm D = t.(2no +1) = 0,048.(2.6 +1) = 0,624 (m) Ta có tỷ số : L/D = 3,2/0,624 = 5 > 4 (phù hợp ) 4-Thiết bị làm nguội sản phẩm đáy: -Đường đi của lưu chất : Dòng nóng là dòng dung dịch đáy đi ngoài ống , dòng lạnh đi trong ống Dòng nóng : 117,3oC 40oC Dòng lạnh : 38oC 27oC -Chênh lệch nhiệt độ đầu vào : tv = 117,3 – 38 = 79,3 oC 20,496 3,390.2485.)10.451,0( 8190.117,0.) 10.6,25 57,925.() 874,157,925 408413.874,1.(10.77,7 1 37,0117,045,03 7,075,0 333,0 3 033,02 1        NÖÔÙC VAØO NÖÔÙC RASAÛN PHAÅM ÑAÙY DD.ÑAÙY -Chênh lệch nhiệt độ đầu ra: tr = 40 – 27 = 13 oC -Chênh lệch nhiệt độ trung bình : tlog = 7,36 13 3,79ln 133,79 ln       v r vr t t tt oC -Nhiệt độ trung bình của dòng lạnh : t1= 5,322 2738   oC . Tại nhiệt độ này ta có các thông số vật lý của dòng lạnh như sau: 1=0,6246 (W/m.độ ) C1=4175,05 (J/kg.độ ) 1=0,63.10-3 (N.s/m2) 1= 994,8035 (kg/m3) -Lượng nước cần giải nhiệt : Gn = 53,2)2738.(05,4175 116400 )(1     vaora sp ttC Q (kg/s) -Chọn ống tiêu chuẩn có đường kính là :32x2,5mm , ống được xếp thành vòng tròn đồng tâm có số ống n = 130 ống a-Hệ số cấp nhiệt từ dung dịch đến thành ống : -Nhiệt độ trung bình của dòng nóng : t2tb = 65,782 403,117   oC Tại nhiệt độ này ta có các thông số của dòng nóng như sau: 2= 0,1612 (W/m.độ ) C2= 2297 (J/kg.độ ) 2 = 0,53.10-3 (N.s/m2) 1= 978,31 (kg/m3) -Tiết diện ngang của khoảng ngoài ống : S = 2222 032,0.130624,0( 4 )..( 4   dnD ) = 0,201 m2 Với : D: đường kính thiết bị D = 1,5.d.( 2no + 1 ) = 1,5.0,032.(2.6+1) = 0,624 (m) -Tốc độ dòng sản phẩm đáy phía vỏ: v = 00314,0 201,0.57,925.3600 96,2103 .   S W W (m/s) -Đường kính tương đương của khoảng ngoài ống : dtđ = 0535,0032,0.130624,0 032,0.130624,0 . . 2222       dnD dnD m -Chuẩn số Reynolds: Re = 37,293 10.53,0 57,925.0535,0.00314,0.. 3   tddv < 2300 -Chọn t2 = 36oC tw2 = t2tb - t2 = 78,65 – 36 =42,65 oC -Chuẩn số Gr : Gr0,1 = 35,4) 81,9.)10.53,0( 65,42.10.2,1.57,925.0535,0() . ... ( 1,023 323 1,0 2 23     g td td   Tại nhiệt độ tw2 = 42,65oC ta có Pr = 12,125 và xem : -Chuẩn số Nuselt: Nu = 0,15.l.Re0,33.Pr0,43.Gr0,1.(Pr/Prw)0,25 = 0,15.1.(293,37)0,33.(12,125)0,43.(4,35).0,96 Nu = 10,04 -Hệ số cấp nhiệt từ dung dịch đến thành ống : 2= 48,46027,0 125,0.04,10. 2  trd Nu  (W/m2.độ) b-Hệ số cấp nhiệt từ thành ống đến nước: -Chuẩn số Reynolds : Re = 48,1732 027,0..130.10.53,0 53,2.4 ... .4 3    tr n dn G < 2300 Ta có: qngưng= qw = q = ch. t2 =(tw2 – tw1)/rw tw1= tw2 - 2. t2. rw tw1= 48,65 – 55,27.36.0,877.10-3=40,9oC t1= 40,9 – 32,5 =8,4 oC Tại nhiệt độ tw1 =40,9 oC ta có Pr = 4,528 và xem : -Chuẩn số Gr: Gr0,1 = 6733,2) 81,9.)10.53,0( 4,8.10.314,0.8,994.027,0() . ... ( 1,023 323 1,0 2 23     g td tr   -Chuẩn số Nuselt: Nu = 0,15.l.Re0,33.Pr0,43.Gr0,1.(Pr/Prw)0,25 = 0,15.1.(1732,48)0,33.(3,95)0,43.(2,6733).1,01 Nu= 8,566 Nên hệ số cấp nhiệt từ thành trong của ống đến nước : 1= 16,198027,0 6246,0.566,8. 1  trd Nu  (W/m2.độ) -Nhiệt tải q: Dòng lạnh : q1= 1. t1=198,16.8,4 = 1667,54 (W/m2) Dòng nóng: q2 = 2. t2 = 53,27.36 = 1673,28 (W/m2) Chênh lệch nhiệt tải q: %5%43,3 28,1673 54,166728,1673 2 12     q qq c-Hệ số truyền nhiệt : -Hệ số truyền nhiệt được xác định theo công thức : K = 055,43)10.877,0 48,46 1 16,1198 1()11( 131 21   wr (W/m 2.độ) d-Bề mặt truyền nhiệt: 1) Pr Pr( 25,0  w 01,1) Pr Pr( 25,0  w F= 66,73 7,36.055,43 116400 . log  tK Q (m2) e-Chiều dài thiết bị: L= 6,5 .032,0.130 66,73 ..  dn F (m) g-Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ : D = 0,624 m Ta có tỷ số : L/D = 5,6/0,624 = 8,97 > 4 . Do vậy ta thay thiết bị loại 1-1 bằng thiết bị loại 1-2 , chiều dài mỗi pass là 2,8m .Lúc này ta có : L1pass/Dtđ = 2,8/2.0,624 = 2,24 <4 (phù hợp) 5-Thiết bị gia nhiệt cho nhập liệu : -Để đun sôi dung dịch nhập liệu để đưa vào tháp ta dùng hơi nước bão hòa có áp suất tuyệt đối là 3 at -Đường đi của lưu chất : Hơi nước bão hòa đi ngoài ống còn dòng nhập liệu đi trong ống Dòng nóng : 132,9 oC(hơi bão hòa) 132,9oC (lỏng ngưng) Dòng lạnh : 85,8 oC(lỏng sôi) 30 oC (dung dịch) Chênh lệch nhiệt độ đầu vào : tv = 132,9 – 85,8 = 47,1 oC -Chênh lệch nhiệt độ đầu ra: tr = 132,9 – 30 = 102,9 oC -Chênh lệch nhiệt độ trung bình : tlog = 4,71 1,47 9,102ln 1,479,102 ln       v r vr t t tt oC -Lượng hơi cần cung cấp : Gh = 05,010.2171 109200 3 r QF (kg/s) Trong đó : r : ẩn nhiệt hóa hơi của hơi nước ở áp suất bão hòa 3 at -Chọn thiết bị có số ống n = 62 ống , đường kính ống 20x2mm, xếp theo kiểu đường tròn đồng tâm a-Hệ số cấp nhiệt từ hơi nước đến thành ống: Hệ số cấp nhiệt được xác định theo công thức : 25,02 ). .(.28,1 dt rA   DUNG DÒCH VAØO DUNG DÒCH RAHÔI BAÕO HOØA NÖÔÙC NGÖNG -Chọn t2 = 1,9oC = tngưng – tw2 tw2 = 131oC tmàng = (tw2 + tngưng)/2 tmàng=(131+132,9)/2 =132,95 Tra sổ tay tập II-trang 28 ta có : A = 191,435 . Do đó : 128,5249) 016,0.9,1 10.2471.(435,191.28,1 25,0 3 2  (W/m 2.độ) -Hệ số cấp nhiệt trung bình của chùm ống : ch = tb. 2 Tra tập 10 –Ví Dụ và bài tập trang 121 ta có : tb = 0,7 Do vậy : ch = tb. 2 = 0,7.5249,128 = 3674,39 (W/m2.độ) b-Hệ số cấp nhiệt từ thành ống đến dung dịch nhập liệu: -Nhiệt độ trung bình của dòng lạnh : t1= 9,572 308,85   oC . Tại nhiệt độ này ta có các thông số vật lý của dòng lạnh như sau: 1=0,1644 (W/m.độ ).b C1=2244,1 (J/kg.độ ) 1=0,387.10-3 (N.s/m2) 1= 930 (kg/m3) -Tính chuẩn số Reynoylds: Re = 3600..10.387,0.62.016,0 3000.4 ... .4 3   nd GF =2765,2 > 2300 nên chuẩn số Nuselt được tính theo công thức : Nu =ko.l.(Pr)0,43.(Pr/Prw)0,25 Ta có: qngưng= qw = q = ch. t2 =(tw2 – tw1)/rw tw1= tw2 - ch. t2. rw tw1= 131 – 3674,39.1,9.0,877.10-3= 125oC t1= 125 – 64,3 = 60,7 oC Tại nhiệt độ tw1 =125 oC ta có Pr = 6,5 và xem : Hệ số ko = 5,68 (giá trị được chọn phụ thuộc vào chuẩn số Reynolds) Do vậy : Nu =5,68.1.(6,5)0,43.1,067 = 13,55 Nên hệ số cấp nhiệt từ thành trong của ống đến nước : 1= 16,109016,0 1289,0.55,13. 1  trd Nu  (W/m2.độ) -Nhiệt tải q: Dòng lạnh : q1= 1. t1=109,16.60,7 = 6625 (W/m2) Dòng nóng: q2 = ch. t2 = 3674,39.1,9 =6981,34 (W/m2) Chênh lệch nhiệt tải q: %5%8,4 34,6981 662534,6981 2 12     q qq c-Hệ số truyền nhiệt : -Hệ số truyền nhiệt được xác định theo công thức : K = 97)10.877,0 39,3674 1 16,109 1()11( 131 21   wr (W/m 2.độ) d-Bề mặt truyền nhiệt: 1) Pr Pr( 25,0  w F= 76,15 4,71.97 109200 . log  tK QF (m2) e-Chiều dài thiết bị: L= 04,4 .02,0.62 76,15 ..  dn F (m) g-Đường kính trong của thiết bị ngưng tụ : D = t.(2no +1) Trong đó : t = (1,2-1,5).d , chọn t =1,5.d = 1,5.0,02=0,03 m no : số vòng tròn đồng tâm D = t.(2no +1) = 0,03.(2.4 +1) = 0,27 (m) Ta có tỷ số : L/D = 4,04/0,27 = 14,96 > 4 . Do vậy ta thay thiết bị loại 1-1 bằng thiết bị loại 1-2 , chiều dài mỗi pass là 2,02 m. VIII-TÍNH CHIỀU CAO BỒN CAO VỊ: Phương trình Bernoulli ch 2 mặt cắt 1-1 và 2-2 ta có :   21 2 222 2 2 111 1 .2 . .2 . fhg vPz g vPz     H = z1 – z2 =     g vvPP .2 .. 211 2 2212    21fh -Chọn P1 = Pa , P2 = Pa + P , 1 = 2 =1 ,v1 = 0 (m/s) , vF = v2 -Tính vF : 4566,0 930.3600.05,0. 4.3000 .. 4. 22    FF F d Fv (m/s)  21fh =( g v d l F l .2 ).. 2   -Tính : Chuẩn số Reynolds: 000.108,54862 10.387,0 930.05,0.4566,0..Re 3   F FFF F dv   Chuẩn số Reynolds giới hạn : 3301) 2,0 50.(6).(6Re 7/87/8   F gh d 109674) 2,0 50.(220).(220Re 8/98/9   F n d Ta có: Regh < ReF < Ren Vậy lưu chất nằm trong khu vực quá độ của chế độ chảy xoáy rối . Theo sổ tay tập I trang 379 ta có công thức xác định  như sau :  = 08,0) 8,54862 100 50 2,0.46,1.(1,0) Re 100.46,1.(1,0 5,05,0  Fd  -Tính l: -Hệ số trở lực của các ống nối có cút 90o và d = 50 mm :=1,1 -Hệ số đột thu Ta có tỷ số Fo/F1 = d2/h2 = 502/5002 = 0,01 (do chọn mực chất lỏng trong bồn chứa h=0,5 m)  = 0,5 -Hệ số trở lực qua van : chọn loại van thẳng d=0,05m , Re > 3.105  = 0,79 -Hệ số trở lực của ống ba ngã :  = 1,2 Vậy : l = 0,5.2 + 1,1.8 + 0,79.4 + 1,2.2 + 0,5.2 = 16,36 -Chọn l=20 m Do vậy:  21fh =( g v d l F l .2 ).. 2   = 5138,081,9.2 4566,0). 05,0 20.08,036,16( 2  -Chiều cao H: H = z1 – z2 =     g vvPP .2 .. 211 2 2212    21fh =   g v g P F .2. 2   21fh H = m3,25138,0 81,9.2 4566,0 81,9.930 16163 2  -Để đạt giá trị dự phòng cho những tổn thất phát sinh , chọn H= 2,5 m -Vậy khoảng cách từ mặt chất lỏng bồn cao vị so với mặt phẳng nằm ngang tại vị trí mâm nhập liệu là H = 2,5 m -Khoảng cách từ mâm nhập liệu tới chân thiết bị , chọn chân đỡ cách mặt đất 1 m z1= 22.(354).10-3 + 0,25 + 0,185 = 8,223 (m) -Qui tròn H = 8 ,5 m Vậy khoảng cách từ mực chất lỏng trong bồn cao vị đến bơm HB = H + z1 = 2,5 + 8,5 = 11 m Nghĩa là cột áp bơm là 11 m Với thông số : HB = 11 m Q = 3000/930 =3,23 (m3/h) -Từ giản đồ hình II.32 trang 443 sổ tay tập I –QTTB ta chọn vùng áp dụng của bơm thuộc vùng hoạt động của bơm ly tâm -Công suất bơm : )(12,0 75,0.1000.3600 11.23,3.81,9.930 .1000 .. kW HQ N b    Trong đó : : hiệu suất bơm = 0,72-0,93 , chọn  = 0,75 Tuy nhiên để dự phòng ta chọn bơm có công suất 0,2 kW , chọn bơm ly tâm X : Đây là loại bơm ly tâm 1-3 cấp , nằm ngang , để bơm chất lỏng có khối lượng riêng  1850(kg/m3) Các thông số của bơm : Loại bơm Năng suất (m3/h) Ap suất toàn phần (m) Số vòng quay(v/ph) Nhiệt độ của chất lỏng (oC) Chiều cao hút (m) X 3,23 10-143 1450- 2900 -40-90 2,8 IX-TÍNH CÁCH NHIỆT: -Chọn vật liệu cách nhiệt là Carton có cn = 0,064 (W/m.độ) -Đối với vật liệu làm nguội : Cách nhiệt làm dòng nóng ít giảm nhiệt độ hơn . Do đó với thiết bị này không nên cách nhiệt . Tuy nhiên để an toàn lao động ta nên bố trí khung lưới bảo vệ và bảng cảnh báo -Đối với thiết bị ngưng tụ : bố trí cách nhiệt làm giảm hiệu suất ngưng tụ hơi . Do đó cũng không nên cách nhiệt mà áp dụng điều kiện an toàn lao động như trên -Đối với những thiết bị sau cần bọc cách nhiệt để tiết kiệm năng lượng và an toàn năng lượng và an toàn lao động : -Tháp chưng cất -Nồi đun Kettle -Thiết bị gia nhiệt cho nhập liệu Tổn thất nhiệt là do thiết bị truyền nhiệt cho không khí chuyển động tự do ( đối lưu tự nhiên). Hệ số cấp nhiệt của không khí trong những trường hợp này là : -Đối với bề mặt nằm ngang truyền nhiệt ra phía trên nắp thiết bị 4.5,2 t -Đối với bề mặt ngang truyền nhiệt xuống dưới (đáy thiết bị ) 4.31,1 t -Đối với thành thiết bị : 4.98,1 t -Đối với ống ngang 4.08,1 d t  Trong đó : t : hiệu số nhiệt độ giữa bề mặt tường và không khí xung quanh . Để tính toán có hiệu quả kinh tế cao , để đơn giản khi tính cách nhiệt cho tháp ta dùng công thức tính hệ số cấp nhiệt của không khí đối với nắp thiết bị (giá trị max để tính toán ) a-Tháp chưng cất : -Nếu coi những tổn thất khác không đáng kể thì năng lượng các dòng đưa vào tháp là : Q = QĐ + QF = 264000 + 109200 =373200 (W) Nếu coi nhiệt độ tính toán bằng nhiệt độ cao nhất của tháp và bằng 117,3oC , coi gần đúng nhiệt độ mặt trong và mặt ngoài vỏ thiết bị là bằng nhau -Tổng diện tích tháp mà qua đó nhiệt có thể thất thoát : S = Sđáy + Sthân + Snắp = 0,82.2 + 3,14.0,8.10,7 = 28,5 m2 -Để hạn chế tổn thất nhiệt cho môi trường xung quanh là 2% thì mật độ mất nhiệt là 9,261 5,28 373200%.2%.2//  S Q S Qq (W/m2) -Chênh lệch nhiệt độ giữa không khí và mặt ngoài lớp cách nhiệt 4 / .5,2 9,261 t qt    t = 41oC -Nhiệt độ mặt ngoài lớp cách nhiệt là: Tcn = 30 + 41 = 71oC -Nếu coi nhiệt độ mặt trong của lóp cách nhiệt bằng nhiệt độ của vỏ tháp thì chiều dày lớp cách nhiệt là : m q t cncn cn 3 / 10.31,119,261 064,0).713,117(.      -Để an toàn ta chọn cn = 4 mm . Riêng đối với những nơi cần bọc cách nhiệt để đảm bảo an toàn lao động như ở đáy tháp , đoạn thân cuối , nắp , đoạn thân đầu ( nơi người tiếp xúc với tháp khi làm việc ) thì chọn mặt ngoài lớp cách nhiệt là 40oC thì hệ số cấp nhiệt của không khí ở những chỗ này là : 45,43040.5,2.5,2 44  t (W/m2.độ) Chiều dày lớp cách nhiệt : m q t cncn cn 3 / 10.9,189,261 064,0).403,117(.      b-Thiết bị gia nhiệt cho nhập liệu : Coi thiết bị là hình trụ nằm ngang (dạng ống ), hệ số cấp nhiệt của không khí trong trường hợp này là: 24,2 2.27,0 3040.08,1.08,1 44  d t  (W/m2.độ) Chiều dày lớp cách nhiệt : m q t cncn cn 22,0)3040.(24,2 064,0).403,117(.         Nhận thấy chiều dày lớp cách nhiệt là khá lớn, khi không cách nhiệt : coi nhiệt độ mặt ngoài của vỏ bằng nhiệt độ mặt trong T=132,9oC , lúc này hệ số cấp nhiệt của không khí chuyển động tự do quanh thiết bị là : 4 2.27,0 309,132.08,1.08,1 44  d t  (W/m2.độ) -Lượng nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh : Q/ = Svỏ..t = l..D. .t = 2,02. .0,54.4.(132,9-30)=1409,77W Ta có : %29,1%100. 109200 77,1409%100. /  Q Q Ta thấy lượng nhiệt thất thoát nhỏ nên không cần bọc lớp cách nhiệt . Tuy nhiên để đảm bảo an toàn lao động ta cần làm biển báo và khung lưới ngăn cách thiết bị với môi trường xung quanh c-Nồi đun Kettle: Tương tự thiết bị gia nhiệt cho nhập liệu khi không cách nhiệt : coi nhiệt độ mặt ngoài của vỏ bằng nhiệt độ mặt trong T=132,9oC , lúc này hệ số cấp nhiệt của không khí chuyển động tự do quanh thiết bị là : 87,3 624,0 309,132.08,1.08,1 44  d t  (W/m2.độ) -Lượng nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh : Q/ = Svỏ..t = l..D. .t = 4,1. .0,624.3,87.(132,9-30)=3199W Ta có : %99,0%100. 322410 3199%100. /  Q Q Ta thấy lượng nhiệt thất thoát nhỏ nên không cần bọc lớp cách nhiệt . Tuy nhiên để đảm bảo an toàn lao động ta cần làm biển báo và khung lưới ngăn cách thiết bị với môi trường xung quanh. X-TÍNH TOÁN GIÁ THÀNH CHO THIẾT BỊ: 1-Chi phí cho tháp chính: -Chi phí cho vật liệu làm tháp + Khối lượng của toàn tháp : chọn vật liệu làm tháp là thép không gỉ (inox) Gthân = 814 (kg) , Gđáy = Gnắp = 24,5 (kg) , Gchóp = 308,5 (kg), Gmâm = 461 (kg) -Tổng khối lượng thép không gỉ : G = 814 + 24,5.2 + 308,5 + 461 = 1632,5 (kg) -Thực tế phải mua với lượng lớn hơn 20% nên Ginox ,mua = G.1,2 =1632,5 .1,2 = 1959 (kg) -Đơn giá 50.000 đồng/kg nên chi phí cho thép không gỉ là : 1959.50000 = 97 triệu 950 ngàn -Đối với vật liệu CT3 Gbích = 277,5 (kg) , Gtay = 4.3,48= 14 (kg) , Gchân = 40 (kg) -Khối lượng thép CT3: GCT3 = 277,5 + 14 + 40 =331,5 (kg) -Đơn giá 10.000 đồng/kg nên chi phí cho thép CT3 là : 331,5.10000 = 3 triệu 315 ngàn -Thực tế phải mua với lượng lớn hơn nên chi phí thực tế cho thép CT3 là : 4 triệu -Số bulong , ốc vít dùng cho tháp chính : Chóp : 783 con Bich nối thiết bị : 24.9 = 216 con Bích nối ống dẫn : 24 con Cửa quan sát : 8 con Ngăn giữ mâm : 9.29 = 252 con Vậy tổng số là : 500 con Giá của bulong , ốc , vít là : 500-5000 d/con -Bulong , ốc , vít trong tháp là loại thường nên ta tính là 2000 đ/con -Tổng số tiền mua bulong , ốc ,vít là : 2000 . 500 = 1 triệu đồng -Cút nhập liệu và cút hoàn lưu đều làm bằng thép không gỉ nên ta có : + Cút ở vị trí nhập liệu d = 50 mm giá 15000/cút + Cút ở vị trí hoàn lưu d = 25 mm giá 10000/cút -Tổng tiền cút 25.000 đồng Đệm lót bích có diện tích : 1315,05.10).827847.( 4 622    m2 -Giá đệm 1 triệu /m2 nên giá đệm cần trả 131.500 đồng -Kính thủy tinh dày 5 mm có diện tích là : 02,0.16,0. 4 2   m2 -Giá 120.000 đồng /m2 nên giá kính phải trả 2400 đồng 2-Tính giá tiền các thiết bị phụ : a-Bơm: Ta mua hai bơm , một bơm hoạt động , một bơm dự phòng -Công suất bơm là 0,2 kW =0,68 Hp -Giá bơm :700 ngàn / Hp -Nên giá tiền của bơm là : 0,268.700000 = 187600 đồng -Tổng tiền mua bơm là : 187600.2 = 375200 đồng b-Tính tiền các ống truyền nhiệt : -Chiều dài các ống có đường kính  30 mm là : 12.37 + 62.4,04 = 694,48m .Lấy tròn : 695m -Giá tiền ống đồng thau: 20000 đồng/m -Tổng tiền là : 695.20000 = 13 triệu 900 ngàn -Chiều dài các ống có đường kính từ 30-50 mm là : +Ống đồng thau có chiều dài: 5,6.130 = 728 m , giá tiền 25000 đồng/m Tổng tiền là : 728.25000 =18 triệu 200ngàn +Ống thép không gỉ có chiều dài :4,1.130 = 533 m, giá tiền 50000 đồng/m Tổng tiền là : 533. 50000 = 26 triệu 650ngàn c-Tính tiền các ống dẫn : -Giá tiền mua ống 6 triệu đồng d-Lưu lượng kế : Giá một lưu lượng kế có đường kính d 50 mm là 1,5 triệu đồng , ta cần hai lưu lượng kế nên tổng tiền cần mua lưu lượng kế là 3 triệu đồng e-Van : Cần 16 van có đường kính d 50 mm làm bằng thép thường có giá 50000 đồng/van Tổng tiền mua van là 800 ngàn đồng g-Khối lượng vật liệu để làm vỏ các thiết bị và bồn chứa khoảng 500 kg thép CT3 Tổng tiền là : 5 triệu đồng -Cần khoảng 30 cút inox để nối các hệ thống đường ống trong hệ thống chưng cất giá mỗi cút là 30.000 đồng /cút . Vậy tổng số tiền mua cút là 900 ngàn đồng Tóm lại ta có bảng sau : STT Tên vật liệu Giá tiền 1 Bơm 376 ngàn 2 Ống truyền nhiệt 58 triệu 750 ngàn 3 Ống dẫn 6 triệu 4 Lưu lượng kế 3 triệu 5 Van 800 ngàn 6 Vỏ TBị phụ và các bồn chứa 5 triệu 7 Cút nối đường ống 900 ngàn 8 Tổng tiền cho TBị phụ 74 triệu 776 ngàn 9 Thiết bị chính 102 triệu 250 ngàn 10 Tiền gia công 204 triệu 500 ngàn 11 Tiền gia công chế tạo TBị phụ 149 triệu 532 ngàn 12 Tiền gia công xây lắp và bố trí TBị 25 triệu 13 Tiền vận chuyển 5 triệu 14 TIỀN TỔNG CỘNG 531 triệu 088 ngàn TÀI LIỆU THAM KHẢO 1.Sổ tay “ Quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất “_tập 1.Nhà xuất bản khoa học và kỹ thuật 2.Sổ tay “ Quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất “_tập 2.Nhà xuất bản khoa học và kỹ thuật 3.Phạm Văn Bôn- Vũ Bá Minh –Hoàng Minh Nam “Quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 10 Ví dụ và Bài tập “,TPHCM 4.Phạm Văn Bôn (chủ biên) –Nguyễn Đình Thọ “Quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 5 :Quá trình và thiết bị truyền nhiệt“ Trường đại học kỹ thuật TPHCM 5. Trần Hùng Dũng –Nguyễn Văn Lục-Hoàng Minh Nam –Vũ Bá Minh “Quá trình và thiết bị công nghệ hoá học tập 2 “, TPHCM 6. Hồ Lê Viên “ Thiết kế và tính toán các chi tiết thiết bị hóa chất “ 7.Võ Văn Bang –Vũ Bá Minh “Các quá trình và thiết bị công nghiệp hoá chất và thực phẩm “ tập 3 : truyền khối 8.G.S Tiến sĩ Nguyễn Bin “ Tính toán quá trình thiết bị trong công nghệ hoá chất và thực phẩm” Tập 2.NXB KH & K Thuật Hà Nội, 2000 9.Sổ tay thiết kế “Thiết bị hoá chất & chế biến thực phẩm đa dụng “ Biên soạn :Phan văn Thơm ,1992