BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC SƯ PHẠM KỸ THUẬT TP HỒ CHÍ MINH KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC VÀ THỰC PHẨM BỘ MÔN CÔNG NGHỆ HÓA HỌC ĐỒ ÁN MÔN HỌC QUÁ TRÌNH THIẾT BỊ TÊN ĐỀ TÀI THIẾT KẾ THIẾT BỊ TRAO ĐỔ.
TỔNG QUAN
Tổng quan về sản phẩm
Nguyên liệu của quá trình chưng cất là hỗn hợp Ethanol – Nước.
Ethanol (rượu ethylic) là một chất lỏng không màu, trong suốt, có mùi đặc trưng, dễ bay hơi, nhẹ hơn nước và tan vô hạn trong nước
Một số thông số hóa lí:
- Công thức phân tử: C2H5OH
- Khối lượng phân tử: 46,07 g/mol
- Khối lượng riêng tại 25 0 C: 0,789 g/cm 3
- Nhiệt độ nóng chảy tại 760 mmHg: -114,3 0 C
Ethanol, với nhiệt độ sôi 78,5 độ C tại áp suất 760 mmHg, đóng vai trò quan trọng trong nền kinh tế quốc dân Nguyên liệu này được sử dụng để sản xuất nhiều mặt hàng khác nhau và có ứng dụng rộng rãi trong các ngành công nghiệp nặng, y tế, dược phẩm, quốc phòng, giao thông vận tải, dệt may, chế biến gỗ và nông nghiệp.
Hình 1.1 Cấu trúc phân tử Ethanol
Nước là một chất lỏng không màu, không mùi và không vị, đóng vai trò quan trọng trong đời sống hàng ngày cũng như trong sản xuất công nghiệp, chiếm một tỷ lệ lớn trên bề mặt Trái Đất.
Một số thông số hóa lí:
- Khối lượng phân tử: 18g/mol
- Khối lượng riêng tại 25 o C: 0,997 g/cm3
- Nhiệt độ nóng chảy tại 760 mmHg: 0 o C
Nước có nhiệt độ sôi là 100°C tại áp suất 760 mmHg, là một dung môi phân cực mạnh với khả năng hòa tan nhiều hóa chất Nhờ vào tính chất này, nước được sử dụng rộng rãi trong đời sống hàng ngày cũng như trong kỹ thuật hóa học và sản xuất công nghiệp.
Hình 1.2 Cấu trúc phân tử Nước
Hỗn hợp ethanol và nước có thể tích tổng cộng nhỏ hơn tổng thể tích của các thành phần riêng lẻ Khi trộn một thể tích ethanol với nước, kết quả chỉ tạo ra 1,92 thể tích hỗn hợp Đặc biệt, hỗn hợp này không có điểm đẳng phí, trong đó ethanol đóng vai trò là cấu tử dễ bay hơi.
Hỗn hợp Ethanol – Nước có thành lỏng (x) – hơi (y) và nhiệt độ sôi của hỗn hợp Ethanol – Nước ở 760 mmHg như bảng (theo phần mol cấu tử nhẹ):
Bảng 1.1 Thành phần cân bằng lỏng – hơi hệ hai cấu tử Ethanol – Nước x 0 0,05 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1 y 0 0,332 0,442 0,531 0,576 0,614 0,654 0,699 0,753 0,818 0,898 1 t, 0 C 100 90,5 86,5 83,2 81,7 80,8 80 79,4 79 78,6 78,4 78,4
Với: x: mol thành phần lỏng của Ethanol y: mol thành phần hơi của Ethanol
Hình 1.3 Đồ thị cân bằng hệ lỏng – hơi hai cấu tử Ethanol – Nước
Nhiệt độ - thành phần pha x
Nhiệt độ - thành phần pha y
Hình 1.4 Đồ thị quan hệ giữa nhiệt độ và thành phần của hệ Ethanol – Nước
Sơ lược về thiết bị
1.2.1 Lý thuyết về chưng cất
Chưng cất là quá trình phân tách các thành phần của hỗn hợp lỏng hoặc khí lỏng thành các cấu tử riêng biệt dựa vào sự khác biệt về độ bay hơi hoặc nhiệt độ sôi Quá trình này diễn ra qua nhiều lần bay hơi và ngưng tụ, cho phép vật chất chuyển từ pha lỏng sang pha hơi và ngược lại Khác với cô đặc, trong chưng cất, cả dung môi và chất tan đều bay hơi, trong khi cô đặc chỉ cho phép dung môi bay hơi.
Khi chưng cất, sản phẩm thu được tương ứng với số cấu tử có trong hỗn hợp Đối với hệ đơn giản gồm 2 cấu tử, ta nhận được 2 sản phẩm: sản phẩm đỉnh chủ yếu chứa cấu tử có độ bay hơi lớn (nhiệt độ sôi thấp) và một lượng nhỏ cấu tử có độ bay hơi thấp, trong khi sản phẩm đáy chủ yếu chứa cấu tử có độ bay hơi thấp (nhiệt độ sôi cao) và một lượng nhỏ cấu tử có độ bay hơi lớn Cụ thể, trong hệ Ethanol - Nước, sản phẩm đỉnh chủ yếu là Ethanol với một ít nước, còn sản phẩm đáy chủ yếu là nước với một ít Ethanol.
Sản phẩm Ethanol yêu cầu độ tinh khiết cao, và hỗn hợp Ethanol – Nước không có điểm đẳng phí Do đó, phương pháp chưng cất liên tục với cấp nhiệt gián tiếp bằng nồi đun áp suất thường là lựa chọn tối ưu để đạt hiệu quả cao nhất trong quá trình sản xuất.
1.2.2 Thiết bị trao đổi nhiệt
1.2.2.1 Khái niệm về thiết bị trao đổi nhiệt
Thiết bị trao đổi nhiệt là thiết bị quan trọng trong công nghệ kỹ thuật, thực hiện quá trình trao đổi nhiệt giữa các chất mang nhiệt Thiết bị này được sử dụng rộng rãi trong nhiều ứng dụng khác nhau, góp phần nâng cao hiệu quả trong các hệ thống nhiệt.
1.2.2.2 Phân loại thiết bị trao đổi nhiệt
Theo nguyên lý làm việc:
Thiết bị trao đổi nhiệt tiếp xúc là một loại thiết bị trong đó chất gia công và môi chất tiếp xúc trực tiếp với nhau, thực hiện đồng thời quá trình trao đổi nhiệt và trao đổi chất, tạo ra một hỗn hợp hiệu quả.
Thiết bị trao đổi nhiệt hồi nhiệt là loại thiết bị có mặt trao đổi nhiệt quay, cho phép tiếp xúc với chất lỏng để nhận và tỏa nhiệt Quá trình trao đổi nhiệt diễn ra không ổn định, với sự dao động nhiệt trên mặt trao đổi nhiệt.
Thiết bị trao đổi nhiệt vách ngăn là một loại thiết bị trao đổi nhiệt với vách rắn, ngăn cách chất lỏng nóng và lạnh, cho phép hai chất lỏng này trao đổi nhiệt theo nguyên lý truyền nhiệt Thiết bị này đảm bảo độ kín tuyệt đối giữa hai chất, giúp chất gia công đạt tiêu chuẩn tinh khiết, vệ sinh và an toàn Chính vì vậy, thiết bị trao đổi nhiệt vách ngăn được ứng dụng rộng rãi trong nhiều công nghệ khác nhau.
Thiết bị trao đổi nhiệt kiểu ống nhiệt là một giải pháp hiệu quả để truyền tải nhiệt từ chất lỏng nóng sang chất lỏng lạnh thông qua quá trình sôi và ngưng tụ của môi chất trong ống Môi chất trong ống nhiệt hấp thụ nhiệt từ chất lỏng 1, sau đó chuyển đổi thành hơi bão hòa khô và truyền nhiệt đến chất lỏng 2 Quá trình này diễn ra tuần hoàn, cho phép môi chất sôi, ngưng và vận chuyển một lượng lớn nhiệt từ chất lỏng nóng sang chất lỏng lạnh, tối ưu hóa hiệu suất trao đổi nhiệt.
Theo sơ đồ chuyển động chất lỏng (thiết bị có vách ngăn)
- Thiết bị trao đổi nhiệt xuôi dòng
Hình 1.5 Thiết bị trao đổi nhiệt xuôi dòng
- Thiết bị trao đổi nhiệt ngược dòng
Hình 1.6 Thiết bị trao đổi nhiệt ngược dòng
- Thiết bị trao đổi nhiệt giao dòng (chéo nhau)
Hình 1.7 Thiết bị trao đổi nhiệt chéo nhau
Để tối ưu hóa việc sử dụng nhiệt từ sản phẩm đáy một cách an toàn và đảm bảo độ tinh khiết cho nguyên liệu đầu vào, dự án này áp dụng thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm ngược dòng.
1.2.3 Thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm
Thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm sở hữu diện tích trao đổi nhiệt lớn, có thể lên tới hàng trăm đến hàng nghìn mét vuông, cùng với hệ số trao đổi nhiệt cao Chính vì vậy, thiết bị này được ứng dụng phổ biến trong ngành công nghệ hóa chất và thực phẩm.
Chùm ống được lắp vào vỉ ống, bao bọc bên ngoài bằng vỏ hình trụ có nắp đậy ở hai đầu Thiết bị này có hai không gian riêng biệt: khoảng trống bên trong vỏ không bị ống chiếm chỗ và không gian rỗng trong các ống, cùng với hai không gian giữa vỉ ống và nắp Lưu chất trong mỗi không gian di chuyển và trao đổi nhiệt qua thành ống.
Thiết bị trao đổi nhiệt kiểu ống chùm hoạt động dựa trên nguyên lý trao đổi nhiệt gián tiếp giữa hai lưu chất bên trong và bên ngoài ống Để nâng cao hiệu quả trao đổi nhiệt, chiều chuyển động của các lưu chất được thiết kế theo phương vuông góc hoặc chéo dòng Hệ thống này bao gồm hai khoang riêng biệt để phân phối lưu chất, với lưu chất bên ngoài ống được chứa trong vỏ trụ và lưu chất bên trong được chứa trong khoang đầu và lòng ống Toàn bộ bó ống được lắp đặt bên trong vỏ trụ, đảm bảo hiệu suất tối ưu trong quá trình trao đổi nhiệt.
Hình 1.8 Sơ đồ nguyên lý hoạt động của thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm
Hình 1.9 Sơ đồ minh họa nguyên lý hoạt động thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm
1.2.3.2 Cấu tạo chung của thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm
Hình 1.10 Cấu tạo chung của thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm Ống trao đổi nhiệt:
Ống trao đổi nhiệt là thành phần chính của thiết bị trao đổi nhiệt kiểu ống chùm, đóng vai trò quan trọng trong việc truyền nhiệt giữa hai lưu thể bên trong và bên ngoài ống Chúng thường được gắn vào mặt sang bằng phương pháp nong hoặc hàn và thường được chế tạo từ đồng hoặc thép hợp kim Trong một số trường hợp, ống trao đổi nhiệt cũng có thể được sản xuất từ hợp kim Niken, Titanium hoặc hợp kim nhôm.
Khi lưu chất có hệ số truyền nhiệt thấp, nên chọn thiết bị với ống trao đổi nhiệt trơn hoặc ống có bề mặt tăng cường bằng cánh Các ống này cung cấp diện tích trao đổi nhiệt lớn hơn từ 2 đến 4 lần so với ống trơn, giúp bù đắp cho hệ số truyền nhiệt ở bên ngoài ống.
Các ống được cố định chắc chắn vào lỗ trên mặt sàng ống thông qua việc làm biến dạng ống hoặc hàn, tùy thuộc vào vật liệu và điều kiện hoạt động của thiết bị Mặt sàng ống thường là tấm kim loại phẳng hình tròn, được thiết kế với các lỗ khoan và rãnh để đảm bảo việc cố định ống, lắp mặt đệm và bulong mặt bích một cách hiệu quả.
QUY TRÌNH CHƯNG CẤT
Đối với hệ đồng nhất Ethanol – Nước, Ethanol có khả năng tan vô hạn trong nước và không có điểm đẳng phí Do đó, chưng cất là phương pháp hiệu quả nhất để thu được Ethanol với độ tinh khiết cao.
Việc cô đặc không khả thi vì tất cả các cấu tử đều có khả năng bay hơi Hơn nữa, quá trình trích ly và hấp thụ cũng không thể thực hiện do có thể làm phức tạp hóa quy trình và không đảm bảo tách biệt hoàn toàn các chất.
Hình 2.1 Sơ đồ quy trình chưng cất
Hỗn hợp nước – ethanol với nồng độ 20% ethanol (theo mol) và nhiệt độ khoảng 30°C được chứa trong thùng chứa và bơm lên bồn cao vị Mức chất lỏng trong bồn cao vị được kiểm soát bởi ống chảy tràn Hỗn hợp tự chảy xuống thiết bị trao đổi nhiệt, nơi quá trình được theo dõi bởi đồng hồ lưu lượng Sau đó, hỗn hợp được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi trong thiết bị gia nhiệt Khi đạt nhiệt độ, hỗn hợp được đưa vào tháp chưng cất tại mâm nhập liệu.
Trong quá trình chưng cất, chất lỏng sôi được trộn với phần lỏng từ đoạn cất của tháp, tạo ra sự tương tác giữa hơi bão hòa đi từ dưới lên và chất lỏng chảy từ trên xuống Quá trình bốc hơi và ngưng tụ diễn ra nhiều lần trên mỗi mâm, nơi mà cấu tử dễ bay hơi chuyển từ pha lỏng sang pha hơi, trong khi một phần nhỏ hơn chuyển từ pha hơi về pha lỏng Khi hơi di chuyển lên cao trong tháp, nhiệt độ giảm khiến cấu tử có nhiệt độ sôi cao như nước ngưng tụ lại Kết quả là ở đỉnh tháp, ta thu được hỗn hợp với nồng độ ethanol chiếm ưu thế, đạt khoảng 85% phân mol.
Thiết bị ngưng tụ (9) hoạt động bằng cách sử dụng nước làm chất làm lạnh, với nhiệt độ đầu vào là 30°C và đầu ra là 40°C Một phần chất lỏng được ngưng tụ sẽ đi qua thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh (15) trước khi được chuyển vào bồn chứa sản phẩm đỉnh (16) Phần còn lại của chất lỏng ngưng tụ sẽ được hoàn lưu về tháp ở đĩa trên cùng, đảm bảo tỉ số hoàn lưu tối ưu.
Chất lỏng di chuyển từ trên xuống dưới, gặp hơi có nhiệt độ cao hơn, dẫn đến việc ethanol có nhiệt độ sôi thấp bị bốc hơi, làm tăng nồng độ các cấu tử khó bay hơi trong chất lỏng Kết quả là, ở đáy tháp, hầu hết chất lỏng thu được là nước với nồng độ ethanol chỉ đạt 0,52% phân mol Một phần dung dịch lỏng từ đáy tháp được đưa vào nồi đun để tiếp tục quá trình bốc hơi cung cấp cho tháp, trong khi phần còn lại được trao đổi nhiệt với dòng nhập liệu trong thiết bị.
Hệ thống làm việc liên tục cho ra sản phẩm đỉnh là Ethanol.
CÂN BẰNG VẬT CHẤT
Số liệu đầu vào
Năng suất nguyên liệu: 5.000 kg/h
Nhập liệu có nồng độ là 20% mol Ethanol
Nồng độ sản phẩm đỉnh là 85% mol Ethanol
Tỷ lệ thu hồi Ethanol là 98%
Các số liệu khác tự chọn.
Các kí hiệu sử dụng
Ký hiệu Thứ nguyên Ý nghĩa
M1 kg/kmol khối lượng mol của Ethanol
M2 kg/kmol khối lượng mol của nước
F kmol/h lượng nhập liệu ban đầu
D kmol/h lượng sản phẩm đỉnh
W kmol/h lượng sản phẩm đáy
F´ kg/h lượng nhập liệu ban đầu
D´ kg/h lượng sản phẩm đỉnh
Trong quá trình xử lý, lượng sản phẩm đáy được xác định bằng W' kg/h, trong khi nồng độ phần mol Ethanol trong dòng nhập liệu là xD Nồng độ phần mol Ethanol trong sản phẩm đỉnh được ký hiệu là xW, và nồng độ phần mol Ethanol trong sản phẩm đáy là x'F Bên cạnh đó, nồng độ phần khối lượng Ethanol trong dòng nhập liệu là x'D, trong khi nồng độ phần khối lượng Ethanol trong sản phẩm đỉnh được ký hiệu là x'W, và nồng độ phần khối lượng Ethanol trong sản phẩm đáy là x'F.
Tính cân bằng vật chất
Tính khối lượng trung bình với M1 = 46 g/mol và M2 = 18 g/mol.
MtbF = xF M1 + (1 – xF) M2 = 0,2 × 46 + (1 - 0,2) × 18 = 23,6 kg/kmol
MtbD = xD M1 + (1 – xD).M2 = 0,85 × 46 + (1- 0,85) × 18 = 41,8 kg/kmol
Lượng sản phẩm đỉnh với tỉ lệ thu hồi 98%
F × x F = 0,98 => D× F ×0,2 0,85 = 0,98 với F̅ = 5000 kg/h => F = M F̅ tb = 5000 23,6 = 211,864 kmol/h => D = 48,853 kmol/h
Phương trình cân bằng vật chất:
Phân tử lượng trung bình của sản phẩm đáy
MtbW = xW M1 + (1 – xW) M2 = 0,0052 × 46 + (1 – 0,0052) × 18 = 18,146 kg/kmol Chuyển đổi từ phần mol sang phần khối lượng x´ F = x F × M 1 x F × M 1 +(1– x F )× M 2 = 0,2 × 46
Lượng sản phẩm đáy: W̅ = F̅ - D̅ = 5000 – 2042,06 = 2957,94 (kg/h)
Lập bảng tóm tắt các số liệu tính toán cân bằng vật chất phục vụ cho các chương sau:
Bảng 3.1 Cân bằng vật chất cho tháp chưng cất Thông số
Năng suất nguyên liệu (kg/h)
Phân tử lượng trung bình Mtb
Xác định tỉ số hồi lưu thích hợp
Tỉ số hồi lưu tối thiểu là chế độ làm việc mà tại đó ứng với số mâm lý thuyết là vô cực.
Chi phí cố định trong quá trình sản xuất là vô cực, trong khi chi phí điều hành như nhiên liệu, nước và bơm là tối thiểu Khi tỷ số hồi lưu R tăng, số mâm giảm nhưng đường kính tháp, thiết bị ngưng tụ, nồi đun và công suất bơm lại tăng lên Chi phí cố định sẽ giảm dần đến mức tối thiểu và sau đó tăng lên vô cực khi hồi lưu toàn phần, đồng thời lượng nhiệt và nước sử dụng cũng tăng theo tỷ số hồi lưu Tổng chi phí bao gồm chi phí cố định và chi phí điều hành, và tỷ số hồi lưu tối ưu tương ứng với tổng chi phí sẽ đạt mức cực tiểu.
Trong hệ thống Ethanol – Nước, đồ thị có hình dạng lõm, do đó để xác định Rmin, chúng ta cần vẽ một đường tiếp tuyến qua điểm (xD; yD) = (0,85; 0,85) trên đường cong.
Hình 3.1 Xác định R tối thiểu theo phương pháp vẽ tiếp tuyến
Từ đồ thị, ta xác định được đường thẳng cắt trục tung tại điểm có tung độ y F ¿ = 0,29 Theo phương trình đường làm việc đoạn cất, khi xo = 0 thì: y ¿ F = x D
3.4.2 Xác định chỉ số hoàn lưu thích hợp
Chỉ số hoàn lưu thích hợp được xác định theo công thức [3]:
Phương trình làm việc và số mâm thực tế
3.5.1 Phương trình làm việc phần cất y= R
3.5.2 Phương trình làm việc phần chưng
Suất lượng mol tương đối của dòng nhập liệu: f = x x D − x W
0,2×0,98= 4,3 Phương trình nhập liệu phần chưng: y=R+f
3.5.3 Số mâm lý thuyết Đồ thị xác định số mâm lý thuyết:
Hình 3.2 Đồ thị thể hiện số mâm lý thuyết xD xF xW
Từ đồ thị, mâm lý thuyết bao gồm: 16 mâm cất và 3 mâm chưng.
3.5.4 Tính toán số mâm thực tế
3.5.4.1 Xét tại vị trí mâm nhập liệu xF = 0,2 ; y * F
= 0,535 ; tF 84 o C Độ bay hơi tương đối: α F = y ¿ F
Để tính độ nhớt hỗn hợp của ethanol và nước ở nhiệt độ 84 độ C, ta sử dụng công thức I.12/84 từ tài liệu Theo bảng độ nhớt thay đổi theo nhiệt độ, độ nhớt của ethanol là 0,413 cP và của nước là 0,342 cP Với tỷ lệ ethanol trong hỗn hợp là 0,2, ta tính được độ nhớt hỗn hợp bằng công thức: lg(μ hh) = 0,2 × lg(0,413) + 0,8 × lg(0,342).
Tra đồ thị hình IX.11 trang 171, [2] thu được ηF = 45%
3.5.4.2 Xét tại vị trí mâm đỉnh: x F x D x F
N h iệ t đ ộ ( o C ) Độ bay hơi tương đối: α D = y ¿ D
Theo bảng độ nhớt thay đổi theo nhiệt độ (trang 91-92, [1]), tại nhiệt độ 79 o C, độ nhớt của ethanol là 0,443 cP và của nước là 0,363 cP Sử dụng công thức I.12/84 từ tài liệu [1], độ nhớt hỗn hợp được tính bằng: lg(μ hh) = xD.lg(μ Ethanol) + (1 - xD).lg(μ Nước).
Tra đồ thị hình IX.11 trang 171, [2] thu được ηD = 62%
3.5.4.3 Xét tại vị trí mâm đáy: xW = 0,0052 ; y * W = 0,06 ; tW = 99 o C Độ bay hơi tương đối: α W = y W ¿
Độ nhớt của hỗn hợp ethanol và nước tại 99 oC được xác định bằng công thức lg(μ hh) = xW.lg(μ Ethanol) + (1 - xW).lg(μ Nước), trong đó μ Ethanol = 0,331 cP và μ Nước = 0,288 cP.
Tra đồ thị hình IX.11 trang 171 [2] thu được ηF = 35%
Hiệu suất trung bình: η tb = η F +η D +η W
Số mâm chưng và cất thực tế:
Ncất thực tế = N lý thuyết η tb = 47,3 % 16 = 33,83 chọn 34 mâm
Nchưng thực tế = N lý thuyết η tb = 47,3 % 3 = 6,343 chọn 7 mâmVậy, thực tế có 34 mâm cất và 7 mâm chưng, nhập liệu tại mâm số 35.
CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG
Cân bằng nhiệt lượng cho toàn tháp chưng cất
QĐ = QD + QW - QF + QC + QL = D̅ × HDS + W̅ × HWS – F̅ × HFS + QC + QL
= D̅ × HDS + W̅ × HWS – F̅ × HFS + D × (R+1) × rD + QL (4.1) Giả sử QL = 0,05QĐ :
0,95QĐ = D̅× (HDS – HFS) + W̅ × (HWS – HFS) + D̅× (R + 1) × rD (4.2)
Trong đó: QĐ : Nhiệt đun nóng tháp chưng cất
QD : Nhiệt lượng sản phẩm đỉnh mang ra
QW : Nhiệt lượng sản phẩm đáy mang ra
QF : Nhiệt lượng hỗn hợp nhập liệu mang vào
QC : Nhiệt lượng ngưng tụ sản phẩm đỉnh
QL : Nhiệt lượng tổn thất
HFS = cF × tFS = [ x ´ F × cA + (1 – x ´ F ) × cB] × tFS (4.3)
HDS = cD × tDS = [( x ´ D × cA + (1 – x ´ D ) × cB] × tDS (4.4)
HWS = cW × tWS = [( x ´ W × cA + (1 – x ´ W ) × cB] × tWS (4.5)
Bảng 4.1 Nhiệt dung riêng của cấu tử theo nhiệt độ
Nhiệt độ cEthanol (J/kg.độ)
(Tra bảng I.154 trang 172,[1]) cNước (J/kg.độ) (Tra bảng I.249, trang 310, [1])
Bảng 4.2 Nhiệt hóa hơi của cấu tử theo nhiệt độ
Nhiệt độ r Ethanol (kJ/kg) r Nước (kJ/kg)
Nhiệt hóa hơi của nước ở 2 at là rn = 2208 kJ/kg
Nhiệt độ sôi th = 119,6 o C rD = x ´ D × rA + ( 1- x ´ D ¿× rB = 0,935 × 202,4 + ( 1 - 0,935) × 2344,05 = 341,61 kJ/kg Nhiệt lượng cần cung cấp cho tháp là: QĐ D x´ ( H DS −H FS )+ ´ W x ( H WS −H FS )+ ´ D x ( R +1) x r D
Nếu dùng hơi nước bão hòa ở 2 at để cấp nhiệt thì:
Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị ngưng tụ
Ngưng tụ hồi lưu hoàn toàn
D ×´ rD × (R+1) = Gn × Cn × (tR - tV)
Dòng nóng: Ẩn nhiệt ngưng tụ sản phẩm đỉnh: rD = 341,61 (kJ/kg)
Nhiệt độ nước vào tV = 30 o C, nhiệt độ nước ra là tR= 40 o C => ttb =30+40 2 = 35 o C
Tra bảng I.249, trang 310, [1] ta được nhiệt dung riêng của nước ở 35 o C là Cn = 4,178 kJ/kg.độ
Tra bảng I.2, trang 9, [1] ta được khối lượng riêng của nước ở 35 o C là ρ n = 993,5 kg/m 3 Lượng nước cần dùng để ngưng tụ sản phẩm đỉnh là:
2042,06×341,61×(3,2+1) 4,178×(40−30) = 70126,14 kg/h = 19,5 kg/s Nhiệt lượng tỏa ra khi dòng hơi sản phẩm đỉnh ngưng tụ:
Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh 27 4.4 Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị trao đổi nhiệt sản phẩm đáy
Phương trình cân bằng năng lượng:
D ×´ CD × (tDv - tDr) = Gn × Cn × (tR - tV) Nhiệt độ nước vào 30 o C, nhiệt độ nước ra là 50 o C
Nhiệt độ sản phẩm đỉnh vào 79 o C ; nhiệt độ sản phẩm đỉnh ra là 40 o C => ttb= 59,5 o C
Bảng 4.3 Nhiệt dung riêng của cấu tử theo nhiệt độ
Nhiệt độ cEthanol (kJ/kg.độ) (Bảng I.154, trang 172, [1]) cNước (kJ/kg.độ) (Bảng I.249, trang 310 , [1])
Nhiệt dung riêng của sản phẩm đỉnh ở 59,5 o C: cD = x ´ D × CA+ (1 - x ´ D ¿× CB = 0,935 × 2,964 + (1 - 0,935) × 4,183 = 3,043 kJ/kg.độ Lượng nước tiêu tốn:
4.4 Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị trao đổi nhiệt sản phẩm đáy
Phương trình cân bằng năng lượng:
W ×´ cW × (tWv - tWr) = F ´ × cF × (tFr –tFv) Nhiệt độ dòng nhập liệu vào tFv= 30 o C, nhiệt độ dòng nhập liệu ra là tFr
Nhiệt độ sản phẩm đáy vào 99 o C; nhiệt độ sản phẩm đáy ra 50 o C => ttb = 74,5 o C
Bảng 4.4 Nhiệt dung riêng của cấu tử theo nhiệt độ
Nhiệt độ cEthanol (kJ/kg.độ) (Bảng I.154, trang 172, [1]) cNước (kJ/kg.độ) (Bảng I.249, trang 310, [1])
Nhiệt dung riêng của sản phẩm đáy tại 74,5 °C được tính bằng công thức cW = x ´ W × cA + (1 - x ´ W ) × cB, cho kết quả là 4,177 kJ/kg.độ Đối với dòng nhập liệu ở 30 °C, nhiệt dung riêng cF0 được tính là 3,561 kJ/kg.độ Cuối cùng, nhiệt dung riêng trung bình của dòng nhập liệu trong khoảng nhiệt độ tFv và tFr là cFtb = (4,177 + 3,561) / 2, đạt giá trị 3,869 kJ/kg.độ.
Nhiệt độ dòng nhập liệu sau khi qua thiết bị trao đổi nhiệt sản phẩm đáy: tFr = W × C ´ ´ F × (t F V −t W r )
Cân bằng nhiệt cho thiết bị đun sôi dòng nhập liệu
Nhiệt độ dòng nhập liệu vào 61,27 o C, nhiệt độ dòng nhập liệu ra 84 o C => Ttb = 72,64 o C
Bảng 4.5 Nhiệt dung riêng của cấu tử theo nhiệt độ
Nhiệt độ cEthanol (kJ/kg.độ) (Bảng I.154, trang 172, [1]) cNước (kJ/kg.độ) (Bảng I.249, trang 310, [1])
Nhiệt dung riêng của dòng nhập liệu: cF = x̅ F ×cA + (1 - x̅ F ) × cB = 0,39 × 3,128 + (1 – 0,39) × 4,189 = 3,775 kJ/kg.độ
Xem nhiệt tổn thất bằng 5% Cân bằng nhiệt ở thiết bị gia nhiệt dòng nhập liệu sôi:
Phương trình cân bằng năng lượng:
Với : độ ẩm hơi đốt = 5%
Theo giả thiết: Qtt = 0,05Gn rn (1-) 0,95 Gn rn (1-) = Qnl
Lượng hơi đốt cần dùng: Gn =0,95× r Q nl
0,95×2208×10 3 ×(1−0,05) = 0,142 kg/s Lượng hơi đốt được sử dụng: 0,407 + 0,142 = 0,549 kg/s
Tổng lưu lượng nước làm lạnh: 19,5 + 1,6 = 21,1 kg/s = 75,96 m 3 /h
Bảng 4.6 Tổng kết sau khi tính cân bằng nhiệt
Lượng hơi đốt sử dụng (kg/s) 0,549
Lượng nước cần để làm lạnh (m 3 /h) 75,96
TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT GIỮA DÒNG SẢN PHẨM ĐÁY VÀ NHẬP LIỆU
Tính toán
Nhập liệu đầu vào: 𝑡Fv = 30℃ (nhiệt độ sôi dòng nhập liệu là 84 o C) Sản phẩm đáy: 𝑡Wv = 99℃; 𝑡Wr = 50℃
Chúng tôi đã chọn thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm để tối ưu hóa quá trình trao đổi nhiệt giữa dòng nhập liệu và sản phẩm đáy Dòng lưu chất có nhiệt độ cao (sản phẩm đáy) sẽ chảy trong ống, trong khi dòng lưu chất có nhiệt độ thấp (nhập liệu) sẽ chảy bên ngoài ống và ngược chiều với dòng sản phẩm đáy Thiết kế này giúp tận dụng tối đa nhiệt từ dòng sản phẩm đáy, nâng cao hiệu quả trao đổi nhiệt.
Bảo toàn năng lượng: Q = F̅ × CpF × (tFr − tFv) = W̅ × CpW × (tWr − tWv)
Hình 5.1: Dòng nhiệt ra vào của thiết bị trao đổi nhiệt
Chọn ống truyền nhiệt ∅25 × 2,5 mm, L = 4m.
Hệ thống trao đổi nhiệt bao gồm 127 ống được sắp xếp theo kiểu lục giác đều, với các hàng ống đặt so le nhau Đường kính trong của thiết bị được tính bằng công thức: 𝐷tr = s (m − 1) + 4 𝑑ng.
Trong đó: m: Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh: m =√ 1 + 4 3 (n−1) = √ 1+ 4 3 ×(127−1) = 13 ống b: tổng số vòng lục giác đồng tâm: b = m−1 2 =13−1 2
=6 a: số ống trên 1 cạnh của hình 6 cạnh ngoài cùng a = m+1 2 =13 2 +1 = 7 ống dng: đường kính ngoài của ống truyền nhiệt s: bước ống, thường chọn s = (1,2 ÷1,5) d Chọn: s = 1,4 dng = 1,4 × 0,025 = 0,035m
Xét dòng lưu chất chảy trong ống ttbW = t Wv + t Wr
Bảng 5.1 Thông số vật lí của hỗn hợp sản phẩm đáy ở 74,5 o C
Thông số Nước Ethanol Hỗn hợp
Nhiệt dung riêng: 𝐶𝑝 ( kg k kJ
Chuẩn số Prandlt của sản phẩm đáy tại 74,5 o C là:
Tính toán hệ số tỏa nhiệt dòng sản phẩm đáy
Chọn độ dòng chảy trong ống ở thiết bị truyền nhiệt là chảy rối Re ≥
Chọn Re = 12000, nên hệ số cấp nhiệt của sản phẩm đáy được xác định theo phương trình:
Trong đó: 𝜀l : hệ số điều chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài L và đường kính ống
Thay số vào ta được: Nu = 0,021× 12000 0,8 × 2,41 0,43 × [ 2,41 Pr Ts ] 0,25 × 1
Lại có: 𝑁𝑢 = α w λ d tr w ⇒ 𝛼𝑤 = Nu λ d w tr = 70,04 Pr × 0,664
Xét dòng nhập liệu chảy ngoài ống: ttbF = t Fv + t Fr
Bảng 5.2 Thông số vật lí của dòng nhập liệu ở 45,64 o C
Thông số Nước Ethanol Hỗn hợp
Nhiệt dung riêng: 𝐶𝑝 ( kJ kg k )
Tính toán hệ số tỏa nhiệt dòng nhập liệu
Chọn nhiệt độ chênh lệch giữa lưu chất và thành ống trong 𝛥t1 = 8 o 𝐶, ta được:
Do nồng độ Ethanol ở sản phẩm đáy quá nhỏ => lấy thông số của nước
Hệ số tỏa nhiệt của sản phẩm đáy lên thành ống trong: α w = 2325,27 Pr
Hiệu số nhiệt độ ở hai phía của thành ống:
Trong bài viết này, chúng ta sẽ xem xét các thông số kỹ thuật liên quan đến ống truyền nhiệt, bao gồm nhiệt trở cặn bẩn với r1 = 0,464 × 10^-3 (m² W độ) và r2 = 0,387 × 10^-3 (m² W độ) (tham khảo bảng V1, trang 4, sách [2]) Bề dày ống truyền nhiệt được ký hiệu là δ (m), và λ là hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống (m.K/W) Chúng ta chọn vật liệu INOX 304 cho ống truyền nhiệt.
𝜆 = 50 ( m K W ), δ= 2,5 mm = 2,5 × 10 -3 mNhiệt độ thành ống ngoài: 𝑡ố𝑛𝑔 2 = tống 1 - ∆ t = 66,5 - 13,1 53,4 o C
Bảng 5.3 Thông số vật lí của dòng nhập liệu ở 53,4 o C
Thông số Nước Ethanol Hỗn hợp
Nhiệt dung riêng: 𝐶𝑝 ( kJ kg k )
Chuẩn số Prandlt tại 53,4 o C: 𝑃𝑟Ts = C p × μ λ =3,67 × 10 3 ×5,72 × 10 −4
Mô hình lưu chất chuyển động ngang bên ngoài của chùm ống được trình bày qua hai cách bố trí: a) chùm ống song song và b) chùm ống so le Ngoài ra, vận tốc lưu chất chảy tạo với đường ống một góc , ảnh hưởng đến hiệu suất và động lực học của hệ thống.
Chọn số ống là 127 ống có đường kính ngoài 25mm, xếp theo lục giác đều, chùm ống bố trí so le: s1 = 20 mm; s2 = 35mm
Với s1, s2 lần lượt là khoảng cách giữa 2 hàng ống ngang và khoảng cách giữa 2 hàng ống dọc.
Nếu chùm ống bố trí so le: s 1 < 2 thì ε = ( s 1 ) 0,15 = ( 20 ) 0,15 = 0,92
s là hệ số hiệu chỉnh của bước ống theo chiều sâu
Khi Re > 10 3 thì Nu = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Với: Hàng ống thứ nhất thì: i = 0,6
Hàng ống thứ hai thì: i = 0,7 Hàng ống thứ ba trở đi thì: i = 1,0 Hàng ống thứ nhất:
Nu1 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Nu2 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Hàng ống thứ 3 trở đi:
Nu3 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Diện tích mỗi ống: 𝑓 = 𝜋 𝑑𝑛𝑔 𝐿 = 𝜋 × 0,025 × 4 = 0,314 m 2 Với: F1 = F13= 7f = 7 × 0,314 = 2,198 m 2
Tổng diện tích thành ống: F = 2 F1 + 2 F2 + 2 F3 + 2 F4 + 2 F5 + 2 F6
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ nhất: 𝛼1 = Nu D 1 λ F td = 115,67 0,052 × 0,46 = 1023,24
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ hai: 𝛼2 = Nu D 2 λ F td = 134,95× 0,052 0,46 = 1193,79
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ ba trở đi: 𝛼3 = Nu D 3 λ F td 192,78×0,46
Hệ số tỏa nhiệt trung bình của thành ống:
Nhiệt độ chênh lệch giữa lưu chất và thành ống ngoài:
Mật độ dòng nhiệt: 𝑞2 = 𝛼F 𝛥𝑡2 = 1635,54 × 7,76 = 12691,77( m W 2 ) qtb = q 1 + q 2
2 = 14511,84+ 2 12691,77 = 13601,81 ( m W 2 ) Đánh giá sai số giữa q1 và qtb ở lần tính thứ nhất: q 1 −q tb q 1 100 % = 14511,84−13601,81
Chọn nhiệt độ chênh lệch giữa lưu chất và thành ống trong 𝛥t1 = 7,5 o𝐶, ta được:
Do nồng độ Ethanol ở sản phẩm đáy quá nhỏ => lấy thông số của nước
Chuẩn số Prandlt tại 67 o C là: PrTs = 2,68
Hệ số tỏa nhiệt của sản phẩm đáy lên thành ống trong: α w = 2325,27 Pr
Hiệu số nhiệt độ ở hai phía của thành ống:
Nhiệt trở cặn bẩn được xác định bằng các giá trị r1 và r2, với r1 = 0,464.10^-3 (m² W.độ) và r2 = 0,387.10^-3 (m² W.độ) Bề dày ống truyền nhiệt được ký hiệu là δ (m), trong khi λ là hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống (m.K/W) Vật liệu được chọn cho ống truyền nhiệt là INOX 304.
Nhiệt độ thành ống ngoài: 𝑡ố𝑛𝑔 2 = tống 1 - ∆ t = 67 - 12,28 54,72 o C
Bảng 5.4 Thông số vật lí của dòng nhập liệu ở 54,72 o C
Thông số Nước Ethanol Hỗn hợp
Nhiệt dung riêng: 𝐶𝑝 ( 4,178 2,899 3,68 kJ kg k )
Chuẩn số Prandlt tại 54,72 o C: 𝑃𝑟Ts = C p × μ λ =3,68 × 10 3 × 5,616 ×10 −4
Chọn số ống là 127 ống có đường kính ngoài 25mm, xếp theo lục giác đều, chùm ống bố trí so le: s1 = 20 mm; s2 = 35mm
Với s1, s2 lần lượt là khoảng cách giữa 2 hàng ống ngang và khoảng cách giữa 2 hàng ống dọc.
Nếu chùm ống bố trí so le: s s 1
s là hệ số hiệu chỉnh của bước ống theo chiều sâu
Khi Re > 10 3 thì Nu = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Với: Hàng ống thứ nhất thì: i = 0,6
Hàng ống thứ hai thì: i = 0,7 Hàng ống thứ ba trở đi thì: i = 1,0 Hàng ống thứ nhất:
Nu1 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Nu2 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Hàng ống thứ 3 trở đi:
Nu3 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Tổng diện tích thành ống: F = 2 F1 + 2 F2 + 2 F3 + 2 F4 + 2 F5 + 2 F6
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ nhất: 𝛼1 = Nu D 1 λ F td = 116,096 0,052 × 0,46 = 1027
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ hai: 𝛼2 = Nu D 2 λ F td = 135,44 0,052 ×0,46 = 1198,12
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ ba trở đi: 𝛼3 = Nu D 3 λ F td 193,4×0,46
Hệ số tỏa nhiệt trung bình của thành ống:
Nhiệt độ chênh lệch giữa lưu chất và thành ống ngoài:
Mật độ dòng nhiệt: 𝑞2 = 𝛼F 𝛥𝑡2 = 1641,58 × 9,08 = 14905,55( m W 2 ) qtb = q 1 + q 2
2 = 13630,16+ 2 14905,55 = 14267,85 ( m W 2 ) Đánh giá sai số giữa q1 và qtb ở lần tính thứ hai: q 1 −q tb q 1 100 % = 13630,16−14267,8
Sai số được xác định nằm trong giới hạn tính toán chính xác Tuy nhiên, quá trình tính toán để tìm tổng 1 đã làm cho q1 và q2 trở nên gần như trùng khớp với nhau.
Tiến hành vẽ các đường thẳng nối q1 và q2 vừa tìm được Giao điểm của 2 đường thẳng này cho ta tống 1 = 66,79℃, cho kết quả tính toán chính xác hơn.
Hình 5.3 Đồ thị biểu diễn q1 và q2
Do nồng độ Ethanol ở sản phẩm đáy quá nhỏ => lấy thông số của nước
Chuẩn số Prandlt tại 66,79 o C là: PrTs = 2,697
Hệ số tỏa nhiệt của sản phẩm đáy lên thành ống trong: α w = 2325,27 Pr
Nhiệt trở cặn bẩn được xác định với các giá trị r1 = 0,464.10^-3 (m² W.độ) và r2 = 0,387.10^-3 (m² W.độ) theo bảng V1, trang 4, [2] Độ dày ống truyền nhiệt δ (m) và hệ số dẫn nhiệt λ của vật liệu làm ống (m.K/W) cũng cần được xem xét Trong trường hợp này, vật liệu INOX 304 được chọn làm ống truyền nhiệt.
Nhiệt độ thành ống ngoài: 𝑡ố𝑛𝑔 2 = tống 1- ∆ t = 66,79 - 12,604 54,186 o C
Bảng 5.5 Thông số vật lí của dòng nhập liệu ở 54,186 o C
Thông số Nước Ethanol Hỗn hợp
Nhiệt dung riêng: 𝐶𝑝 ( 4,178 2,894 3,677 kJ kg k )
Chuẩn số Prandlt tại 54,186 o C: 𝑃𝑟Ts = C p × μ λ =3,677 × 10 3 ×5,69 ×10 −4
Chọn số ống là 127 ống có đường kính ngoài 25mm, xếp theo lục giác đều, chùm ống bố trí so le: s1 = 20 mm; s2 = 35mm
Với s1, s2 lần lượt là khoảng cách giữa 2 hàng ống ngang và khoảng cách giữa 2 hàng ống dọc.
Nếu chùm ống bố trí so le: s s 1
s là hệ số hiệu chỉnh của bước ống theo chiều sâu
Khi Re > 10 3 thì Nu = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Với: Hàng ống thứ nhất thì: i = 0,6
Hàng ống thứ hai thì: i = 0,7 Hàng ống thứ ba trở đi thì: i = 1,0 Hàng ống thứ nhất:
Nu1 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Nu2 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Hàng ống thứ 3 trở đi:
Nu3 = 0,4.Re 0,6 Pr 0,36 [ Pr Pr Ts ] 0,25 𝜀 𝑖 𝜀 𝜑 𝜀 𝑠
Tổng diện tích thành ống: F = 2 F1 + 2 F2 + 2 F3 + 2 F4 + 2 F5 + 2 F6
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ nhất: 𝛼1 = Nu D 1 λ F td = 115,684 0,052 × 0,46 1023,358( m W 2 độ )
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ hai: 𝛼2 = Nu D 2 λ F td = 134,96× 0,052 0,46 = 1193,87
Hệ số tỏa nhiệt cho dãy thứ ba trở đi: 𝛼3 = Nu D 3 λ F td 192,806×0,46
Hệ số tỏa nhiệt trung bình của thành ống:
Nhiệt độ chênh lệch giữa lưu chất và thành ống ngoài:
Mật độ dòng nhiệt: 𝑞2 = 𝛼F 𝛥𝑡2 = 1635,75 × 8,546 = 13979,12( m W 2 ) qtb = q 1 + q 2
2 = 13988,81+ 2 13979,12 = 13983,96 ( m W 2 ) Đánh giá sai số giữa q1 và qtb ở lần tính thứ ba: q 1 −q tb q 1 100 % = 13988,81−13983,96
Khi tính toán, ta có 13988,81 × 100% = 0,035%, và kết quả này nhỏ hơn 5% Điều này cho thấy sai số tìm được nằm trong giới hạn cho phép, chứng tỏ bài toán đang xét là truyền nhiệt ổn định với q1 = q2 Hệ số truyền nhiệt của thiết bị sẽ được xác định dựa trên các kết quả này.
Với: α ( W m 2 độ) : hệ số toả nhiệt của lưu chất
Bề mặt truyền nhiệt: F = K ∆t Q tb = 484,61 605062,013 ×39,5 =¿ 31,61 (m 2 )
Số ống truyền nhiệt: n = π d F tb L 31,61 π ×0,02+0,025
2 ×4 = 112 (ống) Vậy với số ống ban đầu chọn là 127 ống truyền nhiệt là phù hợp
Tính lại hệ số Reynolds
Vận tốc chảy thực tế của dòng lưu chất trong ống:
Trong đó: v: lưu lượng (m 3 /s) f: tiết diện dòng chảy (m 2 ) n: số ống
Gw: lượng sản phẩm đáy cho quá trình trao đổi nhiệt (kg/s) ρ: khối lượng riêng của sản phẩm đáy tại ttb t,5 o C dtr: đường kính trong của ống truyền nhiệt (m)
Vận tốc chảy giả thiết : ω ¿ = d ℜ μ tr ρ = 12000× 3,825 × 10 −4
Vì ω ¿ −ω t ω ¿ 100% = 0,24 0,24 −0,021 ×100% = 91,25% > 5% nên ta phải chia ngăn
Số ngăn cần thiết: n1 = ω ω ¿ t = 0,021 0,24 ,43ngăn Chọn số ngăn là 12 ngăn
Số ống trên một lối: n ' = n n
Chuẩn số Reynolds: Re = 4.G w π d tr n ' μ 4×2957,94 3600 π ×0,02×127
Như vậy chế độ vận chuyển của dòng lưu chất trong ống vẫn ở chế độ chảy rối
Vận tốc chảy thực tế của dòng lưu chất ngoài ống là: ω t = ϑ s = G F ρ S 5000 3600
Với: ρ : khối lượng riêng của nhập liệu tại ttb = 45,64 o C
Vận tốc chảy giả thiết: ω ¿= D ℜ μ tđ ρ = 12000× 6,56 × 10 −4
Ta thấy 𝜔𝑔𝑡 < 𝜔𝑡 nên cần phải chia ngăn.
Số ngăn cần thiết: n1 = ω ω ¿ t = 0,724 0,167 = 4,33ngăn Chọn số ngăn là 5 ngăn
Tính lại chuẩn số Reynolds: 𝑅𝑒 = π n D 4 G F μ = 4 ×
3600 Như vậy chế độ vận chuyển của dòng lưu chất bên ngoài ống vẫn ở chế độ chảy rối.
TÍNH TOÁN CƠ KHÍ CHO THIẾT BỊ CHÍNH
Tính toán bề dày thân thiết bị
Tháp chưng cất được thiết kế với thân hình trụ bằng phương pháp hàn giáp mối do hoạt động ở áp suất thường Các mối ghép bích được sử dụng để ghép nối thân tháp Để đảm bảo chất lượng sản phẩm và khả năng chống ăn mòn của ethanol, vật liệu chế tạo thân thiết bị được chọn là INOX.
Ta có đường kính trong của thân thiết bị: Dtr = 0,52 m
Tra bảng 5.1 trang 94, [4] ta có: Smin = 3 mm
Chiều cao thân thiết bị bằng chiều dài ống trao đổi nhiệt (Htb = l ống
= 4 m) Ứng suất cho phép inox SUS 304, [4] : [ σ ¿* giới hạn chảy k 5
Chọn hệ số an toàn k = 2, hệ số hiệu chỉnh n = 1 Ứng suất cho phép: [𝜎] = 𝑛 × [𝜎] ∗ = 1 × 102,5 = 102,5 N/mm 2
Nhập liệu có 20% ethanol, TtbF = 45,64 o C
Vì đặt thiết bị nằm ngang nên xem là áp suất thủy tĩnh không đáng kể và thiết bị hoạt động ở áp suất thường nên p = 0,1 N/mm 2
Ta có: [σ]/p φh = 102,5/0,1 × 0,95 = 973,75 > 25 với φh: hệ số bền mối hàn
Chọn kiểu mối hàn là mối hàn rãnh V đơn
Bề dày tối thiểu của thân được xác định theo công thức 5.3:
Trong đó: Dt : đường kính trong thân thiết bị
[𝜎]: ứng suất cho phép của vật liệu làm đáy, N/ mm 2
𝜑h: hệ số bền mối hàn
Chọn hệ số bổ sung để quy tròn kích thước.
Xác định đại lượng C theo công thức: C = Ca + Cb + C0
Ca là giá trị bổ sung do hiện tượng ăn mòn, phụ thuộc vào điều kiện môi trường, tính chất vật liệu và thời gian hoạt động của thiết bị Đối với vật liệu bền như inox SUS 304, ta tính toán mức độ ăn mòn là 0,05mm mỗi năm, với thời gian làm việc 20 năm Do đó, giá trị Ca được xác định là 1mm.
Cb là đại lượng bổ sung do hao mòn, chỉ cần xem xét trong các trường hợp nguyên liệu có hạt rắn chuyển động với tốc độ lớn trong thiết bị Do đó, trong những tình huống này, ta có thể lấy Cb = 0.
C0: đại lượng bổ sung do dung sai của chiều dày, phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu Lấy C0 = 5%.S’
Bề dày thực của thân thiết bị: S = S’ + C = 0,267 + 1,0134 = 1,28 mm
Ta có S < Smin nên lấy bề dày tối thiểu của thân thiết bị bằng Smin = 3 mm
Kiểm tra điều kiện : S – Ca = 3 − 1 = 0,004 < 0,3
Kiểm tra áp suất cho phép trong thiết bị (công thức 5.11)
Vậy chiều dày của thân thỏa điều kiện làm việc của thiết bị.
6.2 Nắp (đáy) nồi chưng cất Đáy và nắp có thể nối với thân bằng cách ghép bích hoặc hàn Đáy và nắp thường dùng trong các thiết bị hóa chất có dạng cầu, enip, nón đối với các thiết bị làm việc ở áp suất thường nên dùng đáy và nắp thẳng vì chế tạo đơn giản giá rẻ, đáy và nắp hình elip hợp lý nhất của thiết bị trụ hay nồi hơi chế tạo bằng phương pháp dập, dùng trong trường hợp áp suất dư nhỏ hơn 1 N/m 2
Đáy và nắp elip có đường kính trong 0,52 m, chịu ứng suất cho phép của INOX 304 là 102,5 N/mm² Do thiết kế nằm ngang, đáy và nắp chỉ chịu áp suất không khí Với lượng ethanol rất nhỏ, thông số nước tại nhiệt độ trung bình 74,5°C, áp suất đáy chịu là 0,1 N/mm².
Chọn bề dày đáy (nắp) bằng bề dày thân thiết bị: S = 3 mm
Kiểm tra điều kiện: S−C R a t = 3−1 450 = 0,004 < 0,125 (thỏa) Kiểm tra áp suất cho phép trong thiết bị (công thức 5.11)
Vậy chiều dày của nắp và đáy thỏa điều kiện làm việc của thiết bị. Kết luận:
Bề dày đáy (nắp): S = 3 mm
Chiều sâu bên trong phần elip: D h t t
Chiều cao gờ: h = 0,025 m (Chọn theo bảng XIII.10 trang 382, [2]) Diện tích bề mặt trong của nắp (đáy): Ft = 0,334 (m 2 )
Khối lượng của nắp (đáy) (Tra bảng XIII.11, trang 384,[2]): mn = 10,8 (kg)
Thể tích của nắp (đáy): Vn = 0,024 (m 3 )
Bảng 6.1 Thông số của đáy và nắp thiết bị trao đổi nhiệt
Thông số Giá trị Đường kính trong của thiết bị Dt = 0,52 m
Bán kính cong trong thiết bị của đáy và nắp
6.3 Bích ghép thân và nắp (đáy)
Mặt bích là bộ phận thiết yếu trong việc kết nối các phần của thiết bị và các bộ phận khác Để đảm bảo hiệu quả, nên chọn bích ghép thân và nắp (đáy) loại phẳng, được làm từ INOX 304 Bulong sử dụng cần được chế tạo từ thép CT3 để đảm bảo độ bền và an toàn.
Số mặt bích cần dùng là 2 và được hàn vào 2 nắp (đáy).
Các thông số cho mặt bích được chọn theo bảng XIII.27, trang 417, [2]:
Bảng 6.2 Các thông số của bích
Dt D Db Dl h Bulong db Z mm Cái
Với thiết bị làm việc ở nhiệt độ và áp suất không cao, ta chọn đệm làm bằng vật liệu Paronit có bề dày là 3mm
Bề rộng thực của đệm: b=D l −D o
Bề rộng tính toán của đệm: b0 = 0,7b = 0,7 × 15 = 10,5 mm Đường kính trung bình của vòng đệm: D =D l +D o
Tra bảng 7-4 trang 156, [4], hệ số áp suất riêng: m = 2 Áp suất riêng phần cần thiết để biến dạng vòng đệm: q0 = 11 N/mm 2
Lực cần thiết để ép chặt vòng đệm: Q2 = π.Dt.b0.q0 = π × 535 ×
Lực nén chiều trục sinh ra do xiết bulông: Q 1 = 𝑄𝑎 + 𝑄𝑘 ¿π
Lực tác dụng lên 1 bulông: Q b =Q
16 133N Ứng suất tác dụng lên bulong: σ =
Khi chọn vật liệu làm bulông, thép CT3 với giới hạn bền [𝜎] = 86 N/mm² là lựa chọn hợp lý Tuy nhiên, bulông ghép mặt bích thường bị siết quá chặt do khó xác định lực vặn cần thiết, đặc biệt là các bulông có đường kính nhỏ dễ bị kéo căng quá mức Do đó, trong tính toán thực tế, người ta thường giảm bớt ứng suất cho phép của vật liệu bulông để đảm bảo an toàn và hiệu quả.
[𝜎]′ = 𝑘0.[𝜎] = 0,6.86 = 51,6 N/mm 2 Với đường kính bulông db = 20 chọn ko = 0,6
Ta thấy 𝜎 < [𝜎]’ nên các thông số chọn bu lông thỏa điều kiện
Cánh tay đòn của momen gây uốn bích: l=D b −D t
2 0mm Ứng suất cho phép của vật liệu làm bích – inox 304 là: 𝜎𝑏𝑖 = 102,5 N/ mm 2
Tra bảng 7.7 trang 158, [4], ở 100 o C của thép CT3, ứng suất cho phép của vật liệu làm bu lông là: [𝜎𝑏] = 86 N/mm 2
Bề dày bích liền t được xác định theo công thức 7.1, trang 148, [4]: t=0,41.D l √ σ p bi [ 1+7,3 D l b [ 0,57 Z ( d D b l ) 2 [ σ p ] ' −1 ] ] , mm t=0,41×550× √ 102,5 0,1 [ 1+7,3× 580 30 × [ 0,57× 16 × ( 550 20 ) 2 × 51,6 0,1 −1 ] ] t = 16 mm
Do bề dày tính toán bé hơn bề dày dự kiến nên số liệu đều thỏa điều kiện Vậy chọn bề dày của mặt bích là 20 mm.
6.4 Bích ghép các ống dẫn
Chọn các thông số mặt bích:
Chọn bích liền không cổ chuyển tiếp.
Hình 6.3 Cấu tạo mặt bích liền không có cổ chuyển tiếp
Chọn vật liệu chế tạo bích: INOX 304
Chọn vật liệu chế tạo bulong: thép CT3
Các thông số cơ bản của mặt bích được tra trong bảng 7.1 trang 144,
Thông số Ký hiệu Giá trị (mm) Đường kính vành ngoài bích A 130 Đường kính gọi B 40 Đường kính đến tâm bulong C 100
Bề dày mặt bích dự kiến h 16 Đường kính gờ bích Dn 80
Bề dày ống dẫn ở chỗ nối với bích
S 2 Đường kính vòng bulong db M12
Xác định cánh tay đòn của momen gây uốn bích liền: l 1 =C−D n
Bề dày bích liền t được xác định theo công thức 7.1 trang 148, [4]: t=0,61.d b √ [ k σ σ ] bi b ¿ ¿ , mm
Trong đó: k là hệ số, với bích phẳng không cổ được xác định theo công thức 7.2 trang 148, [4]. k=1+ B
= 1,2625 Áp suất trong thiết bị là p = 0,1 N/mm 2 Ứng suất cho phép của vật liệu làm bích – inox 304 là: 𝜎𝑏𝑖 = 102,5 N/ mm 2
Tra bảng 7.7 trang 158, [4], ở 100 o C của thép CT3, ứng suất cho phép của vật liệu làm bu lông là: [𝜎𝑏] = 86 N/mm 2
Xác định đại lượng Ψ theo công thức trang 149, [4]: Ψ=( 1− l l 1 2 ) [ ( C −2 D n l 2 ) 2 + 1 ] +0,2 l l 1 2 = ( 1− 10 29 ) [ ( 100−2 80 × 29 ) 2 + 1 ] +0,2 × 10 29 =0,905
Vậy, bề dày bích liền t là: t=0,61 12.√ 1,2625 86 x 102,5 ¿ ¿ = 7,13 mm
Do bề dày tính toán bé hơn bề dày dự kiến nên số liệu đều thỏa điều kiện Vậy chọn bề dày của mặt bích là 16mm.
Với thiết bị có áp suất và nhiệt độ làm việc không cao ta chọn vật liệu đệm là paronit
S = 3 mm Đường kính đến vành ngoài đệm 𝐷𝑙 = 80 mm Đường kính đến vành trong đệm D0 = 45 mm
Xác định lực nén chiều trục sinh ra do xiết bulong: 𝑄𝑙 = 𝑄𝑎 + 𝑄𝑘 = π 4
Trong đó: Dt: Đường kính trong của thiết bị, mm p: Áp suất môi trường bên trong thiết bị, N/mm2 ; p = 0,1 N/mm2
Dtb: Đường kính trung bình của vòng đệm, mm
Trong đó: b: bề rộng thực của đệm, mm
Trong đó: b0: Bề rộng tính toán của đệm, mm, chọn b0 = 0,7b = 0,7 × 17,5 = 12,25 mm m: Hệ số áp suất riêng, m = 2 (Bảng 7-4, trang 156, [4])
Thay số vào phương trình tính Ql: Q 1=π
Xác định lực cần thiết để ép chặt vòng đệm:
Chọn Q = max (Q1, Q2) = Q2 &458,1 N Lực tác dụng lên 1 bulông :
4 f14,5N Ứng suất tác dụng lên bulong: σ= Q b π
Khi chọn vật liệu làm bulông, thép CT3 với [𝜎] = 86 N/mm² là lựa chọn phổ biến Tuy nhiên, bulông ghép mặt bích thường bị xiết quá chặt do khó xác định lực vặn cần thiết, đặc biệt là ở các bulông có đường kính nhỏ, dẫn đến tình trạng kéo căng quá mức Do đó, trong tính toán thực tế, người ta thường giảm bớt ứng suất cho phép của vật liệu bulông để đảm bảo an toàn và hiệu quả.
[𝜎]′ = 𝑘0.[𝜎] = 0,4 × 86 = 34,4 N/mm 2 Với đường kính bulong db = 12, chọn ko = 0,4
Ta thấy 𝜎 < [𝜎]’ nên các thông số chọn bu lông thỏa điều kiện.
6.7 Vỉ ống Đường kính vỉ ống bằng đường kính trong của thiết bị: Dv = Dt = 520 mm Đường kính ngoài của ống: dng = 25mm
Bề dày tối thiểu của vỉ ống: h=d ng
Vậy chọn bề dày vỉ ống là 20 mm.
Thiết bị gồm 3 chân đỡ, được chế tạo bằng phương pháp hàn, các tấm gân đỡ được hàn vào nhau, vật liệu là thép CT3.
Hình 6.4 Chân đỡ Khoảng cách giữa 2 chân đỡ được tính theo sơ đồ trang 196, [4] Chiều dài nắp (đáy): Lđ 7mm
Chiều dài thiết bị: L = Lt + 2Lđ = 4000 + 137.2 = 4274 mm
Khoảng cách giữa các chân đỡ khi l1= 0,145.L theo trang 196, [4] l = 0,5 (L - 2.l1) = 0,5 × (4274 – 2 × 0,145 × 4274) = 1518 mm
Vậy khoảng cách giữa 2 chân đỡ là 1518 mm.
6.9.1 Tấm ngăn lưu chất phía vỏ
Hình 6.5 Ngăn hình viên phân Hình 6.6 Ngăn hình tròn và vành khăn
Để tạo sự chuyển động cắt ngang qua chùm ống, cần lắp các tấm ngăn hình viên phân với chiều cao h = 25% D Các lỗ trên tấm ngăn có đường kính lớn hơn đường kính ống khoảng 1mm Để đảm bảo hiệu quả làm việc của các tấm ngăn và giảm tổn thất áp suất của lưu chất phía vỏ, cần tuân thủ một số chỉ tiêu về khoảng cách tối đa và bề dày tối thiểu.
Bảng 6.4 Khoảng cách tối đa giữa các tấm ngăn Đường kính ống, mm lmax (mm) trong thiết bị trao đổi nhiệt với vật liệu ống là
Thép Hợp kim nhôm, đồng
Bảng 6.5 Bề dày tối thiểu của tấm ngăn Đường kính vỏ,
Bề dày tối thiểu Smin của tấm ngăn khi khoảng cách l (mm) giữa chúng là
Với số liệu tính toán trên, ta chọn khoảng cách giữa các tấm ngăn là
800 mm và bề dày của tấm ngăn là 8 mm Tấm ngăn làm bằng thépCT3
6.9.2 Tấm ngăn lưu chất phía ống
Tấm ngăn nhằm tạo chặng cho lưu chất phía ống Chúng có thể bố trí kiểu rẽ quạt, đồng tâm hay cát tuyến
Hình 6.7 Các cách lắp tấm ngăn ở nắp a, b) Song song; c, d) Hướng tâm
Với kết quả tính toán, nắp (đáy) được chia thành 12 ngăn Việc bố trí tấm ngăn ở nắp (đáy) được trình bày như hình 6.7 d) Tấm ngăn làm bằng thép CT3
6.10 Tính toán sơ bộ khối lượng thiết bị
Khối lượng riêng của thép không gỉ INOX 304: ρ304 y00 kg/m 3
Khối lượng riêng của thép CT3: ρCT3 = 7850 kg/m 3
Khối lượng 1 bích ghép thân và nắp (đáy): mbích = π 4 × ( D 2 − D n
4×(0,63 2 −0,52 2 )×0,025×7900=¿19,62 kg Khối lượng của thân thiết bị: mthân = π 4 × ( D n
4×(0,526 2 −0,52 2 )×4×79006,82kg Khối lượng vỉ ống: mvỉ = π 4 × D 2 ×h × ρ CT 3=π
4×0,52 2 ×0,025×7850A,68kg Khối lượng chùm ống truyền nhiệt: π π
Khối lượng 1 bích ghép ống dẫn: mbo = π 4 × ( D 2 −D n
4×(0,13 2 −0,08 2 )×0,016×7900=1,04 kg Khối lượng của 1 tấm ngăn lưu chất phía vỏ: mnv ( π 4× D 2 −n×π
Khối lượng của tấm ngăn lưu chất phía ống: mno ( 15 4 × ( π × 0,13× 2 0,52 2 + 0,025 × 0,52 ) + 2× 0,33 π ×( 0,13+ 0,025 )+2 ×0,33 π × 2 3 × ( 0,13+0,025 ) ) × 0,003 ×7850,45 kg
Khối lượng của toàn thiết bị trao đổi nhiệt giữa sản phẩm đáy và nhập liệu:
M = m thân + 2 m bích + 2 m vỉ + m ống + 4 m bo + mnắp + mđáy + 4 mnv + mno
Bích ghép các ống dẫn
Chọn các thông số mặt bích:
Chọn bích liền không cổ chuyển tiếp.
Hình 6.3 Cấu tạo mặt bích liền không có cổ chuyển tiếp
Chọn vật liệu chế tạo bích: INOX 304
Chọn vật liệu chế tạo bulong: thép CT3
Các thông số cơ bản của mặt bích được tra trong bảng 7.1 trang 144,
Thông số Ký hiệu Giá trị (mm) Đường kính vành ngoài bích A 130 Đường kính gọi B 40 Đường kính đến tâm bulong C 100
Bề dày mặt bích dự kiến h 16 Đường kính gờ bích Dn 80
Bề dày ống dẫn ở chỗ nối với bích
S 2 Đường kính vòng bulong db M12
Xác định cánh tay đòn của momen gây uốn bích liền: l 1 =C−D n
Bề dày bích liền t được xác định theo công thức 7.1 trang 148, [4]: t=0,61.d b √ [ k σ σ ] bi b ¿ ¿ , mm
Trong đó: k là hệ số, với bích phẳng không cổ được xác định theo công thức 7.2 trang 148, [4]. k=1+ B
= 1,2625 Áp suất trong thiết bị là p = 0,1 N/mm 2 Ứng suất cho phép của vật liệu làm bích – inox 304 là: 𝜎𝑏𝑖 = 102,5 N/ mm 2
Tra bảng 7.7 trang 158, [4], ở 100 o C của thép CT3, ứng suất cho phép của vật liệu làm bu lông là: [𝜎𝑏] = 86 N/mm 2
Xác định đại lượng Ψ theo công thức trang 149, [4]: Ψ=( 1− l l 1 2 ) [ ( C −2 D n l 2 ) 2 + 1 ] +0,2 l l 1 2 = ( 1− 10 29 ) [ ( 100−2 80 × 29 ) 2 + 1 ] +0,2 × 10 29 =0,905
Vậy, bề dày bích liền t là: t=0,61 12.√ 1,2625 86 x 102,5 ¿ ¿ = 7,13 mm
Do bề dày tính toán bé hơn bề dày dự kiến nên số liệu đều thỏa điều kiện Vậy chọn bề dày của mặt bích là 16mm.
Đệm
Với thiết bị có áp suất và nhiệt độ làm việc không cao ta chọn vật liệu đệm là paronit
S = 3 mm Đường kính đến vành ngoài đệm 𝐷𝑙 = 80 mm Đường kính đến vành trong đệm D0 = 45 mm
Bulong
Xác định lực nén chiều trục sinh ra do xiết bulong: 𝑄𝑙 = 𝑄𝑎 + 𝑄𝑘 = π 4
Trong đó: Dt: Đường kính trong của thiết bị, mm p: Áp suất môi trường bên trong thiết bị, N/mm2 ; p = 0,1 N/mm2
Dtb: Đường kính trung bình của vòng đệm, mm
Trong đó: b: bề rộng thực của đệm, mm
Trong đó: b0: Bề rộng tính toán của đệm, mm, chọn b0 = 0,7b = 0,7 × 17,5 = 12,25 mm m: Hệ số áp suất riêng, m = 2 (Bảng 7-4, trang 156, [4])
Thay số vào phương trình tính Ql: Q 1=π
Xác định lực cần thiết để ép chặt vòng đệm:
Chọn Q = max (Q1, Q2) = Q2 &458,1 N Lực tác dụng lên 1 bulông :
4 f14,5N Ứng suất tác dụng lên bulong: σ= Q b π
Khi chọn vật liệu làm bulông, thép CT3 với ứng suất cho phép [𝜎] = 86 N/mm² là lựa chọn phổ biến Tuy nhiên, các bulông ghép mặt bích thường bị siết quá chặt do khó xác định lực vặn cần thiết, đặc biệt là với các bulông có đường kính nhỏ, dễ bị kéo căng quá mức Do đó, trong tính toán thực tế, người ta thường giảm bớt ứng suất cho phép của vật liệu làm bulông để đảm bảo an toàn và hiệu quả.
[𝜎]′ = 𝑘0.[𝜎] = 0,4 × 86 = 34,4 N/mm 2 Với đường kính bulong db = 12, chọn ko = 0,4
Ta thấy 𝜎 < [𝜎]’ nên các thông số chọn bu lông thỏa điều kiện.
Vỉ ống
Đường kính vỉ ống bằng đường kính trong của thiết bị: Dv = Dt = 520 mm Đường kính ngoài của ống: dng = 25mm
Bề dày tối thiểu của vỉ ống: h=d ng
Vậy chọn bề dày vỉ ống là 20 mm.
Chân đỡ
Thiết bị gồm 3 chân đỡ, được chế tạo bằng phương pháp hàn, các tấm gân đỡ được hàn vào nhau, vật liệu là thép CT3.
Hình 6.4 Chân đỡ Khoảng cách giữa 2 chân đỡ được tính theo sơ đồ trang 196, [4] Chiều dài nắp (đáy): Lđ 7mm
Chiều dài thiết bị: L = Lt + 2Lđ = 4000 + 137.2 = 4274 mm
Khoảng cách giữa các chân đỡ khi l1= 0,145.L theo trang 196, [4] l = 0,5 (L - 2.l1) = 0,5 × (4274 – 2 × 0,145 × 4274) = 1518 mm
Vậy khoảng cách giữa 2 chân đỡ là 1518 mm.
6.9.1 Tấm ngăn lưu chất phía vỏ
Hình 6.5 Ngăn hình viên phân Hình 6.6 Ngăn hình tròn và vành khăn
Để tạo ra sự chuyển động cắt ngang qua chùm ống, cần lắp đặt các tấm ngăn hình viên phân với chiều cao h = 25% D Các lỗ trên tấm ngăn thường có đường kính lớn hơn đường kính ống khoảng 1mm Việc đảm bảo hiệu quả làm việc của các tấm ngăn và giảm tổn thất áp suất của lưu chất phía vỏ yêu cầu tuân thủ một số tiêu chí về khoảng cách tối đa và bề dày tối thiểu.
Bảng 6.4 Khoảng cách tối đa giữa các tấm ngăn Đường kính ống, mm lmax (mm) trong thiết bị trao đổi nhiệt với vật liệu ống là
Thép Hợp kim nhôm, đồng
Bảng 6.5 Bề dày tối thiểu của tấm ngăn Đường kính vỏ,
Bề dày tối thiểu Smin của tấm ngăn khi khoảng cách l (mm) giữa chúng là
Với số liệu tính toán trên, ta chọn khoảng cách giữa các tấm ngăn là
800 mm và bề dày của tấm ngăn là 8 mm Tấm ngăn làm bằng thépCT3
6.9.2 Tấm ngăn lưu chất phía ống
Tấm ngăn nhằm tạo chặng cho lưu chất phía ống Chúng có thể bố trí kiểu rẽ quạt, đồng tâm hay cát tuyến
Hình 6.7 Các cách lắp tấm ngăn ở nắp a, b) Song song; c, d) Hướng tâm
Với kết quả tính toán, nắp (đáy) được chia thành 12 ngăn Việc bố trí tấm ngăn ở nắp (đáy) được trình bày như hình 6.7 d) Tấm ngăn làm bằng thép CT3.
Tính toán sơ bộ khối lượng thiết bị
Khối lượng riêng của thép không gỉ INOX 304: ρ304 y00 kg/m 3
Khối lượng riêng của thép CT3: ρCT3 = 7850 kg/m 3
Khối lượng 1 bích ghép thân và nắp (đáy): mbích = π 4 × ( D 2 − D n
4×(0,63 2 −0,52 2 )×0,025×7900=¿19,62 kg Khối lượng của thân thiết bị: mthân = π 4 × ( D n
4×(0,526 2 −0,52 2 )×4×79006,82kg Khối lượng vỉ ống: mvỉ = π 4 × D 2 ×h × ρ CT 3=π
4×0,52 2 ×0,025×7850A,68kg Khối lượng chùm ống truyền nhiệt: π π
Khối lượng 1 bích ghép ống dẫn: mbo = π 4 × ( D 2 −D n
4×(0,13 2 −0,08 2 )×0,016×7900=1,04 kg Khối lượng của 1 tấm ngăn lưu chất phía vỏ: mnv ( π 4× D 2 −n×π
Khối lượng của tấm ngăn lưu chất phía ống: mno ( 15 4 × ( π × 0,13× 2 0,52 2 + 0,025 × 0,52 ) + 2× 0,33 π ×( 0,13+ 0,025 )+2 ×0,33 π × 2 3 × ( 0,13+0,025 ) ) × 0,003 ×7850,45 kg
Khối lượng của toàn thiết bị trao đổi nhiệt giữa sản phẩm đáy và nhập liệu:
M = m thân + 2 m bích + 2 m vỉ + m ống + 4 m bo + mnắp + mđáy + 4 mnv + mno