Thiết kế hệ thống thiết bị chưng luyện liên tục hỗn hợp hai cấu tử etanol – nước

Đầu đề thiết kế: Tính toán, thiết kế hệ thống chưng luyện liên tục làm việc ở áp suất khí quyển để tách hỗn hợp hai cấu tử Rượu etylic – nước với tháp chưng luyện loại đĩa chóp II.. - Ph

VẼ VÀ THUYẾT MINH SƠ ĐỒ CÔNG NGHỆ

Thuyết minh sơ đồ công nghệ

Dung dịch đầu l từ thùng chứa hỗn hợp đầu 1 được bơm 12 bơm liên tục đưa vào thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu 5 qua van và lưu lượng kế 16 Bơm 13 được lắp song song dùng để dự phòng khi bơm 12 bị hỏng Tại thiết bị gia nhiệt 5, dung dịch được đun sôi đến nhiệt độ sôi tF thì được đưa vào tháp chưng luyện 1 tại vị trí đĩa tiếp liệu

Trong tháp chưng luyện 1, hơi đi từ dưới lên gặp chất lỏng đi từ trên xuống, nồng độ các cấu tử thay đổi theo chiều cao tháp, nhiệt độ sôi cũng thay đổi tương ứng Cụ thể trên 1 đĩa chóp của tháp có nồng độ cấu tử dễ bay hơi x1, bốc hơi lên có nồng độ y1, trong đó y1 > x1 Hơi này qua ống dẫn hơi đi lên phía trên, qua khe chóp, sục vào (tiếp xúc pha) với lỏng trên đó Nhiệt độ của lỏng trên đĩa 2 thấp hơi đĩa 1, nên một phần hơi đc ngưng tụ lại, nên nồng độ cấu tử dễ bay hơi trên đĩa này là x2 > x1 Hơi bốc lên từ đĩa 2 có nồng độ cấu tử dễ bay hơi y2 > x2, đi lên đĩa 3, nhiệt độ lỏng đĩa 3 thấp hơn đĩa 2 nên hơi được ngưng tụ một phần và lỏng trên đĩa 3 có nồng độ x3 > x2 Trên mỗi đĩa xảy ra quá trình truyền chất giữa pha lỏng và pha hơi, qua trình bốc hơi và ngưng tụ được lặp lại nhiều lần, cuối cùng đỉnh tháp thu được sản phẩm dễ bay hơi có nồng độ cao, đáy tháp thu được sản phẩm khó bay hơi nồng độ cao

Lỏng dưới đáy qua cơ cấu hồi lưu đáy tháp 11, một phần sẽ được đưa ra khỏi thiết bị, làm lạnh ở thiết bị làm lạnh 7, khi đạt nhiệt độ cần thiết thì đưa vào thùng chứa sản phẩm đáy 3 và một phần sản phẩm đáy sẽ qua thiết bị gia nhiệt đáy tháp 6 để hồi lưu trở về tháp

Hơi ở trên đỉnh tháp đi vào thiết bị ngưng tụ 8 và được ngưng tụ lại Qua cơ cấu hồi lưu 10, một phần chất lỏng hồi lưu về tháp ở đĩa trên cùng và một phần khác đi qua thiết bị làm lạnh 9 để làm lạnh đến nhiệt độ cần thiết rồi đi vào thùng chứa sản phẩm đỉnh 4 Đối với thiết bị làm việc liên tục thì hỗn hợp đầu được đưa vào liên tục và sản phẩm cũng đc tháo ra liên tục

Sơ đồ công nghệ

2- Thùng chứa hỗn hợp đầu

3- Thùng chứa sản phẩm đáy

4- Thùng chứa sản phẩm đỉnh

5- Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

6- Thiết bị gia nhiệt ở đáy tháp

7- Thiết bị làm lạnh sản phẩm đáy

8- Thiết bị ngưng tụ hồi lưu sản phẩm đỉnh

9- Thiết bị làm lạnh sản phẩm đỉnh

10- Cơ cấu hồi lưu sản phẩm đỉnh

11- Cơ cấu hồi lưu sản phẩm đáy

14- Thiết bị tháo nước ngưng sau thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu 15- Thiết bị tháo nước ngưng sau thiết bị gia nhiệt ở đáy tháp 16- Lưu lượng kế đo lưu lượng hỗn hợp đầu

TÍNH TOÁN KỸ THUẬT THIẾT BỊ CHÍNH

Tính toán thiết bị chính

Hệ chất aF, wt.% aP, wt.% aW, wt.% F, kg/s Tháp

- Tính cân bằng vật liệu của đoạn chưng và đoạn luyện:

Phương trình cân bằng vật liệu cho toàn tháp: F = P + W

Cân bằng vật liệu với cấu tử dễ bay hơi:

GF aF = GP.aP + GW aW →lượng sản phẩm đáy G W = F(a P −a F ) a P −a W = 2,85kg/s, lượng sản phẩm đỉnh GP = GF - GW = 0,75 kg/s Đổi nồng độ phần khối lượng sang phần mol theo công thức: x = aE a E /M E

Với ME = 46 kg/kmol là khối lượng mol của etanol, MN = 18 kg/kmol là khối lượng mol của nước

Nồng độ mol của etanol trong hỗn hợp đầu, trong sản phẩm đỉnh và trong sản phẩm đáy: xF = aF a F /M E

3.1.2 Tính chỉ số hồi lưu thích hợp R th

3.1.2.1 Biểu diễn đường cân bằng pha lỏng – hơi

Bảng 1: Bảng thành phần cân bằng lỏng hơi và nhiệt độ sôi của hỗn hợp 2 cấu tử ở áp suất 760mmHg (%mol) (Bảng IX.2a/ trang 149.II) x 0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 Hỗn hợp đẳng phí y 0 33,2 44,2 53,1 57,6 61,4 65,4 69,9 75,3 81,8 89,8 100 89,4 t o 100 90,5 86,5 83,2 81,7 80,8 80 79,4 79 78,6 78,4 78,4 78,15

Từ số liệu trên bảng ta vẽ đồ thị đường cân bằng lỏng (x) – hơi (y)

Từ đồ thị cân bằng pha, ta nội suy được y F ∗ = 0,418 phần mol

3.1.2.2 Xác định chỉ số hồi lưu tối thiếu R min

Trong trường hợp này, đường làm việc cắt đường cân bằng pha nên ta có thể xác định được chỉ số hồi lưu tối thiểu Rmin bằng công thức: Rmin = x P − y F

3.1.2.3 Xác định chỉ số hồi lưu thích hợp R th

Chỉ số hồi lưu thích hợp Rth được tính theo tiêu chuẩn thể tích tháp nhỏ nhất Đồ thị Mc Cabe của hỗn hợp ở chế độ hồi lưu hoàn toàn

0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90 95 100 nồng độ lỏng x, % phần mol đồ thị đường cân bằng lỏng (x) – hơi (y)

Từ đồ thị trên ta xác định được NLtmin = 7

0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90 95 100 nồng độ lỏng x, %mol đồ thị đường cân bằng lỏng (x) – hơi (y)

R = 1,8 ; NLT = 13,40 Các giá trị được tính theo đồ thị

Xây dựng đồ thị quan hệ R – NLT(R+1)

17 Đồ thị trên cho thấy nếu chọn thể tích của tháp làm tiêu chí tối ưu thì chỉ số hồi lưu thích hợp R th = 1,8

3.1.2.4 Đường làm việc của đoạn chưng và đoạn luyện Đoạn luyện: y = R

3.1.3 Tính cân bằng vật liệu cho đoạn chưng và đoạn luyện để xác định lưu lượng các dòng pha đi trong từng đoạn

3.1.3.1 Cân bằng vật liệu cho toàn tháp a Tính theo lưu lượng mol

Tính khối lượng mol trung bình:

M F = x F M E + (1 − x F )M N = 0,089 46 + (1 − 0,089)18 = 20,492 kg/kmol Trong sản phẩm đỉnh

M P = x P M E + (1 − x P )M N = 0,798.46 + (1 − 0,798)18 = 40,344 kg/kmol Trong sản phẩm đáy

M W = x W M E + (1 − x W )M N = 0,005.46 + (1 − 0,005)18 = 18,140 kg/kmol Lưu lượng mol hỗn hợp đầu

R Đồ thị xác định chỉ số hồi lưu thích hợp

Lưu lượng mol hỗn hợp sản phẩm đáy

18,140= 0,157 kmol/s Lưu lượng mol hỗn hợp sản phẩm đỉnh

G P = G F − G W = 0,019 kmol/s b Tính theo phần khối lượng

Lưu lượng khối lượng hỗn hợp đầu GF = 3,6 kg/s

Lưu lượng khối lượng hỗn hợp sản phẩm đỉnh GP = 0,75 kg/s

Lưu lượng khối lượng hỗn hợp sản phẩm đáy GW = 2,85 kg/s

Bảng 3: Tổng kết thành phầm sản phẩm:

Nồng độ phần khối lượng a

3.1.3.2 Xác định lưu lượng các dòng pha đi trong từng đoạn Đối với tháp chưng luyện loại đĩa, do ẩn nhiệt hóa hơi của các cấu tử trong hỗn hợp cần tách khác nhau nên lượng hơi sẽ khác nhau ở các tiết diện khác nhau của tháp Để tính lượng hơi này cần phải giải kết hợp các phương trình cân bằng vật liệu và cân bằng nhiệt lượng a Tính lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện

- Vì lượng hơi và lượng lỏng thay đổi theo chiều cao và khác nhau tại mỗi một đoạn nên ta phải tính lượng hơi trung bình riêng cho từng đoạn

- Lượng hơi trung bình trong đoạn luyện có thể tính gần đúng theo công thức g tbL = g đ + g 1

2 gtbL – lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện, kmol/s hoặc kg/s gđ – lượng hơi đi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp, kmol/s hoặc kg/s g1 – lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của đoạn luyện, kmol/s hoặc kg/s

• Lượng hơi đi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp:

19 gđ = GR + GP = GP(Rth+1)

GP – lượng sản phẩm đỉnh, kmol/s hoặc kg/s

GR – lượng chất lỏng hồi lưu, kmol/s hoặc kg/s

Rth – chỉ số hồi lưu thích hợp

→ gđ = 0,75(1,8+1) = 2,10 kg/s → GR = gđ – GP = 2,10 – 0,75 = 1,35 kg/s

• Lượng hơi đi vào đoạn luyện

Lượng hơi g1, hàm lượng hơi y1 và lượng lỏng G1 đối với đĩa dưới cùng đoạn luyện được xác định theo hệ phương trình sau: g1 = G1 + GP g1.y1 = G1.x1 + GP.xP g1.r1 = gđ.rđ

Trong đó: y1 – hàm lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của đoạn luyện, phần mol

G1 – lượng lỏng đối với đĩa thứ nhất của đoạn luyện r1 - ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp hơi đi vào đĩa thứ nhất rđ - ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp đi ra khỏi đỉnh tháp x1 = xF = 0,089 phần mol , r1 = rE.y1 + (1-y1).rN với rE, rN là ẩn nhiệt hóa hơi của các cấu tử nguyên chất là etanol và nước ở t o F

Với x1 = xF = 0,089, nội suy từ bảng 1 ta xác định được t o F = 87,08 o C

Với t o F = 87,080 o C, nội suy từ bảng I212 và I213 sổ tay QTTB tập 1 trang ta được rE 851,22 kJ/kg và rN = 2309,52 kJ/kg

→ r1 = rE.y1 + (1-y1).rN = 851,22y1 + (1-y1).2309,52 = 2309,52 – 1451,30y1 xP = 0,798 phần mol, rđ = rE.yđ +(1-yđ).rN với rE, rN là ẩn nhiệt hóa hơi của các cấu tử nguyên chất là etanol và nước ở t o P

Với xP = 0,798 phần mol nội suy từ bảng 1 ta xác định được t o P = 78,61 o C

Với t o P = 78,61 o C, nội suy từ bảng I212 và I213 sổ tay QTTB tập 1 trang ta được rE = 869,00 kJ/kg rN = 2346,24 kJ/kg

→ rđ = rE.yđ +(1-yđ).rN = 869,00yđ + (1-yđ).2346,24 = 2346,24 – 1477,24yđ yd là hàm lượng hơi đi ra khỏi đỉnh tháp, phần mol → yđ = yP = xP = 0,798 phần mol

Thay các giá trị đã tính được vào hệ phương trình ta được: g1 = G1 + 0,75 g1.y1 = 0,089G1 + 0,75.0,798 g1.(2309,52 – 1451,30y1) = 2,10.1167,40

Giải hệ phương trình trên ta được:

Thay y1 vào r1 = 2309,52 – 1451,30y1 ta có r1 = 1657,886 kJ/kg

Lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện là: g tbL = g đ +g 1

2 = 1,790 kg/s = 6444 kg/h b Tính lượng lỏng trung bình đi trong đoạn luyện:

GR = 1,350 kg/s , G1 = 0,729 kg/s → GtbL = (GR + G1)/2 = 1,040 kg/s c Tính lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng: gtbC = (g’n + g’1)/2

Trong đó: g’n – lượng hơi đi ra khỏi đoạn chưng, kg/s hoặc kmol/s g’1 – lượng hơi đi vào đoạn chưng, kg/s hoặc kmol/s

Vì lượng hơi đi ra khỏi đoạn chưng bằng lượng hơi đi vào đoạn luyện nên: gtbC = (g1 + g’1)/2

Lượng hơi đi trong đoạn chưng g’1, lượng lỏng G’1 và hàm lượng lỏng x’1 được xác định theo hệ phương trình cân bằng vật liệu và cân bằng nhiệt lượng:

Trong đó xw – thành phần cấu tử dễ bay hơi trong sản phẩm đáy y’1 = y’W tìm theo đường cân bằng ứng với xW r’1 - ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp đi vào đĩa thứ nhất của đoạn chưng r’n - ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp đi vào đĩa trên cùng của đoạn chưng

Ta có xw = 0,005 phần mol, GW = 2,85 kg/s, g1 = 1,479 kg/s, r1 = 1657,886 kJ/kg xw = 0,005 phần mol → y’1 = yW = 0,049 phần mol tính theo đường cân bằng r’1 = rE.y’1 + (1-y’1).rN với rE, rN là ẩn nhiệt hóa hơi của các cấu tử nguyên chất là etanol và nước ở t o W

Với xw = 0,005 phần mol, sử dụng công thức nội suy tuyến tính, dựa vào bảng 1 ta được t o W = 99,05 o C

Từ t o W = 99,05 o C, nội suy từ bảng I212 và I213 sổ tay QTTB tập 1 ta được rE = 924,54 kJ/kg rN = 2260,66 kJ/kg

Thay vào hệ phương trình trên ta được

Giải hệ phương trình trên ta được:

→ Lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng gtbC = (g1 + g’1)/2 = 1,298 kg/s d Tính lượng lỏng trung bình đi trong đoạn chưng

3.1.3 Tính đường kính của tháp chưng luyện Đường kính tháp được xác định theo công thức trong bảng (IX.89) Sổ tay QTTB

D = 0,0188.√ ( ρ g tb y ω y )tb gtb – lượng hơi trung bình đi trong tháp, kg/h

(ρy.ωy) – tốc độ hơi trung bình đi trong tháp, kg/m 2 s

3.1.3.1 Tính tốc độ làm việc của pha hơi trong đoạn chưng, đoạn luyện a Khối lượng riêng trung bình

• Khối lượng riêng trung bình của pha khí (hơi) đi trong đoạn luyện, (kg/m 3 )

T: Nhiệt độ làm việc trung bình của đoạn luyện, o K ytb : Nồng độ phần mol trung bình của etanol

ME = 46 kg/kmol là khối lượng mol của etanol, MN = 18 kg/kmol là khối lượng mol của nước ytb1 = 𝑦𝑑1+𝑦𝑐1

2 Với yđ1, yc1 là nồng độ làm việc giữa đĩa tiếp liệu và đỉnh, phần mol yđ1 = yP = 0,798 phần mol yc1 = y1 = 0,449 phần mol

Với xtb1= 0,444 phần mol Sử dụng công thức nội suy, lấy số liệu từ bảng 1 ta được t o tbL 80,45 o C

- Vậy khối lượng riêng trung bình của pha hơi đối với đoạn luyện là:

• Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng đi trong đoạn luyện

𝜌 𝑥𝑡𝑏𝐿 : khối lượng riêng trung bình của lỏng, kg/m 3

𝜌 𝑥𝑡𝑏𝐸 , 𝜌 𝑥𝑡𝑏𝑁 : Khối lượng riêng trung bình của etanol và nước của pha lỏng lấy theo nhiệt độ trung bình, kg/m 3

𝑎 𝑡𝑏1 : phần khối lượng trung bình của etanol trong pha lỏng

2 = 0,444 phần mol t o tb1 : Nhiệt độ trung bình của đoạn luyện theo pha lỏng

Với xtb1= 0,444 phần mol Sử dụng công thức nội suy, lấy số liệu từ bảng 1 ta được t o tb1 80,45 o C

Với t o tb1= 80,45 o C Nội suy từ số liệu trong bảng I.2 [1,9] ta được

Vậy khối lượng riêng trung bình của lỏng trong đoạn luyện là:

• Khối lượng riêng trung bình của pha khí (hơi) đi trong đoạn chưng (kg/m 3 )

22,4.𝑇 273 kg/m 3 Trong đó: T: nhiệt độ làm việc trung bình trong đoạn chưng, o K ytb2 : nồng độ phần mol của etanol lấy theo giá trị trung bình

2 với yđ1, yc1 : nồng độ làm việc tại đĩa tiếp liệu và đáy tháp, phần mol yc2 = yW= 0,049 phần mol yđ2 = y1 = 0,449 phần mol

Nội suy từ bảng 1, ta được t o tbC = 99,91 o C

Vậy khối lượng riêng trung bình của pha hơi đối với đoạn chưng là:

• Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng đi trong đoạn chưng (kg/m 3 )

𝜌 𝑥𝑡𝑏𝑁 Trong đó: 𝜌 𝑥𝑡𝑏2 : khối lượng riêng trung bình của lỏng, kg/m 3

𝜌 𝑥𝑡𝑏𝐸 , 𝜌 𝑥𝑡𝑏𝑁 : khối lượng riêng trung bình của etanol, nước của pha lỏng lấy theo nhiệt độ trung bình, kg/m 3 atb2 : phần khối lượng trung bình của etanol trong pha lỏng atb2= 𝑎𝑊+𝑎𝐹

Nội suy từ bảng 1, ta được t o tbC = 99,91 o C

Với t o tbC = 99,91 o C, nội suy từ số liệu trong bảng I.2 [1,9] ta được:

Vậy khối lượng riêng trung bình của pha lỏng trong đoạn chưng là:

25 a Tốc độ khí (hơi) trung bình đi trong đoạn luyện của tháp chóp:

Khi tính toán đường kính tháp cần biết trước tốc độ khí đi trong tháp Tốc độ khí phụ thuộc vào cấu tạo của tháp, chế độ làm việc, khối lượng riêng, mật độ tưới,…

Công thức tính tốc độ hơi (khí) trung bình đi trong đoạn luyện của tháp chóp:

(𝜌 𝑦 𝜔 𝑊 ) 𝑡𝑏𝐿 = 0,065 𝜑(𝜎) √ℎ 𝜌𝑥𝑡𝑏𝐿 𝜌 𝑦𝑡𝑏𝐿 (kg/m 2 s) (IX.105, sổ tay tập 2 trang 184) h : khoảng cách giữa các đĩa

Hệ số 𝜑(𝜎) phụ thuộc sức căng bề mặt

Khi 𝜎 < 20 (dyn/cm) thì 𝜑(𝜎)= 0,8, 𝜎 > 20 (dyn/cm) thì 𝜑(𝜎)= 1

Nhiệt độ làm việc trung bình của đoạn luyện ttbL= 80,45 o C Nội suy từ bảng I.242 [1,300], ta được:

Sức căng bề mặt của của hỗn hợp

Khoảng cách giữa các đĩa chọn theo h(m) chọn theo đường kính như sau:

Bảng 4: bảng chọn giá trị khoảng cách giữa các đĩa phụ thuộc vào đường kính tháp chưng luyện:

D, m 0 ÷ 0,6 0,6 ÷ 1,2 1,2 ÷ 1,8 >1.8 h, m 0,25 0,3 ÷ 0,35 0,35 ÷ 0,45 0,45 ÷ 0,60 Khối lượng riêng trung bình pha lỏng và pha hơi theo nhiệt độ trung bình lần lượt là: 𝜌 𝑥𝑡𝑏𝐿 824,056 kg/m 3 , 𝜌 𝑦𝑡𝑏𝐿 = 1,223 kg/m 3

Thay số vào: (𝜌 𝑦 𝜔 𝑊 ) 𝑡𝑏𝐿 = 0,065 0,8 √ℎ 824,056.1,223 = 1,651.√ℎ (kg/m 2 s) b Tốc độ hơi trung bình đi trong đoạn chưng của tháp chóp:

Công thức tính tốc độ khí (hơi) trung bình đi trong đoạn chưng của tháp chóp:

Hệ số 𝜑(𝜎) phụ thuộc vào sức căng bề mặt

Khi 𝜎 < 20 (dyn/cm) thì 𝜑(𝜎)= 0,8, 𝜎 > 20 (dyn/cm) thì 𝜑(𝜎)= 1

Nhiệt độ trung bình của đoạn chưng t o tbC= 99,91 o C Nội suy từ bảng I.242 [1,300], ta được:

𝜎 𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 = 15,51 (dyn/cm), 𝜎 𝑛ướ𝑐 = 58,92 (dyn/cm)

Sức căng bề mặt của hỗn hợp:

Khoảng cách giữa các đĩa h (m) chọn theo đường kính như bảng 4

Khối lượng riêng trung bình pha lỏng và pha hơi theo nhiệt độ trung bình lần lượt là:

3.1.3.2 Tính đường kính đoạn luyện của tháp chóp

Tốc độ hơi trung bình đi trong đoạn luyện: (𝜌 𝑦 𝜔 𝑦 ) 𝑡𝑏𝐿 = 1,651.√ℎ kg/m 2 s

Lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện: gtbL = 1,790 kg/s = 6444 kg/h

→ Đường kính đoạn luyện là: DL= 0,0188.√ 1,790

1,651.√ℎ , m Giả sử đường kính đoạn luyện nằm trong khoảng từ 1,2 – 1,8m, chọn h = 0,60m, ta có:

Quy chuẩn đường kính đoạn luyện: DL = 1,4m → 1,4 = 0,0188.√ (𝜌 6444

𝑦 𝜔 𝑦 ) 𝑡𝑏𝐿 Tốc độ hơi trung bình đi trong đoạn luyện thực tế sau khi quy chuẩn đường kính là: (ρy.ωy)tbL (tt) = 0,0188

Tỉ lệ giữa vận tốc làm việc thực tế so với vận tốc giới hạn là

1,046 = 0,908 → Đường kính đoạn luyện là DL = 1,4m

3.1.2.3 Tính đường kính đoạn chưng của tháp chóp Đường kính đoạn chưng: DC = 0,0188.√ ( 𝜌 𝑔𝑡𝑏

Tốc độ hơi trung bình đi trong đoạn chưng: (𝜌 𝑦 𝜔 𝑦 ) 𝑡𝑏𝐶 = 1,428.√ℎ kg/m 2 s

Lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện: gtbC = 1,298 kg/s = 4672,8 kg/h

→ Đường kính đoạn chưng là DC = 0,0188.√ 4672,8

Giả sử đường kính trong đoạn chưng từ 1,2 – 1,8m, chọn h = 0,6m ta có:

Quy chuẩn đường kính đoạn luyện: DL = 1,4m → 1,4 = 0,0188.√ ( 𝜌 4672,8

𝑦 𝜔 𝑦 ) 𝑡𝑏𝐶 Tốc độ hơi trung bình đi trong đoạn chưng thực tế sau khi quy chuẩn đường kính là: (ρy.ωy)tbC (tt) = 0,0188

Tỉ lệ giữa vận tốc làm việc thực tế so với vận tốc giới hạn là: ωytbC (tt) ωytbC (lt) = 1,033

1,106 = 0,934 → Đường kính đoạn chưng là DC = 1,4m

3.1.4 Tính chiều cao của tháp chưng luyện

Phương pháp tính chiều cao của tháp chưng luyện loại đĩa chóp: Tính theo số bậc thay đổi nồng độ Động học của quá trình chưng luyện được biểu diễn qua hiệu suất của đĩa còn động lực được tính gián tiếp qua số bậc thay đổi nồng độ (số đĩa lý thuyết)

3.1.4.1 Tính số đĩa thực tế của tháp chưng luyện

Công thức tính số đĩa thực tế: NTT = 𝑁 𝐿𝑇

NLT – số đĩa lý thuyết ηtb = η 1 +η 2 +⋯+η 𝑛

𝑛 – hiệu suất trung bình của cả thiết bị

28 n – số vị trí tính hiệu suất, chọn n = 3 theo các vị trí đĩa dưới cùng, đĩa tiếp liệu và đĩa trên cùng ηtb là một hàm số của độ bay hơi tương đối và độ nhớt của hỗn hợp chất lỏng

Bảng 5: Độ nhớt ở các giá trị nhiệt độ khác nhau của Etanol và Nước ở trạng thái lỏng

Chất Độ nhớt ở các nhiệt độ μ.10 3 N.s/m 2

Công thức tính độ nhớ của hỗn hợp lỏng 2 cấu tử etanol và nước: (rút ra từ công thức I.12 trang 84, sổ tay tập 1) lgμhh = xE.lgμE + xN.lgμN, trong đó: μhh – độ nhớt của hỗn hợp etanol và nước, cP μE – độ nhớt của etanol, cP μN – độ nhớt của nước, cP

• Xác định hiệu suất ở đĩa trên cùng (ηP)

Tại xP = 0,798 phần mol, nội suy từ bảng 1 ta được y * P = 0,817 phần mol, t o P = 78,61 o C nội suy từ bảng 5 ta được μE1 = 0,446 cP và μN1 = 0,365 cP

→ Độ nhớt của hỗn hợp là lgμhh1 = xP.lgμE1 + (1-xP).lgμN1 → μhh1 = 0,428 cP Độ bay hơi tương đối α1 = 𝑦

→ α1.μhh1 = 1,130.0,428=0,484, theo hình IX.11 sổ tay QTTB trang 171 thì η1 = 0,59

• Xác định hiệu suất ở đĩa tiếp liệu (ηF)

Tương tự như cách xác định ηP, ta có: xF = 0,089 phần mol → y * F = 0,418, t o F = 87,38 o C, μE2 = 0,395 cP và μN2 = 0,330 cP

→ Độ nhớt của hỗn hợp là lgμhh2 = xF.lgμE2 + (1-xF).lgμN2 → μhh2 = 0,335 cP Độ bay hơi tương đối α2 = 𝑦

→ α2.μhh2 = 7,352.0,335 = 2,463, theo hình IX.11 sổ tay QTTB trang 171 thì η2 = 0,40

• Xác định hiệu suất ở đĩa dưới cùng (ηW)

Tương tự như cách xác định ηP, ta có: xW = 0,005 phần mol → y * W = 0,049 phần mol, t o W

→ Độ nhớt của hỗn hợp là lgμhh3 = xW.lgμE3 + (1-xW).lgμN3 → μhh3 = 0,287 cP Độ bay hơi tương đối α3 = 𝑦

→ α2.μhh2 = 2,943, theo hình IX.11 sổ tay QTTB trang 171 thì η3 = 0,39

→ Hiệu suất trung bình của cả thiết bị ηtb = 0,59+0,40+0,39

→ Số đĩa thực tế NTT = 𝑁 𝐿𝑇

Từ đồ thị số đĩa lý thuyết ta có số đĩa lý thuyết đoạn luyện là 9 đĩa

→ Số đĩa đoạn chưng là: 9/0,39 ≈ 23 đĩa

→ Số đĩa đoạn luyện là 30 – 23 = 7 đĩa

3.1.4.2 Xác định chiều cao của tháp chưng luyện

Chiều cao của tháp chưng luyện được tính theo công thức

NTT – là số đĩa thực tế h = hchưng = hluyện = 0,4m (chọn theo đường kính) là khoảng cách giữa 2 đĩa δ – chiều dày của đĩa, chọn δ = 3mm = 0,003m Δh – khoảng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiết bị (0,8 – 1m), chọn Δh = 0,8m

→ Chiều cao đoạn luyện HL = 23.(0,4 + 0,003) + 0,4 = 9,67 m

→ Chiều cao đoạn chưng HC = 3,23 m

3.1.5 Tính cân bằng nhiệt lượng của tháp chưng luyện

3.1.5.1 Cân bằng nhiệt lượng của thiết bị đun nóng hỗn hợp đầu

QD1 + Qf = QF + Qng1 + Qxq1, J/h (IX.149 Sổ tay QTTB tập 2 trang 196), trong đó:

QD1 – nhiệt lượng hơi đốt mang vào

Qf – nhiệt lượng do hỗn hợp đầu mang vào

QF – nhiệt lượng do hỗn hợp đầu mang ra

Qng1 – nhiệt lượng do nước ngưng mang ra

Qxq1 – nhiệt lượng do môi trường xung quanh lấy a Nhiệt lượng hơi đốt mang vào

QD1 – nhiệt lượng hơi đốt mang vào

D1 – lượng hơi đốt, kg/h r1 - ẩn nhiệt hóa hơi, J/kg

1 – hàm nhiệt (nhiệt lượng riêng) của hơi đốt, J/kg

C1 – nhiệt dung riêng của nước ngưng, J/kgđộ

Do không cần đun nóng quá 100 o C nên ở đây ta sử dụng hơi nước bão hòa

Tính cơ khí

Tính toán cơ khí có mục đích là để thiết kế được tháp chưng luyện phù hợp với các thông số công nghệ của quá trình Do yêu cầu thiết kế tháp chưng luyện làm việc ở áp suất khí quyển 3at, nhiệt độ làm việc trong khoảng từ 20 - 100 0 C, nên ta chọn vật liệu chế tạo được cho toàn bộ tháp chưng là thép X18H10T

Bảng 7: Bảng số liệu một số tính chất của thép X18H10T như sau:52

Với tấm thép dày 4-25mm Độ nhớt va đập, ak, J/m 2

Hệ số giãn khi kéo ở 20-100 0 C, a t , 1/ 0 C

Hệ số dẫn nhiệt ở 20-100 0 C, λ, W/m.độ

3.2.1 Tính và chọn đường kính của các ống nối

38 Đường kính ống dẫn và các cửa vào ra của thiết bị phụ thuộc vào lưu lượng dòng hơi đi trong tháp xác định theo công thức: d = √ 𝑉

V là lưu lượng thể tích của dòng lỏng, m 3 /s ω là tốc độ trung bình, m/s

3.2.1.1 Ống dẫn nhập liệu đầu

Nhiệt độ của hỗn hợp nguyên liệu lỏng vào tháp: t o F = 87,38 o C

Nội suy từ bảng số liệu I.2 (1 – 9) và I.5 (1- 11,12) ta có khối lượng riêng phụ thuộc nhiệt độ của etanol và nước tại nhiệt độ t o F = 87,38 o C là ρE = 728,274 kg/m 3 và ρN = 967,273 kg/m 3

Lưu lượng thể tích chất lỏng chảy trong ống: V = F ρ 𝐹 = 3,6

Từ bảng II.2 (1 – 370), với chất lỏng tự chảy ω = 0,1- 0,5 (m/s) Chọn vận tốc chất lỏng chảy trong ống là: ω = 0,25 (m/s) Đường kính trong của ống là: dt(F) = √ 3.97.10 −3

0,785.0,25 = 0,142 m Quy chuẩn đường kính ống dẫn nhập liệu là dt(F) = 0,150m = 150 mm

3.2.1.2 Ống tháo sản phẩm đáy

Nhiệt độ của hỗn hợp sản phẩm đáy: t o W = 99,05 o C

Nội suy từ bảng số liệu I.2 (1 – 9) và I.5 (1- 11,12) ta có khối lượng riêng phụ thuộc nhiệt độ của etanol và nước tại nhiệt độ t o W = 99,05 o C là ρE = 716,903 kg/m 3 và ρN = 959,053 kg/m 3

959,053 → Khối lượng riêng sản phẩm đáy ρW = 954,539 kg/m 3

Lưu lượng thể tích chất lỏng chảy trong ống: V = W ρ 𝑊 = 2,85

Từ bảng II.2 (1 – 370), với chất lỏng tự chảy ω = 0,1-0,5 (m/s) Chọn vận tốc chất lỏng chảy trong ống là: ω = 0,2 (m/s) Đường kính trong của ống là: dt(W) = √ 2,99.10 −3

0,785.0,2 = 0,138 m Quy chuẩn đường kính ống tháo sản phẩm đáy là: dt(W) = 0,150m = 150 mm

3.2.1.3 Ống dẫn lấy sản phẩm đỉnh

Nhiệt độ của hỗn hợp hơi đi ra trên đỉnh tháp: t o P = 78,61 o C = 351,61 K

Nồng độ phần mol của cấu tử phân bố trong pha hơi tại đỉnh tháp: yP = 0,798 phần mol Khối lượng riêng của hơi đi ra khỏi tháp:

Lượng hơi đi ra khỏi tháp là: gd = 2,10 kg/s

Lưu lượng thể tích hơi di chuyển trong ống: V = 𝑔 𝑑 ρ 𝑝 = 2,10

Từ bảng II.2 (1 – 370), với hơi bão hòa đi trong ống dẫn khí ở áp suất p > 1 at thì ω = 15-

25 (m/s) Chọn vận tốc chất khí di chuyển trong ống dẫn là: ω = 20 (m/s) Đường kính trong của ống dẫn hơi là: dt(P) = √ 1,50

0,785.20 = 0,309 m Quy chuẩn đường kính ống lấy sản phẩm đỉnh là: dt(P) = 0,350m = 350 mm

3.2.1.4 Ống dẫn hồi lưu lỏng từ thiết bị ngưng tụ về tháp

Nhiệt độ của hỗn hợp lỏng hồi lưu về tháp: tR = t o P = 78,61 o C

Nội suy từ bảng số liệu I.2 (1 – 9) và I.5 (1- 11,12) ta có khối lượng riêng phụ thuộc nhiệt độ của etanol và nước tại nhiệt độ t o P = 78,61 o C là

972,681 → ρR = 752,784 kg/m 3 (1 – 5) Lưu lượng thể tích chất lỏng chảy trong ống:

972,681 = 1,79.10 -3 m 3 /s với GR là lượng lỏng hồi lưu (kg/m 3 )

Từ bảng II.2 (1 – 370), với chất lỏng tự chảy ω = 0,1-0,5 (m/s) Chọn vận tốc chất lỏng chảy trong ống dẫn là: ω = 0,2 (m/s) Đường kính trong của ống dẫn là: dt(R) = √ 1,39.10 −3

0,785.0,2 = 0,107 m Quy chuẩn đường kính ống hồi lưu lỏng là: dt(R) = 0,125m = 125 mm

3.2.1.5 Ống dẫn hồi lưu hơi ở đáy tháp

Nhiệt độ của hỗn hợp hơi hồi lưu về đáy tháp: t o W = 99,05 o C = 372,05 o C

Nồng độ phần mol của cấu tử phân bố trong pha hơi tại đáy tháp: yW = 0,005 phần mol Khối lượng riêng của hơi hồi lưu về đáy tháp

22,4.372,05 273 = 0,594 kg/m 3 Lượng hơi hồi lưu vào đáy tháp = Lượng hơi đi vào đoạn chưng g’1 = 1,117 kg/s

- Lưu lượng thể tích hơi di chuyển trong ống:

Từ bảng II.2 (1 – 370), với hơi bão hòa đi trong ống dẫn khí ở áp suất p > 1 at thì ω = 15-

25 (m/s) Chọn vận tốc chất khí di chuyển trong ống dẫn là: ω = 20 (m/s) Đường kính trong của ống dẫn hơi là: dt = √ 1,88

Quy chuẩn đường kính ống hồi lưu hơi ở đáy tháp là: dt = 0,35 m = 350 mm

3.2.2 Tính chiều dày thành tháp, đáy tháp và nắp tháp

3.2.2.1 Tính chiều dày thân tháp

Thân hình trụ là bộ phận chủ yếu để tạo thành thiết bị hóa chất Tháp chưng luyện hỗn hợp hai cấu tử etanol-nước đang thiết kế làm việc ở áp suất 3at = 3,03.10 5 N/m 2 là áp suất thấp ( 700 mm, xác định được phương pháp hàn là hàn tay bằng hồ quang điện với kiểu hàn là hàn mối giáp hai bên, sử dụng vật liệu là thép X18H10T ta xác định được hệ số bền mối hàn φh = 0,95 Thành có khoét lỗ để lắp kính quan sát nhưng được gia cố hoàn toàn nên φ = φh = 0,95 (đối với mối hàn dọc)

- Các đại lượng bổ sung C = C 1 + C 2 + C 3 , m (2 – 363 – XIII.17)

C1 đại lượng bổ sung do ăn mòn xuất phát từ điều kiện môi trường và thời gian làm việc của thiết bị Vì X18H10T là loại vật liệu bền (0,05-0,1 mm/năm), nên lấy C1 = 1 mm (tính theo thời gian làm việc từ 15-20 năm)

C2 là đại lượng bổ sung do hao mòn khi nguyên liệu chứa các hạt rắn chuyển động với tốc độ lớn trong thiết bị Nguyên liệu chưng luyện không thuộc trường hợp này nên bỏ qua, C2

C3 là đại lượng bổ sung do dung sai của chiều dày, phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu

- Ứng suất cho phép của vật liệu

Ta có vật liệu thép X18H10T, tT = 20 0 C.Từ bảng XIII.4 (2 – 357).Chọn công thức tính ứng suất cho phép đối với một số vật liệu chế tạo cơ bản, ta được ứng suất cho phép là giá trị nhỏ nhất tính được từ một trong các công thức sau:

Ta có các thông số sau:

- σ t k = 550.10 6 là giới hạn bền kéo của thép X18H10T (2 – 310)

- σ t c = 220.10 6 là giới hạn bền chảy của thép X18H10T (ứng với tấm thép dày 4-25mm) (2 – 309)

- nk = 2,6 là hệ số an toàn theo giới hạn bền kéo (2 – 356)

- nk = 1,5 là hệ số an toàn theo giới hạn bền chảy (2 – 356)

- η là hệ số hiệu chỉnh, do thiết bị chưng luyện đang thiết kế thuộc nhóm 2 loại II nên η 1,0 (2 – 308)

- Tính chiều dày của thân hình trụ

Từ bảng XIII.9 (2 – 364) chọn C3 = 0,8mm → C = C1 + C2 + C3 = 1,8 mm = 0,0018m Chiều dày của thân hình trụ là:

Do đường kính trong của thân Dt = 1,4m nên chiều dày tối thiểu để bình có thể chịu được trọng lượng của bản thân bình và các tải trọng phụ thì Smin = 7 mm (đã tính đến độ cho phép ăn mòn bằng 2 mm) (4 – 478) Chọn S = 10 mm = 0,01 m, khối lượng tấm thép 78,4 kg/m 2

- Kiểm tra ứng suất của thành theo áp suất thử Áp suất thử tính toán được xác định theo công thức po = pth + pl (2 – 366), trong đó pth là áp suất thử thủy lực, lấy theo bảng XIII.5 (2 – 358); pl là áp suất thủy tĩnh của lỏng trong tháp, pl 110561,59 N/m 2 Áp suất tính 0,07.10 6 < p = 413561,59 (N/m 2 ) < 0,5.10 6 nên tra bảng XIII.5 (2 – 358) có áp suất thử thủy lực pth = 1,5p = 1,5.413561,59 = 620342,39 N/m 2 Áp suất thử tính toán là po = pth + pl = 620342,39 + 110561,59 = 730903,78 N/m 2 Ứng suất của thành theo áp suất thử là (2 – 365): σ = [D t +(S−C)].p o

1,2 = 183,33.10 6 → thỏa mãn điều kiện Vậy thân tháp có chiều dày là S = 10 mm, khối lượng tấm thép là 78,4 kg/m 2 , đường kính trong Dt = 1400 mm Đường kính ngoài Dn = Dt + 2.S = 1420 mm

3.2.2.2 Tính đáy và nắp thiết bị Đáy và nắp của thiết bị cũng là bộ phận quan trọng của thiết bị và thường được chế tạo cùng loại vật liệu với thân thiết bị Đáy, nắp có thể nối với thân bằng cách hàn, ghép bích hoặc hàn liền với thân (thiết bị đúc bằng vật liệu vỏ giòn) Đáy và nắp có nhiều hình dạng như elip, bán cầu, nón, phẳng, v.v Chọn phụ thuộc vào hình dạng thân và áp suất trong Tính toán đáy và nắp hoàn toàn giống nhau Ta chọn đáy và nắp chế tạo từ thép X18H10T Do thiết bị đặt thẳng đứng làm việc ở áp suất 3at, chịu áp suất trong p 413561,59 > 7.10 4 (N/m 2 ) nên ta sử dụng nắp và đáy dạng elip có gờ, chế tạo bằng phương pháp hàn từ 2 nửa tấm, lắp với thân thiết bị bằng cách ghép bích Ở tâm của đáy và đỉnh có đục lỗ để lấy sản phẩm đáy và sản phẩm đỉnh

Hình: Nắp và đáy thiết bị Chiều dày S của đáy và nắp được xác định theo công thức sau:

(2 – 385), trong đó: hb = 350 mm là chiều cao phần lồi ở đáy ứng với Dt = 1400 (2 – 382)

Dt = 1,4 m là đường kính trong của thân tháp p là áp suất làm việc bên trong thiết bị

[σk] = 146,667.10 6 là ứng suất kéo của vật liệu N/m 2 φh = 0,95 là hệ số bền của mối hàn hướng tâm (2 – 362) k là hệ số không thứ nguyên xác định qua công thức k = 1 – d/Dt d là đường kính của lỗ không tăng cứng, (m)

C là đại lượng bổ sung, tương tự như C trong phần tính chiều dày thân tháp nhưng có tăng thêm 1 ít tùy chiều dày nắp và đáy Để có thể chịu được những sai sót trong hoạt động của thiết bị khi có những trục trặc trong quá trình thực hiện, áp suất thiết kế của đáy và nắp sẽ được lấy cao hơn áp suất làm việc bình thường từ 5 - 10% (4 – 474) Ta chọn áp suất thiết kế cao hơn 10% so với áp suất làm việc tính toán p = 1,1.413561,59 = 454917,749 N/m 2

- Tính toán nắp thiết bị: Đường kính ống lấy sản phẩm đỉnh là: dt(P) = 0,350m = 350 mm

Do S – C = 2,25.10 -3 m = 2,25 mm < 10 mm nên ta tăng thêm 2 mm so với giá trị C ở phần thân tháp → C = 1,8 + 2 = 3,8 mm

Chiều dày: S = 2,25 + 3,8 = 6,06 mm Từ bảng XIII.11 (2 – 384) chọn S = 10 mm tương ứng với chiều cao gờ h = 40 mm, khối lượng m = 183.1,01 = 184,83 kg Từ bảng XIII.10

(2 – 382,383) có các thông số tương ứng: bề mặt trong F = 2,24 m 2 ; thể tích V = 398.10 3 (m 3 ), đường kính phôi D = 1693 mm

Kiểm tra ứng suất thành của nắp thiết bị theo áp suất thủy lực p0 = 730903,78 N/m 2 theo công thức:

- Tính toán đáy thiết bị: Đường kính ống tháo sản phẩm đáy là: dt(W) = 0,150m = 150 mm

Do S – C = 2,70.10 -3 m = 2,25 mm < 10 mm nên ta tăng thêm 2 mm so với giá trị C ở phần thân tháp → C = 1,8 + 2 = 3,8 mm

Chiều dày: S = 2,70 + 3,8 = 6,50 mm Từ bảng XIII.11 (2 – 384) chọn S = 10 mm tương ứng với chiều cao gờ h = 40 mm, khối lượng m = 183.1,01 = 184,83 kg Từ bảng XIII.10

(2 – 382,383) có các thông số tương ứng: bề mặt trong F = 2,24 m 2 ; thể tích V = 398.10 3 (m 3 ), đường kính phôi D = 1693 mm

Kiểm tra ứng suất thành của nắp thiết bị theo áp suất thủy lực p0 = 769542,95 (N/m 2 ) theo công thức

Từ bảng XIII.16.(2 – 391) về độ sai lệch cho phép về hình dạng và kích thước của đáy và nắp elip có gờ được các thông số: ∆D = ± 3mm; C = 4mm; f = 4mm; ∆h = ±8mm

Vậy nắp và đáy thiết bị được thiết kế với các thông số: Đường kính trong Dt = 1400 mm; h = 40 mm; hb = 350 mm; S = 10 mm ; m = 184,83 kg; bề mặt trong F = 2,24 (m 2 ); thể tích V = 398.10 3 (m 3 ), đường kính phôi D = 1693 mm

3.2.3 Chọn bích nối giữa thân tháp với đáy và nắp tháp, với các ống nối

3.2.3.1 Chọn bích nối giữa thân tháp với đáy và nắp tháp

Tính trở lực của tháp chưng luyện loại chóp

Nếu trở lực của đĩa tăng sẽ làm tăng nhiệt độ ở dưới đáy tháp và kết quả sẽ làm tăng khả năng phân hủy nhiệt, tăng khả năng polyme hóa các chất, tăng khả năng cốc hóa và tăng khả năng tắc nghẽn tháp Ngoài ra, tăng trở lực của đĩa cũng đòi hỏi phải tăng công suất của thiết bị đun bay hơi đáy tháp cũng như tăng tải trọng cần thiết của tháp Vì các lý do nêu ở trên nên trong thực tế luôn cần các giải pháp để giảm trở lực của đĩa đến mức thấp nhất

Công thức tính trở lực của tháp ∆P = NTT.∆Pd ,N/m 2 , (2 – 192), trong đó

NTT – số đĩa thực tế của tháp

∆Pd – trở lực của một đĩa của tháp, N/m 2

∆Pd = ∆PK + ∆PL + ∆PR, N/m 2 , (4 – 59), trong đó

∆PK – trở lực của đĩa khô

∆PL – trở lực do lớp chất lỏng không chứa khí có chiều cao hL trên đĩa tạo ra

∆PR – trở lực bởi ảnh hưởng của các yếu tố điều kiện tạo bọt khuấy trộn lỏng và gia tốc theo phương thẳng đứng của lỏng Đại lượng này rất nhỏ so với 2 trở lực trên nên thường coi ∆PR = 0

3.3.1 Trở lực của đĩa khô

Công thức tính trở lực đĩa khô: ΔPk =𝜉 𝜌 𝑦 𝜔 𝑜

2 , N/m 2 (2 – 192 – IX.137), trong đó: ξ – Hệ số trở lực ξ = 4,5 ÷ 5 chọn ξ = 5

64 ρy – khối lượng riêng của pha hơi ,kg/m 3

3600.𝜋.𝑑 ℎ 2 𝑛 , m/s – tốc độ khí đi qua rãnh chóp, trong đó: dh – đường kính ống hơi, m, chọn dh = 100mm = 0,1m n – số chóp phân bố trên một đĩa, chọn n = 20 chóp

𝜌 𝑦 , m 3 – lượng hơi đi trong tháp, trong đó: gy – lượng hơi trung bình đi trong tháp, kg/h ρy : khối lượng hơi trung bình đi trong tháp, kg/m 3

3.3.1.1 Trở lực của đĩa khô trên đoạn luyện

Khối lượng riêng trung bình của pha hơi trong đoạn luyện 𝜌ytbL = 1,223 kg/m 3 Lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện g tbL =1,790 kg/s = 6444 kg/h

Lưu lượng hơi đi trong đoạn luyện là

Tốc độ của khí đi qua rãnh chóp 𝜔 𝑜 = 4.𝑉 𝑦

→ Trở lực của đĩa khô trong đoạn luyện ΔPk =𝜉 𝜌 𝑦 𝜔 𝑜

3.3.1.2 Trở lực của đĩa khô trên đoạn chưng

Khối lượng riêng trung bình của pha hơi trong đoạn chưng 𝜌 𝑦𝑡𝑏𝐶 = 0,816 kg/m 3 Lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng gtbC = 1,298 kg/s = 4672,8 kg/h

Lưu lượng hơi đi trong đoạn chưng là

Tốc độ của khí đi qua rãnh chóp 𝜔 𝑜 = 4.𝑉 𝑦

→ Trở lực của đĩa khô trong đoạn luyện ΔPk =𝜉 𝜌 𝑦 𝜔 𝑜 2

3.3.2 Trở lực do lớp chất lỏng không chứa khí có chiều cao h L trên đĩa tạo ra

∆PL = hL.ρL.g = hf.εL.ρL.g , N/m 2 (4 – 59), trong đó: hf là chiều cao lớp bọt, m

65 εL là lượng lỏng tương đối

F là tải trọng dòng khí, Fmax là tải trọng cực đại của dòng khí

Tải trọng của dòng khí F = uG.√ρ G ,(4 – 59), trong đó uG là tốc độ khí tính theo tiết diện ngang của tháp ρG là khối lượng riêng của dòng khí, kg/m 3

Tải trọng cực đại của dòng khí: , (4 – 59), trong đó Φ là phần tiết diện tự do của đĩa σ là sức căng bề mặt, N/m

Chiều cao lớp bọt: , m (4 – 59), trong đó

VL là tải trọng của lỏng, m 3 /s hw là chiều cao của ngưỡng chảy tràn, m

Lw là chiều dài của ngưỡng chảy tràn, m

Chiều cao của ngưỡng chảy tràn nằm trong khoảng 40 – 80mm Trong khoảng này chiều cao ngưỡng chảy tràn lỏng ít ảnh hưởng đến hiệu suất chưng cất

Chọn chiều dài ngưỡng chảy tràn Lc = 1,09 m (4 – 205)

3.3.2.1 Trở lực do lớp chất lỏng không chứa khí trên đoạn luyện uG = ωytbL (tt) = 0,950 m/s ρG = ρ ytbL = 1,223 kg/m 3 ρL = ρ xtbL = 824,056 kg/m 3

Diện tích tự do tương đối Φ = 0,105 m 2 (4 – 205)

→ Tải trọng của dòng khí

→ Tải trọng cực đại của dòng khí

2,619) 0,28 = 0,2256 Lượng lỏng trung bình đi trong đoạn luyện GtbL = 1,040 kg/s

→ Tải trọng của lỏng VL = 1,04

→ Chiều cao lớp bọt hf = 0,08 + 1,45

→ Trở lực do lớp chất lỏng ở một đĩa của đoạn luyện

3.3.2.2 Trở lực do lớp chất lỏng không chứa khí trên đoạn chưng uG = ωytbC (tt) = 1,033 m/s ρG = ρ ytbC = 0,816 kg/m 3 ρL = ρ xtbC = 924,631 kg/m 3 σ hh = 12,278 (dyn/cm) = 12,278.10 -3 N/m

Diện tích tự do tương đối Φ = 0,105 m 2

→ Tải trọng của dòng khí

→ Tải trọng cực đại của dòng khí

2,631) 0,28 = 0,2519 Lượng lỏng trung bình đi trong đoạn chưng GtbC = 3,848 kg/s

→ Tải trọng của lỏng VL = 3,848

→ Chiều cao lớp bọt hf = 0,08 + 1,45

→ Trở lực do lớp chất lỏng ở một đĩa của đoạn chưng

3.3.3 Trở lực tổng cộng của tháp chưng luyện

Công thức tính trở lực của tháp chóp

NTT – số đĩa thực tế của tháp

∆Pd – trở lực của một đĩa của tháp, N/m 2

→ Trở lực tổng cộng của đĩa ở đoạn luyện

→ Trở lực tổng cộng của đĩa ở đoạn chưng

Số đĩa thực tế của đoạn luyện là 23 đĩa, số đĩa thực tế của đoạn chưng là 7 đĩa

→ Trở lực tổng cộng của tháp chưng luyện là là

3.3.4 Tính và kiểm tra tải trọng của ngưỡng chảy tràn

Tải trọng của ngưỡng chảy tràn: QL = Q/LW, m 3 /s.m, (4 – 30), trong đó

Q là lưu lượng thể tích của dòng lỏng, m 3 /s

LW là chiều dài của ngưỡng chảy tràn về phía cửa ra khỏi đĩa của dòng lỏng

Lưu lượng thể tích của dòng lỏng đoạn luyện: Q = W/ρ xtbL = 2,85/824,056 = 3,45.10 -3 m 3 /s

Lưu lượng thể tích của dòng lỏng đoạn chưng: Q = P/ρ xtbL = 0,75/924,631 = 0,81.10 -3 m 3 /s Tải trọng ngưỡng chảy tràn ở đĩa của đoạn luyện: QL = 3,45.10 -3 /1,09 = 3,17.10 -3 m 3 /s.m Tải trọng ngưỡng chảy tràn ở đĩa của đoạn chưng: QC = 0,81.10 -3 /1,09 = 0,74.10 -3 m 3 /s.m

3.3.5 Tính và kiểm tra hoạt động của kênh chảy truyền chất lỏng

Tải trọng lỏng của kênh chảy truyền QD = Q/ADT, m/s (4 – 30), trong đó

Q là lưu lượng thể tích của dòng lỏng, m 3 /s

ADT là diện tích của kênh chảy truyền lỏng tại cửa vào, m 2 , ADT = 0,198 (m 2 )

Tải trọng lỏng của kênh chảy truyền ở đoạn luyện: QDL = 3,45.10 -3 /0,198 = 0,0174 m/s Tải trọng lỏng của kênh chảy truyền ở đoạn chưng: QDC = 0,81.10 -3 /0,198 = 0,0041 m/s

TÍNH VÀ CHỌN THIẾT BỊ PHỤ

Tính toán thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

Để đun nóng hỗn hợp đầu gồm 0,2 (phần khối lượng) etanol và 0,8 (phần khối lượng) nước với năng suất F = 3,6 kg/s Ta giả thiết hỗn hợp đầu có nhiệt độ đầu là 20 o C, cần đun nóng tới nhiệt độ sôi của hỗn hợp đầu là tF = 87,08 o C Để đun nóng hỗn hợp ta dùng thiết bị gia nhiệt loại ống chùm, kiểu thẳng đứng, chế tạo từ thép CT3, có vỏ bọc cách nhiệt bên ngoài và dùng hơi nước bão hòa ở nhiệt độ 132,9 o C tương ứng với áp suất 3 at để đun sôi hỗn hợp

Ta chọn thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm với các thông số

- Chiều cao ống truyền nhiệt ho = 1,5m

- Đường kính ngoài của ống truyền nhiệt dn = 25 mm

- Chiều dày ống truyền nhiệt δ = 2 mm

- Đường kính trong ống truyền nhiệt dt = 21 mm

- Hai lưu thể chuyển động ngược chiều: Hỗn hợp etanol và nước đi từ dưới lên trong không gian ống, hơi nước bão hòa đi ở không gian ngoài ống, ngưng tụ và đi ra ngoài

- Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu  = 50 W/mđộ (2 – 313)

Yêu cầu thiết kế quan trọng nhất của việc thiết kế thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu là xác định được bề mặt truyền nhiệt Ngoài ra còn cần xác định các thông số khác như đường kính, chiều cao, số ống và số ngăn thiết bị

Diện tích bề mặt truyền nhiệt được xác định thông qua phương trình cơ bản của truyền nhiệt

F – diện tích bề mặt truyền nhiệt

∆t – hiệu số nhiệt độ trung bình, o C

4.1.1 Tính lượng nhiệt trao đổi

4.1.1.1 Động lực của quá trình truyền nhiệt

- Nhiệt độ vào của dung dịch là tđ = 20 o C

- Nhiệt độ ra của dung dịch là tc = tF = 87,08 o C

Hơi đốt là hơi nước bão hòa nên nhiệt độ không thay đổi và là nhiệt độ sôi ở áp suất đã chọn (3 at) tbh = 132,9 o C

Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa 2 lưu thể:

Nhiệt độ trung bình của dung dịch ttb = tbh - ∆t = 132,9 – 74,39 = 58,51 o C

Lượng nhiệt cần thiết để đun nóng hỗn hợp đầu đến nhiệt độ sôi của hỗn hợp đầu là:

Q – lượng nhiệt cần thiết để đun sôi hỗn hợp đầu, J/s

F = 3,6 kg/s – lượng hỗn hợp đầu

C – nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu tại ttb = 58,51 o C, J/kgđộ

Tại ttb = 58,51 o C, từ bảng 6 ta có nhiệt dung riêng của etanol và nước là CE = 2950,63 J/kgđộ và CN = 4188,88 J/kgđộ

Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu:

C = aF.CE + (1-aF).CN = 0,2.2950,63 + (1-0,2).4188,88 = 3941,23 J/kgđộ

4.1.2 Tính hệ số truyền nhiệt K

Quá trình truyền nhiệt gồm 3 phần

- Cấp nhiệt bằng hơi nước bão hòa cho thành ống truyền nhiệt: q1 = α1.∆t1, W/m 2 , trong đó: α1 – hệ số cấp nhiệt của hơi đốt, W/m 2 độ

∆t1 = tbh – tT1 – hiệu số nhiệt độ của hơi đốt và nhiệt độ thành ống tiếp xúc với hơi đốt

- Dẫn nhiệt từ thành ống phía tiếp xúc với hơi sang thành ống tiếp xúc với lỏng (Dẫn nhiệt qua 1m 2 thành ống): qT = 1

𝑖 = r1 + 𝛿  + r2 – tổng nhiệt trở của thành ống, m 2 độ/W

71 r1,r2 – nhiệt trở ở 2 phía thành ống, m 2 độ/W δ – bề dày thành ống, m

 = 50 W/mđộ - hệ số dẫn nhiệt của thành ống

∆tT = tT1 – tT2 – hiệu số nhiệt độ giữa 2 phía thành ống tT1, tT2 – nhiệt độ 2 phía thành ống

- Cấp nhiệt từ thành ống phía tiếp xúc với pha lỏng cho hỗn hợp lỏng: q2 = α2.∆t2, W/m 2 , trong đó: α2 – hệ số cấp nhiệt từ thành ống, W/m 2 độ

∆t1 = tT2 – ttb – hiệu số nhiệt độ của hỗn hợp lỏng và thành ống tiếp xúc với hỗn hợp lỏng

Công thức tính hệ số truyền nhiệt K = 1 1 α1 +∑ 𝑟+ α2 1 , W/m 2 độ

- Chuẩn số Re để xác định chế độ chảy của hỗn hợp lỏng trong ống: Re = 𝜔𝑙𝜌

𝜇 , trong đó ω – tốc độ của lỏng chảy trong ống, do lỏng vào ống nhờ bơm nên tốc độ lỏng trong ống đẩy của bơm khoảng ω = 1,5 – 2,5 m/s (1 – 370), chọn ω = 2 m/s l = dtd – kích thước hình học, đường kính tương đương của ống truyền nhiệt ρ – khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng, kg/m 3 μ – độ nhớt động lực của hỗn hợp ở nhiệt độ trung bình ttb = 58,51 o C Ứng với nhiệt độ ttb = 58,51 o C Từ bảng 5 ta có độ nhớt của etanol và nước lần lượt là μE 0,607 cP và μN = 0,481 cP

→ Độ nhớt của hỗn hợp là lgμhh = xF.lgμE + (1-xF).lgμN → μhh = 0,491 cP Ứng với nhiệt độ ttb = 58,51 o C Nội suy từ số liệu trong bảng I.2 [1,9] ta được khối lượng riêng của etanol và nước lần lượt là ρE = 755,071 kg/m 3 và ρN = 983,536 kg/m 3

Khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng 1

Chọn ống truyền nhiệt kích thước 25x2 mm (đường kính ngoài 25mm, dày 2mm) nên đường kính trong ống dt = 25 – 2.2 = 21mm Ống dạng tròn nên đường kính tương đương dtd = dt = 21 mm = 0,021 m

- Chuẩn số Pran Pr = 𝐶 𝑝  𝜇 , trong đó

Cp – nhiệt dung riêng đẳng áp của hỗn hợp đầu tại ttb = 58,51 o C, Cp = 3941,23 J/kgđộ

 - hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Cp – nhiệt dung riêng đẳng áp của hỗn hợp đầu tại ttb = 58,51 o C, Cp = 3941,23 J/kgđộ ρ = 927,414 kg/m 3 là khối lượng riêng của hỗn hợp

M = 20,492 kg/kmol là khối lượng mol trung bình của hỗn hợp đầu

A – hệ số phụ thuộc vào mức độ liên kết của chất lỏng

Với chất lỏng liên kết (nước, rượu) A = 3,58.10 -8 (1 – 123)

- Chuẩn số Nusselt Nu = 𝛼𝑙  → α = Nu 

𝑙 , trong đó α = α2 – hệ số cấp nhiệt từ thành ống (W/m 2 độ) l = dtd = 0,021m là kích thước hình học

 = 0,466 W/mđộ - hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Do chế độ chảy của chất lỏng trong ống là chế độ chảy xoáy:

Prt – chuẩn số Pran của hỗn hợp lỏng tính theo nhiệt độ trung bình của tường ε1 – hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giũa chiều dài l và đường kính d của ống, do tỷ số l/d > 50 và Re = 79330,73, tra bảng V.2 (3 – 15) ta có ε1 = 1

𝑃𝑟𝑡 thể hiện ảnh hưởng của dòng nhiệt (đun nóng hay làm nguội) Khi chênh lệch nhiệt độ giữa tường và dòng nhỏ thì ( 𝑃𝑟

4.1.2.2 Tổng nhiệt trở của thành ống ∑r

Giả thiết lớp cặn bẩn bám trên bề mặt truyền nhiệt (ở 2 bên thành ống) có bề dày khoảng 0,5mm và có nhiệt trở trung bình

Lớp cặn bẩn phía hơi nước ngưng tụ r1 = 0,464.10 -3 m 2 độ/W

Lớp cặn bẩn phía hỗn hợp lỏng r2 = 0,116.10 -3 m 2 độ/W (2 – 4)

Thành ống dày δ = 2 mm = 0,002 m làm bằng thép CT3 có hệ số dẫn nhiệt  = 50

4.1.2.3 Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hòa α 1

Khi tốc độ hơi trong ống nhỏ (wh = 10 m/s) và màng nước ngưng chuyển động dòng thì hệ số cấp nhiệt α1 của hơi nước bão hòa đối với ống thẳng đứng α = 2,04A√ ∆t 𝑟

4 , W/m 2 độ (2 – 28), trong đó α = α1 – hệ số cấp nhiệt của hơi đốt

A – hệ số phụ thuộc vào nhiệt độ màng nước ngưng tm r - ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt, J/kg

∆t1 – hiệu số nhiệt độ giữa nước ngưng (tn = tbh = 132,9 o C) và nhiệt độ phía thành ống tiếp xúc (tT1) → tT1 = tbh - ∆t

H – chiều dài của ống truyền nhiệt, chọn H = ho = 1,5m Ứng với nhiệt độ hơi nước bão hòa tbh = 132,9 o C, 3at, từ bảng I.251 (1 – 314) ta có ẩn nhiệt ngưng tụ r = 518,1 kcal/kg = 2171 kJ/kg

Hệ số A phụ thuộc vào nhiệt đô màng:

Dựa vào bảng số liệu (2 – 29) ta có A = 190,16

Tải nhiệt riêng về phía hơi đốt q1 = α1.∆t1 = 8128,08.7,6 = 83477,63 W/m 2 Hiệu số nhiệt độ giữa 2 thành ống:

Hiệu số nhiệt độ hỗn hợp lỏng và thành ống tiếp xúc với hỗn hợp lỏng

Tải nhiệt riêng phía hỗn hợp etanol – nước: q2 = α2 ∆t2 = 7140,01.11,23 = 80209,94 W/m 2

→ Giả thiết đưa ra chấp nhận được Chọn α1 = 7322,60 W/m 2 độ

Lượng nhiệt truyền cho 1m 2 ống trung bình là qtb = 𝑞 1 + 𝑞 2

4.1.3 Tính bề mặt truyền nhiệt F

4.1.4 Số ống và cách sắp xếp ống trong thiết bị trao đổi nhiệt

Số ống của thiết bị được xác định theo công thức n = F/f, trong đó

F = 11,47 m 2 là tổng diện tích bề mặt trao đổi nhiệt f = π.dtb.ho là diện tích bề mặt một ống truyền nhiệt, m 2

75 ho = 1,5m là chiều cao ống truyền nhiệt dtb = (dn + dt)/2 = (25+21)/2 = 23mm = 0,023m là đường kính trung bình của một ống truyền nhiệt

Chọn cách sắp xếp ống theo hình 6 cạnh

Quy chuẩn theo bảng số liệu VII (2 – 48) ta có các thông số sau:

- Tổng số ống trong thiết bị n = 127 ống

- Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh: b = 13

- Số ống trên một cạnh của hình 6 cạnh a = 0,5(b+1) = 7 ống

4.1.5 Tính lại vận tốc và chia ngăn trong thiết bị

Vận tốc lỏng chảy trong ống cần đạt là ωt = 4𝑉 𝐹

VF là lưu lượng thể tích chất lỏng, m 3 /s dt = 0,021m là đường kính trong của một ống

Khối lượng riêng của hỗn hợp tại nhiệt độ trung bình ttb = 58,51 o C là ρhh = 927,414 kg/m 3

→Lưu lượng thể tích của chất lỏng VF = F/ρhh = 3,6/927,414 = 3,88.10 -3 m 3 /s

Với tốc độ của lỏng chảy trong ống đã chọn ω = 2 m/s thì ωt < ω , phải chia ngăn trong thiết bị để đảm bảo năng suất truyền nhiệt

Số ngăn của thiết bị x = 2/0,088 = 22,73 ≈ 23 ngăn, vậy chia không gian trong ống thành

4.1.6 Đường kính trong của thiết bị Đường kính trong của thiết bị được xác định theo công thức:

D = t.(b-1) + 4d, trong đó d = dn = 25mm là đường kính ngoài của ống truyền nhiệt

76 t là bước ống, thường t = 1,2 – 1,5d, chọn t = 1,2d = 30mm

Tính bơm

Bơm ly tâm có nhiều ưu điểm: Thiết bị đơn giản, không có supap nên ít bị tắc và hư hỏng cung cấp đều, quay với tốc độ khá nhanh, có thể gắn trực tiếp với động cơ, phù hợp với nhiều loại chất lỏng, trong đó có hỗn hợp etanol – nước Do đó ta sử dụng bơm ly tâm để vận chuyển nguyên liệu đến gia nhiệt ở thiết bị đun sôi hỗn hợp đầu, sau đó dung dịch sẽ tự chảy từ thiết bi gia nhiệt đầu vào tháp Cần xác định chiều cao đặt thiết bị gia nhiệt đầu để có thể đưa chất lỏng vào tháp ở đĩa tiếp liệu Chiều cao này phụ thuộc vào trở lực của ống, tức là phụ thuộc vào chiều dài của ống dẫn

Chọn bơm ly tâm làm việc ở áp suất thường, chọn chiều cao hút của bơm ở t o = 20 o C là 5 m từ bảng II.34 (1 – 441)

4.2.1 Trở lực của đường ống dẫn từ bơm vào thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

4.2.1.1 Áp suất động học: ΔPđ = 𝛒.𝛚 𝟐

Trong đó ρ: khối lượng riêng của dung dịch vào ở 20 o C, kg/m 3

Từ bảng I.2 (1– 9), tra tại nhiệt độ 20 o C ta được ρ x tbE = 789,00 kg/m 3

Từ bảng I.5 (1 – 11,12) tra tại nhiệt độ 20 o C ta được ρ x tbN = 998,23 kg/m 3

998,23 → ρ x tbl = 947,954 kg/m 3 ω: vận tốc dòng lỏng trong ống Chọn ống có d = 50 mm và chiều dài L = 2m

4.2.1.2 Áp suất để khắc phục trở lực ma sát: ΔPm = λ 𝐋

Chỉ số Re = ω.d.ρ μ với μ là độ nhớt của dung dịch hỗn hợp đầu tại nhiệt độ 25 o C

Từ bảng I.101 (I – 91) tại nhiệt độ 20 o C ta có μE = 1,19.10 -3 N.s/m 2

Từ bảng I.102 (I – 94,95) tại nhiệt độ 20 o C ta có μN = 1.005.10 -3 N.s/m 2

→ Độ nhớt của hỗn hợp là lgμ = xF.lgμE + (1-xF).lgμN → μ = 1,020.10 -3 N.s/m 2

Từ bảng II.15 (1 – 381) với loại ống dẫn hơi nước bão hòa và nước nóng với điều kiện ít rò

- Tại khu vực nhẵn thủy học:

Chuẩn số Reynold giới hạn: Regh = 6 ( d td ε ) 8/7 = 6.(250) 8/7 = 3301,06 (1 – 378)

Chuẩn số Reynold khi bắt đầu xuất hiện vùng nhám:

Ta có: Regh < Re < Ren → Hệ số ma sát λ được tính theo công thức II.64 (1 – 380) λ = 0,1.(1,46 ε d td + 100

4.2.1.3 Áp suất để khắc phục trở lực cục bộ ΔP c :

Trên đường ống có 1 van chắn tiêu chuẩn và 1 lưu lượng kế

Từ bảng II.16 (1 – 399) phần N o 45(Giá trị ξ khi van mở hoàn toàn) với d = 50 mm

Hệ số trở lực cục bộ của van chắn ξ1 = 0,5

Giả sử trở lực của lưu lượng kế gấp 3 lần van chắn → ξ2 = 3ξ1 = 3.0,5 = 1,5

→ Chiều cao cột chất lỏng tương đương:

4.2.2 Trở lực của thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

4.2.2.1 Áp suất động học: ΔPđ = 𝝆.𝝎

78 ρ là khối lượng riêng của dung dịch vào ở tại ttb = 58,51 o C, ρ = 927,414 kg/m 3 ω là vận tốc dòng lỏng trong ống truyền nhiệt, ω = 2m/s

4.2.2.2 Áp suất để khắc phục trở lực ma sát ΔPm: ΔPm = λ 𝑳

Trong đó: L là chiều cao của ống truyền nhiệt, L = ho = 1,5m

Chuẩn số Re = 79330,73 > 10 4 → chế độ chảy xoáy

Từ bảng II.15 (1 – 381) với loại ống dẫn hơi nước bão hòa và nước nóng với điều kiện ít rò

( Ren → hệ số ma sát λ được nội suy từ bảng II.13 (I – 379) ta có λ = 0,0375

4.2.2.3 Áp suất để khắc phục trở lực cục bộ ΔP c

Dòng chảy qua thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu sẽ gặp nhiều chỗ ngoặt, đột mở, đột thu Tiết diện ống dẫn dung dịch vào thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu:

4 = 1,96.10 -3 m 2 Tiết diện ống hơi truyền nhiệt trong mỗi ngăn:

23 = 1,91.10 -3 m 2 Tiết diện phần dưới thiết bị nơi ống dẫn dung dịch vào là:

Trong đó: D là đường kính của thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

- Khi chất lỏng chảy vào thiết bị (đột mở)

Nội suy từ bảng II.16 (1 – 387) phần N o 11 ta có ξ1 = 0,981

- Khi chất lỏng chảy từ khoảng trống vào các ngăn (đột thu)

Nội suy từ bảng II.16 (1 – 388) phần N o 13 ta có ξ2 = 0,5

Khi chất lỏng chảy từ các ngăn ra khoảng trống (đột mở)

Nội suy từ bảng II.16 (1 – 387) phần N o 11 ta có ξ3 = 0,982

Khi chất lỏng chảy ra khỏi thiết bị (đột thu)

Nội suy từ bảng II.16 (1 – 388) phần N o 13 ta có ξ4 = 0,5

→ Chiều cao cột chất lỏng tương đương là:

4.2.3 Trở lực của đoạn ống từ thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu đến tháp chưng 4.2.3.1 Áp suất động học: ΔPđ = 𝛒.𝛚

𝟐 , N/m 2 , trong đó ρ là khối lượng riêng của dung dịch vào ở tF = 87,08 o C, kg/m 3

→ ρ = ρ F = 907,536 (kg/m 3 ) ω là vận tốc dòng lỏng trong ống Chọn ống có d = 50 mm và chiều dài L = 2m

4.2.3.2 Áp suất để khắc phục trở lực ma sát ΔPm = λ 𝐋

Chuẩn số Re = ω.d.ρ μ với μ là độ nhớt của dung dịch hỗn hợp đầu tại nhiệt độ 87,08 o C Nội suy từ bảng I.101 (1 – 91) tại nhiệt độ 87,08 o C ta có μE = 0,396.10 -3 N.s/m 2

Nội suy từ bảng I.102 (1 – 94,95) tại nhiệt độ 87,08 o C ta có μN = 0,327.10 -3 N.s/m 2

→ Độ nhớt của hỗn hợp là lgμ = xF.lgμE + (1-xF).lgμN → μ = 0,333.10 -3 N.s/m 2

Từ bảng II.15 (1 – 381) với loại ống dẫn hơi nước bão hòa và nước nóng với điều kiện ít rò

( Ren → Hệ số ma sát λ được nội suy từ bảng II.13 (I – 379) → λ = 0,02865

4.2.3.3 Áp suất để khắc phục trở lực cục bộ ΔP c

Trên đường ống có 1 khuỷu ghép 90 o do 2 khuỷa 45 o tạo thành

→ Chọn độ dài đoạn chéo a = 30 mm

Từ bảng II.16 (1 – 394) phần N o 29 vớ d = 50 mm, a = 30 mm → a/d = 0,6 → ξ = 0,6

→ Chiều cao cột chất lỏng tương đương là:

4.2.3.4 Áp suất toàn phần của bơm:

P1, P2: áp suất mặt thoáng chỗ hút và đẩy (N/m 2 ); P1 = P2 = 1 at

Ho: chiều cao hình học đưa chất lỏng lên tháp, là tổng chiều cao ống và chiều cao thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu (coi chiều cao thiết bị thiết bị bằng chiều cao ống truyền nhiệt)

H1, H2, H3 là chiều cao khắc phục các trở lực

4.2.4 Công suất toàn phần của bơm:

Trong đó: Q: năng suất của bơm, m 3 /s ρ: khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m 3 g: gia tốc trọng trường, m/s 2

H: áp suất toàn phần của bơm, m η: hiệu suất chung của bơm η = ηo ηtl ηck Chọn: hiệu suất thể tích ηo = 0,96 hiệu suất thủy lực ηtl = 0,85 hiệu suất cơ khí ηck = 0,96

→ Công suất toàn phần của bơm là: N = F.g.H

4.2.5 Công suất động cơ điện

Trong đó: η tr : hiệu số truyền động, chọn η tr = 0,9 η đc : hiệu số động cơ điện, chọn η đc = 0,9

Trong thực tế phải chọn động cơ điện có công suất lớn hơn tính toán:

N đc c = β.Nđc (1 – 439) Dựa vào bảng II.33 (1 – 439) ta có η đc < 1 thì hệ số dự trữ β = 1,8

Vậy ta chọn bơm có công suất là 0,612 kW

Tính toán thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh

Thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp dùng nước có nhiệt độ ban đầu là 20 o C để làm nguội hỗn hợp sản phẩm đỉnh từ nhiệt độ tP = 78,61 o C đến nhiệt độ t = 45 o C Hai lưu thể đi ngược chiều nhau, nước làm nguội đi từ dưới lên, nhận ẩn nhiệt hóa hơi từ hỗn hợp hơi đi từ trên xuống và sản phẩm ngưng tụ thành lỏng đi ra khỏi thiết bị Nhiệm vụ của ta là phải tính được đủ các thông số kỹ thuật cần thiết của thiết bị đó như đường kính, chiều cao, bề mặt truyền nhiệt, số ống, …

Chọn thiết bị truyền nhiệt ống chùm kiểu đứng có các thông số:

- Chiều dày ống truyền nhiệt δ = 2,5 mm

- Ống làm bằng thép CT3 có  = 50 W/m.độ

4.3.1 Lượng nhiệt cần thiết: ttb = tđ – Δttb ,trong đó Δttb là hiệu số nhiệt độ trung bình của hai lưu thể tđ là nhiệt độ sản phẩm đỉnh

Nhiệt lượng dùng để làm ngưng tụ hỗn hợp sản phẩm đỉnh là: Q = P.CP.(tc – tđ) ,W

P là lượng hỗn hợp sản phẩm đỉnh, kg/s tc, tđ là nhiệt độ đầu và cuối của hỗn hợp, o C

CP nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu ở ttb, J/kg.độ

CP = aP.CE + (1 – aP).CN

Tại ttb = 33,65 o C nội suy từ bảng 6 ta có: CE = 2505,15 J/kg

Tại ttb = 33,65 o C nội suy từ bảng 6 ta có: CN = 4176,59 J/kg

→ Nhiệt lượng cần thiết để đun nóng hỗn hợp đầu tới nhiệt độ sôi:

4.3.2 Tải nhiệt trung bình cho quá trình truyền nhiệt:

Các chuẩn số cần thiết:

Khối lượng riêng của hỗn hợp tại nhiệt độ trung bình: 1 ρ = a P ρ E + 1 − a P ρ N

Từ bảng I.2 (1 – 9), nội suy tại nhiệt độ 33,65 o C ta có ρ E = 765,80 kg/m 3

Từ bảng I.5 (1 – 11,12) nội suy tại nhiệt độ 33,65 o C ta có ρ N = 994,52 kg/m 3

994,52 → ρ = 781,99 kg/m 3 Tính độ nhớt của dung dịch:

Nội suy từ bảng 5 tại nhiệt độ ttb = 33,65 o C ta có μE = 0.761.10 -3 N.s/m 2

Nội suy từ bảng 5 tại nhiệt độ ttb = 33,65 o C ta có μN = 0.603.10 -3 N.s/m 2

→ Độ nhớt của hỗn hợp là lgμdd = xp.lgμE + (1-xp).lgμN → μdd = 0,726.10 -3 N.s/m 2

Chuẩn số Reynold: Re = ω.d.ρ μ Chọn vận tốc của dung dịch đi trong ống là ω = 0,5 m/s

Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch: λ = A.CP.ρ.√ ρ

A là hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng Vì rượu etylic và nước là 2 chất lỏng liên kết nên A = 3,58.10 -8

CP là nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng, J/kg.độ ρ là khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m 3

M là khối lượng mol tỷ lệ giữa chất lỏng 1 phân tử chất đã cho và 1/16 khối lượng nguyên tử oxi, M = 42.133 kg/kmol

Chuẩn số Pran của hỗn hợp: Pr = C p μ λ (2 – 12) Trong đó:

CP: nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng, J/kg.độ μ: độ nhớt của chất lỏng λ: hệ số dẫn nhiệt của dung dịch

Chuẩn số Nusselt: Nu = 0,021.Re 0,8 εl.Pr 0,43 ( Pr

Prt: chuẩn số Pran tính theo ttb của tường εl: hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường kính

Ta có: Đường kính ống dn = 30 mm

30 = 66,67 và Re > 10 4 Tra bảng V.2 (2 – 15) ta có εl = 1

Do chênh lệch giữa vỏ và dòng lưu thể là khá nhỏ nên ta có thể coi ( Pr

4.3.3 Tính hệ số cấp nhiệt

Hệ số cấp nhiệt phía hơi đốt α1: α1 = 2,04.A.√ r

4 , w/m 2 độ (2 – 28) trong đó: r: ẩn nhiệt ngưng tụ của nước, J/kg h = 2 m

A: hệ số phụ thuộc vào nhiệt độ màng, tm

85 t T 1 : nhiệt độ của bề mặt tường, tiếp xúc với nước ngưng, O C tđ; nhiệt độ sản phẩm đỉnh, o C

Với Δtl = tđ – t T 1 là hiệu số nhiệt độ giữa tbh và nhiệt độ phía tường tiếp xúc với nước ngưng

Giả thiết Δtl = 5,4 o C → nhiệt độ thành ống phía hơi ngưng tụ là: t T 1 = tđ - Δtl = 78,61 – 5,4

Nhiệt độ của màng nước ngưng tụ là: tm = 0,5(73,21 + 78,61) = 75,91 o C

Với tm = 75,61 o C nội suy trong (2 – 29) ta được A = 165,137 và nội suy bảng I.251 (1 –

Vậy hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ là: α1 = 2,04.166,137.√2318794,55

• Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ: q1 = α1.Δtl = 7295,518.5,6 = 39395,80 W/m 2

4.3.4 Hiệu số nhiệt độ ở hai bên bề mặt thành ống: ΔTt = tT1 – tT2 = q1.Σr

Với Σr = r1 + δ λ + r2 (2 – 3) ,trong đó: r1, r2 là nhiệt trở của cặn bẩn bám vào hai bên thành ống phía hơi đốt và phía dung dịch, m 2 độ/W δ là chiều dày của thành ống, δ = 2,5.10 -3 m

 = 50 W/mđộ là hệ số dẫn nhiệt của vật liệu

Lớp cặn bẩn phía hơi nước ngưng tụ r1 = 0,464.10 -3 m 2 độ/W

Lớp cặn bẩn phía hỗn hợp lỏng r2 = 0,116.10 -3 m 2 độ/W (2 – 4)

• Nhiệt độ thành ống phía dung dịch: tT2 = tT1 – ΔTt = 73,21 – 24,82 = 48,39 o C

4.3.5 Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch: Δt2 = tT2 – ttb = 48,39 – 33,65 = 14,74 o C

• Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch α2: α2 = Nu.λ d t Trong đó: λ: Hệ số dẫn nhiệt của nước ở ttb = 33,65 o C

Nội suy từ bảng I.130 (1 – 135) tại nhiệt độ ttb = 33,65 o C ta có λ = 0,6277 W/m.độ

• Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch: q2 = α2 Δt2 = 2726,6033.14,74 = 40191,89 W/m 2

→ Giả thiết đưa ra chấp nhận được, chọn α1 = 7295,518 W/m 2 độ

4.3.6 Tính các thông số còn lại trong thiết bị

• Nhiệt tải riêng trung bình: qtb = q 1 + q 2

• Bề mặt truyền nhiệt: F = Q q tb = 116732,66

• Tổng số ống n: n = F f Trong đó: f là diện tích xung quanh của một ống, m 2 f = π.dn.h = π.0,030.2 = 0,188 m 2

Quy chuẩn n = 19 ống theo bảng V.11 (2 – 48)

Bố trí ống sắp xếp theo hình 6 cạnh gồm 2 hình Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh là b = 5 ống theo bảng V.11 (2 – 48)

• Tính đường kính thiết bị: D = t(b – 1) + 4.dn (2 – 49)

Trong đó: t là bước ống, t = (1,2 – 2,5).dn

Vậy thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh có các thông số sau: