Thiết kế xây dựng hệ thống chưng luyện benzen – toluen

Do đó xđ = 0,9573 kmol/kmol Khối lượng mol dòng lỏng ở đỉnh là: MA, MB : Khối lượng mol của cấu tử Benzen và Toluen kg/kmol T: Nhiệt độ làm việc trung bình của tháp, hay của đoạn chưng h

Sơ đồ công nghệ

Sơ đồ khối

Lưu trữ đầu vào sc

Tổng quan

Lý thuyết về chưng cất

Chưng cất là quá trình dùng để tách các cấu tử của hỗn hợp lỏng cũng như hỗn hợp khí lỏng thành các cấu tử riêng biệt dựa vào độ bay hơi khác nhau của các cấu tử trong hỗn hợp (nghĩa là khi ở cùng nhiệt độ, áp suất hơi bão hoà của các cấu tử khác nhau)

Thay vì đưa vào trong hỗn hợp một pha mới để tạo nên sự tiếp xúc giữa hai pha như trong quá trình hấp thu hoặc nhả khí, trong quá trình chưng cất pha mới được tạo nên bằng sự bốc hơi hoặc ngưng tụ

Chưng cất và cô đặc khá giống nhau, tuy nhiên sự khác nhau căn bản nhất của 2 quá trình này là trong quá trình chưng cất dung môi và chất tan đều bay hơi (nghĩa là các cấu tử đều hiện diện trong cả hai pha nhưng với tỷ lệ khác nhau), còn trong quá trình cô đặc thì chỉ có dung môi bay hơi còn chất tan không bay hơi

Khi chưng cất ta thu được nhiều cấu tử và thường thì bao nhiêu cấu tử sẽ thu được bấy nhiêu sản phẩm Nếu xét hệ đơn giản chỉ có 2 cấu tử thì ta sẽ thu được 2 sản phẩm :

- Sản phẩm đỉnh chủ yếu gồm cấu tử có độ bay hơi lớn (nhiệt độ sôi nhỏ)

- Sản phẩm đỉnh chủ yếu gồm cấu tử có độ bay hơi nhỏ (nhiệt độ sôi lớn)

Các phương pháp chưng cất được phân loại theo :

Nguyên tắc làm việc : dựa vào nhiệt độ sôi của các cấu tử, nếu nhiệt độ sôi của các cấu tử quá cao thì ta giảm áp suất làm việc để giảm nhiệt độ sôi của các cấu tử

- Chưng lôi cuốn theo hơi nước

Trong sản xuất, người ta thường dùng nhiều loại thiết bị khác nhau để tiến hành chưng cất Tuy nhiên, yêu cầu cơ bản chung của các thiết bị vẫn giống nhau nghĩa là diện tích tiếp xúc pha phải lớn Điều này phụ thuộc vào mức độ phân tán của một lưu chất này vào lưu chất kia Nếu pha khí phân tán vào pha lỏng ta có các loại tháp đĩa, tháp chóp nếu pha lỏng phân tán vào pha khí ta có tháp đệm, tháp phun …Ở đây ta khảo sát

2 loại thường dùng là các tháp loại đĩa và tháp đệm

Tháp đĩa : thân tháp hình trụ, thẳng đứng phía trong có gắn các đĩa có đục lỗ có cấu tạo khác nhau, trên đó pha lỏng và pha hơi được cho tiếp xúc với nhau theo bậc Tuỳ theo cấu tạo của đĩa, ta có :

- Tháp chóp : trên mâm bố trí có chóp dạng tròn, xupap, …

- Tháp đĩa : trên mâm có nhiều lỗ hay rãnh

Tháp đệm : tháp hình trụ, gồm nhiều bậc nối với nhau bằng mặt bích hay hàn Đệm được cho vào tháp theo một trong hai phương pháp sau : đệm cấu trúc hoặc đệm đổ lộn xộn

So sánh ưu nhược điểm của các loại tháp

Tháp đệm Tháp đĩa Tháp chóp Ưu điểm

- Cấu tạo khá đơn giản

- Khả năng bảo dưỡng tốt hơn

- Trở lực tương đối thấp

- Bị ảnh hưởng bởi hiệu ứng thành thiết bị

=> hệ thống phân phối lỏng phức tạp

- Độ ổn định không cao, khó vận hành

- Thiết bị khá nặng nề

- Không làm việc được với chất lỏng bẩn

- Kết cấu khá phức tạp

- Tiêu tốn nhiều vật tư, kết cấu phức tạp.

Giới thiệu về nguyên liệu

Nguyên liệu đầu vào cho tháp là hỗn hợp Benzen - Toluen

Là một hợp chất mạch vòng, ở dạng lỏng không màu và có mùi thơm nhẹ.Công thức phận tử là C6H6 Benzen không phân cực,vì vậy tan tốt trong các dung môi hữu cơ không phân cực và tan rất ít trong nước Trước đây người ta thường sử dụng benzen làm dung môi Tuy nhiên sau đó người ta phát hiện ra rằng nồng độ benzen trong không khí chỉ cần thấp khoảng 1ppm cũng có khả năng gây ra bệnh bạch cầu, nên ngày nay benzen được sử dụng hạn chế hơn

Các tính chất vật lý của Benzen

- Khối lượng phân tử: 78,11 kg/kmol

Là một hợp chất mạch vòng, ở dạng lỏng và có tính thơm, công thức phân tử tương tự như benzen có gắn thêm nhóm –CH3 Không phân cực, do đó toluen tan tốt trong benzen Toluen có tính chất dung môi tương tự benzen nhưng độc tính thấp hơn nhiều, nên ngày nay thường được sử dụng thay benzen làm dung môi trong phòng thí nghiệm và trong công nghiệp

Các tính chất vật lý của Toluen

Thông thường các hidrocacbon ít được điều chế trong phòng thí nghiệm, vì có thể thu được lượng lớn nó bằng phương pháp chưng cất than đá, dầu mỏ… Đóng vòng và dehiro hóa ankane: Các ankane có thể tham gia đóng vòng và dehidro hóa tạo thành hidro cacbon thơm ở nhiệt độ cao và có mặt xúc tác như Cr2O3, hay các lim loại chuyển tiếp như Pd, Pt

Chương 2: Sơ đồ công nghệ 2.1 Sơ đồ khối b e n ze n B e n ze n

Lưu trữ đầu vào sc

Bản vẽ sơ đồ công nghệ gồm các chú thích thiết bị (trang kế bên)

1 Bể chứa hỗn hợp đầu

4 Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

6 Thiết bị đun bay hơi đây tháp

7 Thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp

8 Thiêt bị làm nguội sản phẩm đấy

9 Bơm sản phẩm đáy về bể

10 Bể chứa sản phẩm đáy (Toluen)

11 Thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh

12 Bơm sản phẩm đỉnh về bể chứa

13 Bể chứa sản phẩm đỉnh (Benzen)

Thuyết minh về sơ đồ công nghệ: Dòng hỗn hợp đầu từ trong bể chứa sản phẩm 1 được bơm dung dịch đầu 2 bơm qua thiết bị trao đổi nhiệt số 3 để đưa hỗn hộp đầu đến trạng thái lỏng sôi rồi đưa vào tháp chưng luyện Tại tháp chưng luyện, quá trình chuyển chuyển khối diễn ra, cụ thể là quá trình tiếp xúc pha của dòng lỏng hồi lưu đi từ đỉnh tháp xuống và dòng hơi đi lên từ thiết bị đun bay hơi đáy tháp Kết quả của quá trình chưng luyện là Benzen do là chất có nhiệt độ sôi thấp hơn nên sẽ đi lên đỉnh tháp, Toluen sẽ đi xuống đáy tháp Dòng hơi sau khi đi ra khỏi đỉnh tháp sẽ được đưa đi ngưng tụ hoàn toàn rồi được chia làm 2 dòng:

- 1 dòng được để làm dòng lỏng hồi lưu đưa trở lại tháp để làm dòng lỏng đi trong tháp chưng luyện

- 1 dòng lấy ra làm sản phẩm đỉnh của quá trình chưng cất dòng này được đưa đi làm lạnh rồi đưa vào bể lưu chữ Benzen

- Dòng lỏng sau khi ra khỏi đáy tháp cũng sẽ được chia làm 2 dòng:

- 1 dòng được lấy ra làm sản phẩm đáy, dòng này có nhiệt độ cao lên cũng sẽ được đưa qua thiết bị làm nguội rồi đưa vào bể chưa Toluen,

- 1 dòng được cho đưa qua biết bị đun bay hơi, dòng hơi được đưa vào tháp để tạo dòng hơi đi trong tháp

Tính toán công nghệ

Nhiệm vụ thiết kế

Thiết kế và tính toán hệ thống chưng luyện liên tục làm việc ở áp suất thường để tách hỗn hợp hai cấu tử: Benzen-Toluen

• Năng suất thiết bị tính theo hỗn hợp đầu F = 3,4kg/s

• P : Lưu lượng sản phẩm đỉnh, kg/s

• W : Lưu lượng sản phẩm đáy, kg/s

• 𝑎 𝐹 : nồng độ phần khối lượng hỗn hợp đầu, 𝑎 𝐹 = 28 % khối lượng

• 𝑎 𝑃 : nồng độ phần khối lượng sản phẩm đỉnh, 𝑎 𝑃 = 95 % khối lượng

• 𝑎 𝑊 : nồng độ phần khối lượng sản phẩm đáy, 𝑎 𝑊 = 1,8 % khối lượng

• 𝑥 𝑃 : nồng độ phần mol sản phẩm đỉnh, phần mol

• 𝑥 𝐹 : nồng độ phần mol hỗn hợp đầu, phần mol

• 𝑥 𝑊 : nồng độ phần mol sản phẩm đáy, phần mol

Tính toán cân bằng vật chất

❖ Chuyển đổi nồng độ khối lượng sang nồng độ phần mol:

Ta có: MB = 78,11 : khối lượng phân tử của Benzen

MT = 92,14 : khối lượng phân tử của Toluen Nồng độ mol của Benzen trong hỗn hợp đầu:

Nồng độ mol của Benzen trong sản phẩm đỉnh:

Nồng độ mol của Benzen trong sản phẩm đáy:

❖ Tính cân bằng vật liệu theo khối lượng

Theo phương trình cân bằng vật liệu cho toàn tháp:

Và phương trình cân bằng vật liệu cho cho cấu tử dễ bay hơi:

Từ (I) và (II) suy ra:

𝑎 𝑃 −𝑎 𝐹 Lưu lượng khối lượng sản phẩm đáy là:

0,95−0,018 = 2,444 (kg/h) Lưu lượng khối lượng sản phẩm đỉnh là:

❖ Tính cân bằng vật liệu theo phần mol

M: khối lượng phân tử trung bình, kg/kmol X: nồng độ phần mol

Khối lượng mol trung bình trong hỗn hợp đầu:

= 0,3145 78 + (1- 0,3145) 92 = 87,73 (kg/kmol) Khối lượng mol trung bình trong sản phẩm đỉnh:

= 0,9573 78 + (1- 0,9573) 92 = 78,71 (kg/kmol) Khối lượng mol trung bình trong sản phẩm đáy:

= 0,0212 78 + (1- 0,0212) 92 = 91,84 (kg/kmol) Lưu lượng mol trong hỗn hợp đầu:

Lưu lượng mol hỗn hợp sản phẩm đỉnh:

78,71 = 0,0121 kmol/s = 43,716 kmol/h Lưu lượng mol hỗn hợp sản phẩm đáy

𝐺 𝑊 = 𝐺 𝐹 − 𝐺 𝑃 = 0,0388 − 0,0121 = 0,0266 kmol/s = 95,806 kmol/h Như vậy ta có bảng tổng kết thành phần sản phẩm như sau:

Nồng độ phần khối lượng

Nồng độ phần mol Lưu lượng

3.2.2 Xác định chỉ số hồi lưu cho tháp chưng luyện a Xác định chỉ số hồi lưu nhỏ nhất

Bảng 1: Thông số về cân bằng pha của hệ 2 câu tử Benzen – Toluen

Từ số liệu trong bảng trên ta vẽ đồ thị đường cân bằng lỏng hơi

Từ đồ thị hình 1: đồ thị y-x biểu diễn đường cân bằng ta có:

Sản phẩm x (%mol) Y (%mol) t sôi

Vậy chỉ số hoàn lưu tối thiểu:

Xác định số đĩa lý thuyết nhỏ nhất NLTmin bằng phương pháp đồ thị Vậy số đĩa lý thuyết nhỏ nhất NLTmin = 8 đĩa b Xác định chỉ số hồi lưu thích hợp

Xác định chỉ số hồi lưu thích hợp dựa vào điều kiện thể tích tháp nhỏ nhất tức là tương đương với 𝑁 𝐿𝑇 (𝑅 𝑥 +1) nhỏ nhất (𝑁 𝐿𝑇 : Số bậc thay đổi nồng độ lý thuyết)

Với β là hệ số dư hay hệ số hiệu chỉnh: β = 1,2  2,5

Vấn đề chọn chỉ số hồi lưu thích hợp rất quan trọng, nếu lượng hồi lưu quá bé thì tháp sẽ vô cùng cao, điều này rất khó thực hiện, nếu lượng hồi lưu lớn thì tháp thấp đi nhưng đường kính lại lớn, sản phẩm đỉnh thu được ít

Xác định R thích hợp theo số bậc thay đổi nồng độ được tiến hành như sau: cho nhiều giá trị R lớn hơn giá trị Rmin Với mỗi giá trị trên, ta xác định được tung độ của đường làm việc đoạn luyện với trục tung B, với:

𝑅 𝑥 +1 Để xác định 𝑅 𝑇𝐻 sẽ sử dụng công thức của Monokanov để lập quan hệ

- Số cấu tử từ 2-11: TMĐK

- Hệ số bay hơi tương đối từ 1.11-4.05: TMĐK

Từ bảng số liệu trên ta xây dựng đồ thị quan hệ giữa 𝑁 𝐿𝑇 (𝑅 𝑥 +1) - 𝑅 𝑥

Từ đồ thị tìm được giá trị 𝑁 𝐿𝑇 (R+1) nhỏ nhất tại 𝑅 𝑇𝐻 = 3,024 ứng với β= 1,5 Vậy ta tính được chỉ số hồi lưu thích hợp 𝑅 𝑇𝐻 = 3,024 c Tính lại cân bằng vật liệu với chỉ số hồi lưu thích hợp

Phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn luyện

Trong đó: y: là nồng độ phần mol của cấu tử dễ bay hơi trong pha hơi đi từ dưới lên

X: là nồng độ phần mol của cấu tử dễ bay hơi trong pha lỏng chảy từ đĩa xuống

Thay số liệu vào ta có:

3,024+1 = 0,7515.x + 0,2379 Phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn chưng

0,9558 = 3,5572: lượng hỗn hợp đầu tính cho 1 kmol sản phẩm đỉnh

Thay số vào ta có:

Từ phương trình đoạn chưng và phương trình đoạn luyện trên ta có đồ thị

Vậy có 14 đĩa trong đó có 7 đĩa đoạn chưng và 7 đĩa đoạn luyện

Tính toán đường kính tháp

3.3.1 Tính toán các thông số dòng pha

❖ Các thông số dòng của đoạn luyện a Xác định lượng hơi trung bình trong đoạn luyện

Lưu lượng khối lượng dòng pha hơi trung bình đi trong tháp thay đổi theo từng đoạn của tháp do khi càng lên cao thì lượng benzen trong pha hơi càng tăng, lượng Toluen trong pha hơi càng giảm (với giả thiết dòng mol pha hơi đi từ dưới lên không đổi trên từng đoạn của tháp) [1, p 77]

Lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện tính gần đúng bằng trung bình cộng lượng hơi đi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp gđ và lượng hơi đi vào dưới cùng g1 của đoạn luyện : g tb = 𝑔 đ +𝑔 1

Trong đó : gtb : lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện, kg/s g1 : lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của đoạn luyện, kg/s gđ : lượng hơi ra khỏi tháp ở đĩa trên cùng, kg/s

Lượng hơi ra khỏi đỉnh tháp được tính toán thông qua cân bằng vật chất, bằng tổng lượng dòng sản phẩm đỉnh và dòng hồi lưu về tháp: g đ = P (R X +1) (IX 92/II-181)

P : lượng sản phẩm đỉnh, kg/h, P = 0.9558 (kg/s)

RX : chỉ số hồi lưu, RX = 3,024

Lượng hơi đi trong đoạn luyện của tháp được tính thông qua phương trình cân bằng vật chất trên đoạn luyện của tháp:

G1y1 = G1x1 + PxP (IX.94/II-182) Trong đó:

G1: lưu lượng dòng pha hơi đi trong đoạn luyện của tháp (kmol/s)

L1: Lưu lượng dòng pha lỏng đi trong đoạn luyện của tháp (kmol/s)

P : Lưu lượng dòng sản phẩm đỉnh thu được (kmol/s)

X1: nồng độ Benzen trong dòng lỏng (kmol/kmol)

Y1: nồng độ Benzen trong dòng hơi (kmol/kmol) Xp: nồng độ Benzen trong dòng sản phẩm đỉnh thu được (kmol/kmol)

Giả thiết: lượng mol các dòng pha lỏng và hơi dọc theo chiều cao của tháp là không đổi, từ đó ta tính được lưu lượng dòng pha hơi đi và đĩa dưới cùng đoạn luyện:

Lượng mol dòng lỏng đi trong đoạn luyện chính là dòng hồi lưu trở lại tháp

Từ phương trình bảo toàn Benzen trong các dòng pha:

0,04890,9573 = 0,0474 (kg/s) Khối lượng mol của dòng pha hơi đi vào đĩa đầu của đoạn luyện là:

Lưu lượng dòng pha hơi đi vào đoạn luyện của tháp tính theo đơn vị khối lượng: g1 = G l 𝑀 𝑙 = 0,489.85,4866 = 4,177 (kg/s)

Vậy lưu lượng hơi trung bình đi trong đoạn luyện là:

2 = 4,0116(kg/s) b Lượng lỏng đi trong đoạn luyện của tháp

Lượng lỏng cấp cho đoạn luyện của tháp toàn bộ là lượng lỏng hồi lưu từ đỉnh xuống Theo giả thiết lưu lượng mol các dòng pha đi trong từng đoạn của tháp chưng luyện không đổi, do đó sự thay đổi khối lượng của dòng lỏng trong tháp chủ yếu là do sự thay đổi về khối lượng mol (do từ dưới lên, lượng mol của Benzen tăng dần, Toluen giảm dần và có sự chênh lệch khối lượng mol của Benzen và Toluen) [1, p 77]

Lưu lượng mol của dòng lỏng trên đoạn luyện của tháp đã tính được ở trên

Tại đỉnh tháp, nồng độ Benzen trong dòng lỏng chính bằng nồng độ Benzen trong dòng sản phẩm đỉnh do theo giả thiết, thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp sẽ ngưng tụ hoàn toàn dòng hơi về lỏng, không có vai tròn chuyển khổi Do đó xđ = 0,9573 kmol/kmol

Khối lượng mol dòng lỏng ở đỉnh là:

= 78,71 (kg/kmol) Lưu lượng khối lượng dòng lỏng tại đỉnh tháp là:

𝑙 đ = 𝑀 𝑥đ L l = 0,0367.78,11 = 2,8902 (kg/s) Khối lượng mol dòng lỏng khi bắt đầu ra khỏi đoạn luyện là:

= 87,73 (kg/kmol) Lưu lượng khổi lượng dòng lỏng khi bắt đầu ra khỏi đoạn luyện là:

Suy ra, lưu lượng khối lượng trung bình của dòng pha lỏng đi trong đoạn luyện của tháp là:

2 = 3,0558 (kg/s) c Khối lượng riêng trung bình của các dòng pha đi trong đoạn luyện của tháp

22,4.𝑇 , kg/m 3 (IX.102/II-183) Trong đó:

MA, MB : Khối lượng mol của cấu tử Benzen và Toluen (kg/kmol) T: Nhiệt độ làm việc trung bình của tháp, hay của đoạn chưng hay đoạn luyện tính theo o K ytb1: nồng độ phần mol của Benzen (phần mol)

2 yđl , yđc: nồng độ đầu và cuối đoạn luyện ( Phần mol) Nồng độ cấu tử phân bố trong pha hơi là:

2 =0,7157 (kmol/kmol) Nhiệt độ làm việc trung bình của đoạn luyện sẽ được lấy bằng trung bình cộng nhiệt độ làm việc tại đầu vào và đầu ra của đoạn luyện Nhiệt độ làm việc sẽ được tính theo dòng pha lỏng tại từng vị trí của tháp

2 Nhiệt độ dòng lỏng vào đoạn luyện chính bằng nhiệt độ của dòng hồi lưu vào tháp, nội suy từ bảng số liệu cân bằng pha [2, p 146]

𝑋 đ = 0,9573 phần mol => 𝑇 đ1 = 81,10 o C Nhiệt độ dòng lỏng đi ra khỏi đoạn luyện chính bằng nhiệt độ dòng lỏng đi qua xuống trọn với dòng hỗn hợp đầu vào, nội suy từ bảng số liệu cân bằng pha [2, p 146]

𝑋 đ = 0,3145 phần mol => 𝑇 đ1 = 98,11 o C Nhiệt độ làm việc trung bình ở đoạn luyện là:

Từ công thức [IX-102] [2, p 183], ta tính được khối lượng riêng dòng pha hơi trung bình đi trong đoạn luyện là:

22,4.(89,61+273) = 2,7594 (kg/m 3 ) Khối lượng riêng trung bình đối với pha lỏng ở đoạn luyện

𝜌 𝑥𝑡𝑏 : khối lượng riêng trung bình của pha lỏng lấy theo nhiệt độ trung bình ở đoạn luyện, kg/m 3

𝜌 𝑥𝑡𝑏1 , 𝜌 𝑥𝑡𝑏2 : khối lượng riêng trung bình của Benzen và Toluen tại nhiệt độ làm việc trung bình của đoạn luyện, kg/m 3 ,

𝑎 𝑡𝑏1 : phần khối lượng trung bình của cấu tử Benzen trong pha lỏng Nồng độ phần khối lượng trung bình của dòng pha lỏng đi trong đoạn luyện của tháp là:

2 = 0,615 (phần khối lượng ) Nồng độ phần mol trung bình của dòng pha lỏng đi trong đoạn luyện của tháo là:

Tra bảng I.2/I-9 và nội suy tại ttb = 89,61°C ta có:

Vậy khối lượng riêng dòng pha lỏng đi trong đoạn luyện là:

804,4374 + 798,3976 1−0,615 = 802,1013 (kg/m 3 ) d Độ nhớt hỗn hợp lỏng trong đoạn luyện Độ nhớt của các hỗn hơp chất lỏng được tính toán theo công thức I.12 sổ tay 1 [3,p.84] lg 𝜇 ℎℎ = x 1 lg 𝜇 1 +(1-x 2 ).lg 𝜇 2 +…

Với: 𝜇 1 , 𝜇 2 , …: Độ nhớt của các chất lỏng thành phần

X 1 ,x 2 …: Nồng độ phần mol của các chất lỏng thành phần Độ nhớt của chất lỏng sẽ phụ thuộc vào nhiệt độ làm việc, từ xtb=0,6359 phần mol, ta nội suy nhiệt độ làm việc của dòng lỏng theo bảng sự phụ thuộc của cân bằng pha và nhiệt độ sôi của hỗn hợp [2, p 146]: xtb = 0,6359 phần mol Ttb,47 o C

Nội suy độ nhớt của Benzen theo bảng I.101 [3,p.91]:

Ttb ,47 o C 𝜇 𝐵 = 0,2927.10 3 (Ns/m 2 ) Nội suy độ nhớt của Toluen theo bảng I.101 [3,p.91]:

Ttb ,47 o C 𝜇 𝑇 =0,2987.10 3 (Ns/m 2 ) Suy ra, độ nhớt của hỗn hợp Benzen – Toluen ở đoạn luyện là: lg 𝜇 ℎℎ = x tb lg 𝜇 𝐵 +(1-x tb ).lg 𝜇 𝑇

❖ Các thông số dòng của đoạn chưng a Lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng

Tương tự như tính với đoạn luyện, lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng của tháp có thể tính gần đúng bằng trung bình cộng của lượng hơi đi ra khỏi đĩa trên cùng của đoạn chưng và lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của tháp: g tb = 𝑔 đ +𝑔 1

Trong đó : gtb : lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng, kg/s g1 : lượng hơi đi ra đĩa dưới cùng của đoạn chưng, kg/s gđ : lượng hơi đi vào đĩa ở dưới cùng của tháp, kg/s

Lượng hơi đi trong đoạn luyện tính gần đúng bằng trung bình cộng lượng hơi đi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp gđ và lượng hơi đi vào dưới cùng g1 của đoạn luyện :

Tính toán chiều cao tháp

Chiều cao của tháp chưng luyện được chia ra thành 2 mục là: Chiều cao làm việc của tháp và chiều cao bổ sung

Chiều cao làm việc của tháp chưng luyện thể hiện khả năng phân tách của các cấu tử, với hệ 2 cấu tử lý tưởng và không có điểm đẳng phí, nếu tháp càng cao, khả năng phân tách 2 cấu tử ra khỏi nhau càng tốt Đối với tháp chưng luyện loại đệm thì chiều cao làm việc chính là chiều cao của lớp đệm Còn chiều cao bổ sung của tháp là phần chiều cao của thiết bị để lắp đặt các bộ phận phụ trợ bên trong tháp (bộ phận phân phối lỏng, gom lỏng, phân phối lại lỏng, lưới chặn đệm, đĩa đỡ đệm, không gian trên đỉnh và dưới đáy tháp,…) [4, p 300]

Có nhiều cách tính chiều cao làm việc của tháp chưng luyện, ví dụ như tính chiều cao làm việc của tháp theo phương pháp số đĩa lý thuyết hoặc tính chiều cao làm việc của tháp theo phương pháp số đơn vi chuyển khối… Văn bản dưới đây sẽ trình bày việc tính toán chiều cao tháp theo phương pháp số đĩa lý thuyết

Theo phương pháp số đĩa lý thuyết, chiều cao của 1 tháp chưng luyện loại đệm được tính theo công thức:

NLT: số đĩa lý thuyết HETP: Chiều cao tương đương với đĩa lý thuyết

3.4.1 Tính toán chiều cao tương dương với đĩa lý thuyết HETP

❖ HTPE của đoạn luyện và chiều cao làm việc đoạn luyện

Theo công thức Strigle cho quá trình chưng luyện loại đệm ở vùng áp suất khí quyển (300mmHg ÷ 5,5atm):

Ln HETP = n H - 0,187.ln𝜎 + 0,213.ln𝜇 L ,ft [4, p 253]

HETP: Chiều cao tương đương với 1 đĩa lý thuyết, ft

NH:Giá trị phụ thuộc vào loại đệm cho tháp chưng, ft σ: Sức căng bề mặt của hỗn hợp lỏng, dyn/cm μL: độ nhớt của hỗn hợp lỏng, cP Để sử dụng công thức Strigle, hệ chưng luyện phải thỏa mãn các điều kiện sau của phương trình [4, p 253]

3 Bộ phận phân phổi lỏng có hiệu suất cao

Thông số nTT là thông số phụ thuốc vào loại đệm ta đã chọn, theo bảng 7.40 [4, p 253] với đệm vòng Pall kim loại, đường kính 50mm thì nH = 1,6584 ft b Sức căng bề mặt của hỗn hợp ở đoạnn luyện

Sức căng bề mặt của 1 hỗn hợp lỏng sẽ được tính theo công thức I.76 [3, p 299]

Trong đó: σ 1 và σ 2 là sức căng bề mặt của các chất lỏng thành phần trong hỗn hợp ở điều kiện làm việc bao gồm nhiệt độ và áp suất Đã tính toán được ở trên atb1=0,615

Nội suy sức căng bề mặt của Benzen theo bảng I.242 [3, p 300],

Ttb= 88,47 o C => σB = 0,0202 N/m Nội suy sức căng bề mặt của Toluen theo bảng I.242 [3, p 301]

Từ đó tính được sức căng bề mặt của hỗn hợp là: σ ℎℎ = 0,0204 (N/m) c Độ nhớt Độ nhớt của hỗn hợp đã được tính ở phần tính toán đường kính: μL = 0,2949 10 -3 Ns/m2 d Bộ phận phối lỏng

Chọn thiết kế bộ phận phân phối lỏng loại khay đục lỗ [4, p 278] Loại này có khả năng phân phối lỏng tốt, ổng định e Hệ số λ

Hệ số λ là hệ số qua hệ thể hiện đường làm việc vào đường biểu diễn số đơn vị chuyển khối

Khi tính toán HETP, thường ta sẽ nhân với 1 hệ số an toàn để đảm bảo sản phẩm đầu ra đạt chất lượng mong muốn Với hệ có số đĩa lý thuyết là 14 đĩa thì ta thường lấy hệ số an toàn n =1,2

Từ đây ta tính được chiều cao của đoạn luyện của tháp là:

❖ HTPE của đoạn chưng và chiều cao làm việc của đoạn chưng

Theo công thức Strigle cho quá trình chưng luyện loại đệm ở vùng áp suất khí quyển (300mmHg ÷ 5,5atm):

Ln HETP = n H - 0,187.ln𝜎 + 0,213.ln𝜇 L ,ft [4, p 253]

HETP: Chiều cao tương đương với 1 đĩa lý thuyết, ft

NH:Giá trị phụ thuộc vào loại đệm cho tháp chưng, ft σ: Sức căng bề mặt của hỗn hợp lỏng, dyn/cm μL: độ nhớt của hỗn hợp lỏng, cP

31 Để sử dụng công thức Strigle, hệ chưng luyện phải thỏa mãn các điều kiện sau của phương trình [4, p 253]

3 Bộ phận phân phổi lỏng có hiệu suất cao

Thông số nTT là thông số phụ thuốc vào loại đệm ta đã chọn, theo bảng 7.40 [4, p 253] với đệm vòng Pall kim loại, đường kính 50mm thì nH = 1,6584 ft b Sức căng bề mặt của hỗn hợp ở đoạnn luyện

Sức căng bề mặt của 1 hỗn hợp lỏng sẽ được tính theo công thức I.76 [3, p 299]

Trong đó: σ 1 và σ 2 là sức căng bề mặt của các chất lỏng thành phần trong hỗn hợp ở điều kiện làm việc bao gồm nhiệt độ và áp suất Đã tính toán được ở trên atb2=0,149

Nội suy sức căng bề mặt của Benzen theo bảng I.242 [3, p 300],

Ttb= 103,41 o C => σB = 0,01839 N/m Nội suy sức căng bề mặt của Toluen theo bảng I.242 [3, p 301]

Từ đó tính được sức căng bề mặt của hỗn hợp là: σ ℎℎ = 0,01894 (N/m) c Độ nhớt Độ nhớt của hỗn hợp đã được tính ở phần tính toán đường kính: μL = 0,2609.10 -3 Ns/m2 d Bộ phận phối lỏng

Chọn thiết kế bộ phận phân phối lỏng loại khay đục lỗ [4, p 278] Loại này có khả năng phân phối lỏng tốt, ổng định e Hệ số λ

Hệ số λ là hệ số qua hệ thể hiện đường làm việc vào đường biểu diễn số đơn vị chuyển khối

Khi tính toán HETP, thường ta sẽ nhân với 1 hệ số an toàn để đảm bảo sản phẩm đầu ra đạt chất lượng mong muốn Với hệ có số đĩa lý thuyết là 14 đĩa thì ta thường lấy hệ số an toàn n =1,2

Từ đây ta tính được chiều cao của đoạn luyện của tháp là:

3.4.2 Các chiều cao bổ sung

Chiều cao bổ sung là là phần chiều cao của thiết bị để lắp đặt các bộ phận phụ trợ bên trong tháp (bộ phận phân phối lỏng, gom lỏng, phân phối lại lỏng, lưới chặn đệm, đĩa đỡ đệm, không gian trên đỉnh và dưới đáy tháp,…)

Thông thường các phần chiều cao bổ sung sẽ được chọn sao cho phù hợp với việc tính toán cơ khí cho tháp (sẽ được nhắc đến ở Chương 4)

Các phần chiều cao bổ sung:

H1: Chiều cao từ nắp đến phần đệm đoạn luyện, không gian sẽ chứa bộ phận phân phối lỏng từ đỉnh tháp xuống cho tháp chưng luyện và 1 cửa để đổ đệm cho đoạn luyện, ta chọn

H2: Chiều cao bổ sung giữa đoạn chưng và đoạn luyện, khoảng chiều cao này dùng để chứa ghi đỡ đệm đoạn luyện bộ phận phân phối lại hơi và lỏng khi đi qua đoạn chưng xuống đoạn luyện và cửa đổ đệm cho đoạn chưng, ta chọn H2=2m

H3: Chiều cao bổ sung ở dưới đáy tháp để chứa ống phân phối hơi từ thiết bị đun sôi đáy tháp đi vào, ta chọn H3=1m

H4: Chiều cao bổ sung do các bộ phân phối lại dòng lỏng Theo các tiêu chuẩn đã công bố, chiều cao lớp đệm không nên vượt quá 20 ft tức là 6m, trong trường hợp chiều cao lớp đệm cao quá 20 ft thì cần chia nhỏ đoạn đệm và giữa các lớp đệm phải đặt bộ phận phân phối lại lỏng [4, p 331] Do chiều cao đoạn luyện ta tính toán và chọn được chiều cao làm việc đoạn luyện là 7m nên ta phải chia đôi đoạn luyện ra và giữa 2 đoạn đệm này có 1 bộ phận phân phối lại lỏng, 1 ghi đỡ đệm và 1 cửa đổ đệm, nên ta chọn H4=2m

Cân bằng năng lượng trên

3.5.1 Cân bằng năng lượng cụm gia nhiệt đầu vào

Hỗn hợp đầu trước khi vào tháp chưng luyện sẽ được đưa qua bộ phận gia nhiệt hỗn hợp đầu để gia nhiệt đến trạng thái lỏng sôi Mục đích của việc tính cân bằng năng lượng của cụm gia nhiệt đầu vào để tính lượng chất tải nhiệt cần cấp để gia nhiệt cho dòng công nghệ đạt được nhiệt độ trước khi vào tháp

Cân bằng nhiệt lượng cho cụm gia nhiệt đầu:

Qvào = Qra  Qhh vào + Qhơi đốt = Qhh ra + Qnước ngưng + Qm

Với: Qhh vào: Nhiệt lượng của dòng dung dịch vào,

Qhơi đốt: Nhiệt lượng do dòng hơi đốt cấp vào để gia nhiệt, Qhh ra: Nhiệt lượng của dòng dung dịch ra,

Qnước ngưng: Nhiệt lượng của dòng nước ngưng sau khi trao đổi nhiệt, Qm: Nhiệt lượng mất mát của quá trình

- Dòng nguyên liệu đầu vào:

+ Nhiệt độ đầu vào: tvào = 20 o C

+ Nhiệt độ dòng ra: tra = 98,108 o C

+ Nồng độ phần khối lượng của dung dịch đầu vào: aF = 28% (khối lượng)

+ Nhiệt dung riêng: hỗn hợp đầu vào gồm cả Benzen và Toluen nên nhiệt dung riêng của hỗn hợp lỏng đầu vào sẽ được tính theo công thức I.45 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p 152]

Cp hh = aA CA + aB CB = aACA + (1 – aA) CB Với Cp hh : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp

CA: Nhiệt dung riêng của Benzen

CB: Nhiệt dung riêng của Toluen aA, aB: Nồng độ phần khổi lượng của Benzen và Toluen

Do nhiệt độ đầu vào của hỗn hợp đầu vào và hỗn hợp đầu ra chênh lệch quá lớn nên khi tính toán nhiệt lượng ta phải tính giá trị nhiệt dung của hỗn hợp vào và hỗn hợp ra riêng a Tính toán thông số nhiệt dung riêng vào:

Nội suy theo bảng nhiệt dung riêng của CS2 [3, p 171], tại nhiệt độ đầu vào là 20oC thì CB = 1730 J/kg.K

Nội suy theo bảng nhiệt dung riêng của CCl4 [3, p 172], tại nhiệt độ đầu vào là 20oC thì CT = 1710 J/kg.K

Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu vào là:

Cp hh = aA CA + aB CB = aACA + (1 – aA) CB

= 0,22 1730 + (1-0,22).1710 = 1714,4 J/Kg.K b Tính toán thông số nhiệt dung của hỗn hợp ra

Nội suy theo bảng nhiệt dung riêng của CS2 [3, p 171], tại nhiệt độ đầu vào là 98,108 C thì CB = 2111,958 J/kg.K

Nội suy theo bảng nhiệt dung riêng của CCl4 [3, p 172], tại nhiệt độ đầu vào là 98,108 oC thì CT = 2061,485 J/kg.K

Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu ra là:

= 0,22.2111,958 + (1-0,22).2061,485 = 2072,589 J/Kg.K Thông số của dòng chất tải nhiệt:

Chọn chất tải nhiệt cho dung dịch đầu vào là hơi nước bão hòa ở áp suất 2at Nội suy các thông số nhiệt động của dòng hơi đốt theo bảng I.250 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p 313]

Theo các tài liệu thiết kế thiết bị trao đổi nhiệt, lượng nhiệt mất mát ta có thể lấy là 5% Nhiệt lượng của dòng hơi đốt cấp vào Theo phương trình cân bằng nhiệt lượng của cụm gia nhiệt hỗn hợp đầu,

Q hh vao + Q hoidot = Q hh ra + Q nuocngung + Q m

 G 0 C p hh vao T v + D.I hđ = G 0 C P hh ra T r + D.C nc 𝜃 + 0,05.D.I hđ

3.5.2 Cân bằng năng lượng cụm đun bay hơi đáy tháp

Thiết bị đun bay hơi đáy tháp có nhiệm vụ cấp nhiệt cho dòng dòng lỏng ra khỏi đáy tháp thành hơi để cấp cho tháp chưng Nhiệm vụ của việc tính cân bằng năng lượng cho cụm đun bay hơi đáy tháp là tính toán lượng hơi đốt cần thiết để làm bay hơi hỗn hợp lỏng ở đáy tháp thành hơi để đi trong tháp

Cân bằng nhiệt lượng cho cụm đun bay hơi đáy tháp:

Qvào =Qra  Qhh lỏng vào +Qhơi đốt =Qhơi ra +Qnước ngưng + Qm ,

Với Qhh lỏng vào: Nhiệt lượng của dòng dung dịch vào,

Qhơi đốt: Nhiệt lượng do dòng hơi đốt cấp vào để gia nhiệt,

Qhh hơi ra: Nhiệt lượng của dòng dung dịch ra,

Qnước ngưng: Nhiệt lượng của dòng nước ngưng sau trao đổi nhiệt,

Qm: Nhiệt lượng mất mát của quá trình

Thông số của dòng công nghệ:

- Lưu lượng dòng lỏng vào thiết bị đun bay hơi đáy tháp:Gw = 4,4667kg/s

- Nhiệt độ dòng lỏng vào: t = 108,712 o C

- Nồng độ phần khối lượng của dòng vào: xW = 1,8 %

Do quá trình cấp nhiệt để đun bay hơi cho dòng công nghệ nên ta quan tâm là nhiệt chuyển pha từ lỏng sang hơi của hỗn hợp hồi lưu đáy (hay còn gọi là nhiệt hóa hơi) Nhiệt hóa hơi của hỗn hợp sẽ được tính tại nhiệt độ dòng lỏng vào thiết bị đun sôi đáy và theo công thức:

Hhh hh = aBHhh B + (1− aB).Hhh T Với: ΔHhh hh: Nhiệt hóa hơi của hỗn hợp ΔHhh B: Nhiệt hóa hơi của Benzen ΔHhh T: Nhiệt hóa hơi của Toluen aB: Nồng độ phần khối lượng riêng phần của Benzen

Nội suy nhiệt hóa hơi của Benzen theo bảng I.212 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p

254], tại nhiệt độ sôi của hỗn hợp là 108,712 oC, thì ΔHhh B = 371701,2 J/kg

Nội suy nhiệt hóa hơi của Toluen theo bảng I.212 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p

254], tại nhiệt độ sôi của hỗn hợp là 108,712 oC, thì ΔHhh T = 363058,1 J/kg

Theo công thức tính nhiệt hóa hơi của hỗn hợp:

Hhh hh = aAHhh A + (1− aA).Hhh B

Thông số của dòng chất tải nhiệt: Chọn chất tải nhiệt cho dòng hồi lưu đáy là hơi nước bão hòa ở áp suất 5at Nội suy các thông số nhiệt động của dòng hơi đốt theo bảng I.250 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p 313]:

Theo các tài liệu thiết kế thiết bị trao đổi nhiệt, lượng nhiệt mất mát ta có thể lấy là 5% Nhiệt lượng của dòng hơi đốt cấp vào Theo phương trình cân bằng nhiệt lượng của cụm đun sôi đáy tháp:

Qhh lỏng vào +Qhơi đốt =Qhơi ra +Qnước ngưng + Qm

 Gw.Cp hh vao.Tv + D.Ihđ = Gw.CP hh ra.Tr + D.Cnc.𝜃 + 0,05.D.Ihđ

3.5.3 Cân bằng năng lượng cho cụm ngưng tụ đỉnh tháp

Dòng hơi sau khi ra khỏi đỉnh tháp sẽ được ngưng tụ hoàn toàn Việc tính toán cân bằng năng lượng cho cụm ngưng tụ đỉnh tháp để tính toán được lượng nước làm làm mát tối thiểu cần thiết để ngưng tụ hoàn toàn lượng hơi đi ra khỏi tháp chưng luyện

Cân bằng nhiệt lượng cho cụm đun bay hơi đáy tháp:

Qvào = Qra  Qhh hơi vào + Qnước vào = Qhh lỏng ra + Qnước ra + Qm , Với Qhh hơi vào: Nhiệt lượng của dòng dung dịch vào,

Qnước vào: Nhiệt lượng do dòng hơi đốt cấp vào để gia nhiệt, Qhh lỏng ra: Nhiệt lượng của dòng dung dịch ra,

Qnước ra: Nhiệt lượng của dòng nước ngưng sau trao đổi nhiệt, Qm: Nhiệt lượng mất mát của quá trình

Thông số của dòng công nghệ:

- Lưu lượng dòng lỏng vào thiết bị đun bay hơi đáy tháp:GP = 3,846 kg/s

- Nhiệt độ dòng lỏng vào: t = 81,097 oC

- Nồng độ phần khối lượng của dòng vào: xP = 95% (khối lượng)

Do quá trình lấy nhiệt ra để ngưng tụ hoàn toàn cho dòng công nghệ ra khỏi đỉnh tháp nên ta quan tâm đến nhiệt chuyển pha từ hơi sang lỏng của hỗn hợp hồi lưu đáy (hay còn gọi là nhiệt ngưng tụ) Nhiệt ngưng tụ của hỗn hợp sẽ được tính tại nhiệt độ dòng hơi khi đi vào thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp và theo công thức:

H nt hh = aBHnt B + (1− aB).Hnt T Với: ΔHnt hh: Nhiệt ngưng tụ của hỗn hợp ΔHhh B: Nhiệt ngưng tụ của Benzen ΔHhh T: Nhiệt ngưng tụ của Toluen aB: Nồng độ phần khối lượng riêng phần của Benzen

Nội suy nhiệt ngưng tụ của Benzen theo bảng I.212 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p

254], tại nhiệt độ sôi của hỗn hợp là 81,097 oC, thì ΔHhh B = 392755,5 J/kg

Nội suy nhiệt ngưng tụ của Toluen theo bảng I.212 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p

254], tại nhiệt độ sôi của hỗn hợp là 81,097 oC, thì ΔHhh T = 380112,04 J/kg

Theo công thức tính nhiệt ngưng tụ của hỗn hợp:

H nt hh = aBHnt B + (1− aB).Hnt T

Chọn chất làm lạnh là nước lạnh ở nhiệt độ thường Các thông số của nước làm mát như sau:

• Nhiệt độ đầu: tđ = 20 oC

• Nhiệt dung riêng đầu: Nội suy theo bảng I.148 [3, p 168] Cp đầu = 4184,58 J/kg.K

• Nhiệt độ cuối: tc = 40 oC

• Nhiệt dung riêng cuối: Nội suy theo bảng I.148 [3, p 168] Cp cuối = 4184,58 J/kg.K

Giả thiết chấp nhận rằng nhiệt lượng tổn thất của quá trình truyền nhiệt là 5% Nhiệt lượng do nước làm mát lấy ra nên Qm = Qnước làm mát

Theo phương trình cân bằng nhiệt lượng của cụm ngưng tụ đỉnh tháp:

Qhh hoi vào +Qnuocvao =Qhh long ra +Qnước ra + Qm

 Gp.Cp hh vao.Tv + Gn.CP đ.Tđ = GP.CP hh ra.Tr + Gn.CP c.Tc + 0,05 Gn.(CPđ.Tđ - CPc.Tc)

Tính toán cơ khí tháp chưng luyện

Tính toán các ống dẫn

Ống dẫn của các thiết bị trong ngành công nghiệp hóa chất là các cửa nối với các thiết bị khác bằng nối ghép tháo được hoặc không tháo được Đối với mối ghép tháo được người ta làm đoạn ống nối, đó là đoạn ống ngắn có mặt bích hay ren để nối với ống dẫn Trong công nghiệp, mối ghép bích thường được lựa chọn do tính dễ tháo nắp và sửa chữa Trong đồ án này, các của nối sẽ được thiết kế theo kiểu nối bích Đường kính của các ống dẫn và cửa ra vào của thiết bị được xác định qua phương trình lưu lượng, thể hiện qua phương trình VI.41 và VI.42 của sổ tay quá trình thiết bị tập

4 𝑤, m 3 /s Trong đó: V : Lưu lượng thể tích của lỏng hoặc hơi đi trong ống dẫn, m 3 /s w : Vận tốc thích hợp của dòng lỏng hoặc hơi đi trong ống, m/s Thường lựa chọn tốc độ như sau [2, p 74]

- Dòng khí hoặc hơi ở áp suất thường: w = 10  20m/s

4.1.1 Cửa dẫn dung dịch vào

Dung dịch đầu vào được bơm hỗn hợp đầu đưa qua thiết bị gia nhiệt rồi vào trong cửa tiếp liệu vào tháp

Các thông số của dòng:

- Năng suất đầu vào: F=3,4kg/s

- Nồng độ phần mol của Benzen của nguyên liệu vào: 0,3145 %mol

- Nhiệt độ của hỗn hợp đầu vào: tF = 98,108 o C

- Nồng độ phần khối lượng của Benzen trong hỗn hợp: aF = 28%

- Khối lượng riêng của hỗn hợp: Khối lượng riêng của hỗn hợp đầu vào được tính theo công thức I.3 [3, p 5 ]

Trong đó: ρ'xtb - khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp đầu vào lấy theo nhiệt độ của dòng vào tháp chưng, ρB - khối lượng riêng của Benzen tại nhiệt độ của dòng vào tháp chưng, ρT - khối lượng riêng của Toluen tại nhiệt độ của dòng vào tháp chưng, aF - phần khối lượng trung bình của Benzen trong hỗn hợp đầu vào

Từ nhiệt độ làm dòng lỏng đi vào tháp là TF = 98,108 oC, ta nội suy được khối lượng riêng của Benzen và khối lượng riêng của Toluen theo bảng I.2, sổ tay quá trình thiết bị tập 1 [3, p 9]

Từ đó ta tính được khối lượng riêng dòng pha lỏng đi vào tháp theo công thức I.2 [3,p.5]:

 F = 775,4548 kg/m3 Chọn vận tốc dòng lỏng chảy trong ống dẫn ở đáy tháp là 0,6 m/s

Từ các thông số đã có, đường kính sơ bộ của ống dẫn hỗn hợp đầu vào được tính toán là: d1 = √ 𝑉

Quy chuẩn đường kính ống dẫn theo bảng XIII.26 về quy chuẩn bích liền để nối các bộ phận của thiết bị và ống dẫn [2, p 409], ta chọn đường kính ống dẫn dung dịch vào có đường kính d = 100mm

Ta có các thông sô của bích nối [2, p 413]

Dtr Kích thước nối Bu lông

Dn Dg Db D1 db z(cái) h

Kích thước nhô ra của ống nối sẽ được quy chuẩn theo bảng XIII.32 [2, p 434]: Với đường kính trong của ống nối là 100mm và áp suất làm việc của thiết bị nhỏ hơn 2,5.10 6 N/m 2 thì ta có được kích thước đoạn nối l = 120mm

Cửa tháo đáy dùng để tháo hỗn hợp lỏng từ đáy tháp ra rồi chia dòng lỏng làm 2 phần, 1 phần cho qua thiết bị đun sôi đáy tháp và 1 phần lấy làm sản phẩm đỉnh Các thông số của dòng:

- Lưu lượng dòng lỏng ra khỏi đáy tháp: G’W = 6,911 kg/s

- Nồng độ phần mol của Benzen của dòng lỏng ra khỏi đáy: xW = 2,12 %mol,

- Nhiệt độ của hỗn hợp ở đáy tháp: tW = 109,63 o C

- Nồng độ phần khối lượng của Benzen trong hỗn hợp: aW = 1,8%

- Khối lượng riêng của hỗn hợp: Khối lượng riêng của hỗn hợp được tính theo công thức I.2 [3, p 5]

Trong đó: ρw - khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp ra khỏi đáy tháp lấy theo nhiệt độ của dòng lỏng ở đáy tháp ρB - khối lượng riêng của Benzen tại nhiệt độ của dòng ra khỏi đáy tháp, ρT - khối lượng riêng của Toluen tại nhiệt độ của dòng ra khỏi đáy tháp, aw - phần khối lượng trung bình của Benzen trong hỗn hợp lỏng ra khỏi đáy

Từ nhiệt độ làm dòng lỏng đi vào tháp là Tw = 109,63 o C, ta nội suy được khối lượng riêng của Benzen và khối lượng riêng của Toluen theo bảng I.2, sổ tay quá trình thiết bị tập 1 [3, p 9]

 w = 776,97 kg/m 3 Chọn vận tốc dòng lỏng chảy trong ống dẫn ở đáy tháp là 0,6 m/s

Kích thước nhô ra của ống nối sẽ được quy chuẩn theo bảng XIII.32 [2, p 434]: Với đường kính trong của ống nối là 150mm và áp suất làm việc của thiết bị nhỏ hơn 2,5.10 6 N/m 2 thì ta có được kích thước đoạn nối l = 130mm

4.1.3 Ống dẫn dòng lỏng hồi lưu ở đỉnh Ống dẫn hỗn hợp hồi lưu ở đỉnh là ống dẫn hỗn hợp lỏng sau khi dòng hơi ra khỏi đỉnh tháp sẽ được ngưng tụ hoàn toàn, 1 phần dòng lỏng ngưng tụ sẽ được đưa về tháp làm dòng lỏng đi trong tháp Dòng này sẽ được bơm hồi lưu ở đỉnh bơm quay trở lại tháp chưng luyện

Các thông số của dòng

- Lưu lượng dòng lỏng hồi lưu về tháp: L = 3,221kg/s

- Nồng độ phần mol của Benzen của dòng lỏng ra khỏi đáy: xP= 95,73 %mol

- Nhiệt độ của hỗn hợp ở đáy tháp: ts = 81,09 o C

- Nồng độ phần khối lượng của Benzen trong hỗn hợp: aP = 95%

- Khối lượng riêng của hỗn hợp: Khối lượng riêng của hỗn hợp được tính theo công thức I.2 [3, p 5]:

Trong đó: ρL - khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp lỏng hồi lưu về tháp lấy theo nhiệt độ của dòng lỏng ở ở đỉnh tháp ρB - khối lượng riêng của Benzen tại nhiệt độ của dòng lỏng ở ở đỉnh tháp, ρT - khối lượng riêng của Toluen tại nhiệt độ của dòng lỏng ở ở đỉnh tháp, aP - phần khối lượng trung bình của Benzen trong hỗn hợp lỏng hồi lưu về tháp

Từ nhiệt độ làm dòng lỏng đi vào tháp là ts = 81,09 o C, ta nội suy được khối lượng riêng của Benzen và khối lượng riêng của Toluen theo bảng I.2, sổ tay quá trình thiết bị tập 1 [3, p 9] ts = 81,09 o C => B = 813,79 kg/m 3

 w = 813,45 kg/m 3 Chọn vận tốc dòng lỏng chảy trong ống dẫn ở đáy tháp là 0,6 m/s

Tính toán các thông số bề dày vỏ thiết bị

Việc tính toán bề dày của thiết bị để đảm bảo cho thiết bị hoạt động một cách ổn định Chọn vật liệu chế tạo thiết bị là X18H10T

Các thông số tính toán được là:

• Chiều cao đoạn chưng: HC = 6 m

• Chiều cao đoạn luyện: HL = 6 m

• Chiều cao toàn tháp: HT = 19,1 m

Thân tháp chưng luyện là có kết cấu là thân trụ hàn, thuộc loại thiết bị vỏ mỏng [2,p 359] Tháp chưng luyện làm việc ở áp suất khí quyển, cao nên áp suất thủy tĩnh cao nên có thể coi là thiết bị chịu áp trong Công thức tính toán bề dày thân trụ hàn chịu áp trong có thể tính toán theo sổ tay quá trình thiết bị 2 [2, p 360]:

[𝜎]: ứng suất cho phép của vật liệu, N/m 2

𝜑: hệ số bền của thành hình trụ theo phương dọc

C: bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày,

P: áp suất trong thiết bị, N/m 2 a Đường kính trong của thiết bị (của cả đoạn chưng và đoạn luyện) đã tính toán được ở phần 3.3, Dt = 1,2 m b Áp suất trong của thiết bị: Khi tính toán thiết bị chịu áp trong làm việc với chất lỏng, để đảm bảo an toàn cho thì tại điểm sâu nhất của thiết bị (tức là nơi thiết bị chịu áp suất thủy tĩnh lớn nhất) thì thiết bị vẫn phải đủ bền

- Áp suất bề mặt: Thiết bị làm việc ở áp suất khí quyển nên áp suất bề mặt

- Áp suất thủy tĩnh: áp suất thủy tĩnh tính cho thiết bị đã đổ đầy nước ở trong, chọn môi chất thử bền thủy tĩnh bên trong là nước (vì trong khoảng từ 0-120 o C là khoảng nhiệt độ làm việc của hỗn hợp thì khối lượng riêng của nước luôn lớn hơn khối lượng riêng của cả Benzen và Toluen với số liệu khối lượng riêng của nước theo [3,pp 11,12] và số liệu khối lượng riêng của Benzen và Toluen theo [3, p 9]), khi đó áp suất thủy tĩnh có thể tính theo công thức:

Ptt = g..Ht , N/m 2 Với: Ptt: Áp suất thủy tĩnh, N/m 2

48 g: Gia tốc trọng trường là: g = 9,81 m/s 2 : khối lượng riêng của nước (môi chất thuyer lực), kg/m 3

Ht: Chiều cao toàn tháp, m

Nội suy theo bảng I.5 sổ tay quá trình thiết bị 1 [3, p 9], khối lượng riêng của nước tại 20 o C là ρ = 999,73 kg/m 3 Từ đó suy ra:

 Áp suất trong của thiết bị tính cho khả năng thiết bị chịu áp cao nhất là:

P = Pbm + Ptt = 101300 + 187320 = 288620 (N/m 2 ) c Ứng suất cho phép của vật liệu Ứng suất cho phép của vật liệu sẽ là giá trị nhỏ nhất của ứng suất bền kéo và ứng suất bền chảy:

[] = min([k], [c]) Với: [k]: Ứng suất bền kéo, [k]= 𝜎

𝑛 𝑘 ⋅ 𝜂 [XIII.1/II-355] [c]: Ứng suất bền chảy , [c] = 𝜎

𝜎 𝑡 𝑘 : là giới hạn bền kéo của thép X18H10T [bảng XII.4/II-310]

𝜎 𝑡 𝑐 : là giới hạn bền chảy của thép X18H10T [bảng XII.4/II-310] nk = 2,6 là hệ số an toàn theo giới hạn bền kéo [bảng XIII.3/II-356] nc = 1,5 là hệ số an toàn theo giới hạn bền chảy [bảng XIII.3/II-356] η: hệ số hiệu chỉnh.Tháp chưng được xếp vào nhóm thiết bị 2 (Thiết bị không bị đốt nóng vào cách ly với nguồn nhiệt trực tiếp [2, p 356]) và do thiết bị làm việc với Benzen nên nó thuộc loại I ( nhóm thiết bị loại I là nhóm thiết bị dùng để sản xuất hoặc chứa ở áp suất cao, hoặc để sản xuất và chứa các chất dễ cháy, nổ, độc hại ở áp suất thường [2, p 355]) nên có thể tra được hệ số hiệu chỉnh η = 0,9

Vật liệu chế tạo thiết phải thỏa mãn yêu cầu về khả năng chống ăn mòn, mài mòn, không bị rò rỉ với tính chất độc hại của 1 số chất, bền nhiệt và chịu kéo nén tốt với các thiết bị dạng tháp

Về hỗn hợp chưng luyện, trong đó có Benzen là chất rất độc nên khi là việc với benzen thì thường sẽ có các yêu cầu về độ kín của thiết bị

Theo bảng XXII.37 sổ tay quá trình thiết bị tập 2 [2, p 341], với môi trường làm việc có

49 chứa benzen ở bất kỳ nồng độ và bất kỳ nhiệt độ nào, ta có thể chọn vật liệu chế tạo tháp là thép không gỉ X18H10T các thông số chế tạo của thép X18H10T được tham khảo theo sổ tay quá trình thiết bị 2 [2, p 313]

Mã hiệu Chiều dày, mm Giới hạn bền σ.10 -6 (N/m2) σk σch

Thông thường, các thiết bị hóa chất dầu khí, thép tấm chế thao thiết bị thường có độ dày là từ 4 đến 25 mm Ở độ dày này, ta có các thông số của thép X18H10T là:

• Giới hạn bền kéo: σkU0.10 6 N/m 2

Từ đây ta có thể tính được ứng suất bền kéo và ứng suất bền chảy:

1,5 0,9 = 132.10 6 N/m 2 Ứng suất cho phép của vật liệu là:

[] =[c] = 132.10 6 N/m 2 d Hệ số bền của mối hàn

Sử dụng phương pháp hàn thân trụ bằng phương pháp hàn tay bằng hồ quang điện, kiểu hàn là hàn giáp mối 2 bên, đường kính thân trụ là 1200mm >700mm và mác thép X18H10T là hợp kim của Titan nên theo Bảng XIII.8 về giá trị bền của mối hàn của thân trụ hàn [2, p 362] thì hệ số mối hàn là 0,85 e Hệ số bổ sung C Đại lượng bổ sung C trong công thức phụ thuộc vào độ ăn mòn, độ bào mòn và dung sai của chiều dày [2, p 363] Đại lượng này có thể xác định theo công thức XIII.17

C1: Bổ sung do ăn mòn, xuất phát từ điều kiện ăn mòn của vật liệu của môi trường làm việc và thời gian làm việc của thiết bị

Thép X18H10T thuộc mác thép bền, độ ăn mòn của nó là 0,05mm/năm đến 0,1mm/năm Khi tính toán ta sẽ xét đến trường hợp xấu nhất là độ ăn mòn của môi chất là 0,1mm/năm

Chọn vòng đời của thiết bị là 15 năm Khi đó giá trị của hệ số bổ sung C1:C1 0,1.15 = 1,5 mm

C2: Đại lượng bổ sung do bào mòn, hệ số này chỉ xét đến trong trường hợp trong nguyên liệu có chưa các hạt rắn chuyển động với tốc độ lớn ở trong thiết bị Đại lượng C2 thường chỉ chọn theo thực nghiệm, và đa số là khi tính toán các thiết bị hóa chất làm việc với chất lỏng thì có thể bỏ qua C2 Có thể coi C2 = 0 mm

C3: Đại lượng bổ sung do dung sai của chiều dày C3 phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu, với từng vật liệu chế tạo khác nhau thì hệ số C3 cũng khác nhau và được tham khảo qua bảng XIII.9 [2, p 364]

Từ đó ta tính toán được hệ số bổ sung C:

Từ đây ta cũng tính được bề dày của thân trụ cho tháp là:

Nội suy theo bảng bề dày thép tấm bảng XIII.9 [2, p 364], với thép X18H10T, ta có thể chọn bề dày S = 5mm

• Tính toán kiểm tra áp suất thử

Trong mọi trường hợp sau khi tính toán, sau khi xác định được chiều dày sơ bộ, ta cần kiểm tra ứng suất theo áp suất thử theo công thức (XIII.26) [2, p 365]:

Trong đó: Po : Áp suất thử tính theo công thức sau: Po = Pth + P1

Pth : Áp suất thử thủy lực,

P1: Áp suất thủy tĩnh của nước

51 Áp suất thử thủy lực sẽ được lấy theo bảng XIII.5 [2, p 358], ở đây, với dạng thiết bị là thân trụ hàn, có áp suất nằm trong khoảng 0,07.106 đến 0,5.106 N/m2 thì áp suất thử pth = 1,5.Pbm Vậy nên giá trị của pth là:

Từ đây ta tính được P0

=> Thỏa mãn điều kiện bền trong trường hợp với áp suất thử

Vậy bề dày của vỏ trụ tháp là 5mm

4.2.2 Bề dày của nắp ở đáy tháp

Chọn thiết kế nắp đáy có dạng hình elip, bởi tính chất chịu ứng suất tập trung của nó

Các kết cấu phân phối lỏng

Bộ phận phân phối lỏng được sử dụng ở tất cả các vị trí có dòng lỏng đi vào tháp

[4, p 277] Bộ phận phân phối lỏng cần phải thỏa mãn các tiêu chí đã được viết ro trong cuốn kỹ thuật tách tập 2 [4, p 277]

- Bộ phận phân phối lỏng phải được thiết kế tránh sự xâm nhập của khí hoặc hơi (nghĩa là không được đưa dòng lỏng đầu lướt nhanh qua cơ cấu phân phối lỏng mà phải đưa liên tục và đều đặn)

- Trước khi lắp bộ phận phân phối lỏng vào trong tháp cần phải tiến hành thử nghiệm bằng nước

- Cần phải kiểm tra cửa dẫn lỏng vào bộ phận phân phối lỏng để tránh các trục trặc

- Cần phải kiểm tra định kỳ kỹ càng cả ở bên trong lẫn bên ngoài

Với thiết kế này, ta sẽ chọn bộ phận phân phối lỏng kiểu khay có đục lỗ Bộ phận phân phối lỏng dạng này có đục lỗ trên mặt khay để cho dòng lỏng đi xuống dưới và có lắp các ống trụ tròn để cho dòng hơi đi từ dưới lên Trên các ống trụ tròn này có vạch cá gân để dòng lỏng chảy thành màng đi xuống dưới, đồng thời giảm lượng lỏng lưu trên đĩa phân phối Do việc phân phối lỏng của bộ phận này thuộc loại phân phối lỏng cho tháp bằng cách sử dụng lực trọng trường, vì vậy lỏng ở đây có áp suất nhỏ (phổi biến ở mức 100 đến 150 mm tại lưu lượng tối đa) [4, p 278]

Hình 4: Đĩa phân phối dòng lỏng kiểu đĩa có các chóp lỗ

Các bộ phận phân phối lỏng là các chi thiết tiêu chuẩn, phụ thuộc vào đường kính của tháp chưng Các kích thước cụ thể của bộ phận phân phối lỏng được thể hiện rõ trong sổ tay quá trình thiết bị tập 2 [2, p 230]:

Hình 5: Bản vẽ mặt cắt bằng và mặt cắt đứng đĩa phân phối lỏng Đường kính trong Đường kính đĩa Ống dẫn chất lỏng Chiều dài đĩa S1 d x S T Số lượng Với thép

Với thép X18H10T mm Chiếc mm mm

Các kết cấu phân phối lại lỏng

Đĩa phân phối lại lỏng được sử dụng ở khoảng không gian giữa 2 lớp đệm, trong 2 trường hợp là đoạn chuyển tiếp giữa 2 đoạn chưng và luyện của tháp chưng luyên, hoặc ở khoảng chia nhỏ đoạn đệm (lớp đệm có chiều cao lớn thường được chia nhỏ để tránh làm giảm hiệu suất của đệm, cũng như để giảm bớt yêu cầu về độ bền cơ học của đệm) [4, p

276] Giống như đĩa phân phối lỏng ở đỉnh tháp, bộ phận phân phôi lại lỏng cũng có yêu cầu các tiêu chí thiết kế sau [4, p 277]:

- Bộ phận phân phối lại lỏng phải được thiết kế tránh sự xâm nhập của khí hoặc hơi (nghĩa là không được đưa dòng lỏng đầu lướt nhanh qua cơ cấu phân phối lỏng mà phải đưa liên tục và đều đặn)

- Trước khi lắp bộ phận phân phối lỏng vào trong tháp cần phải tiến hành thử nghiệm

- Cần phải kiểm tra cửa dẫn lỏng vào bộ phận phân phối lại lỏng để tránh các trục trặc

- Cần phải kiểm tra định kỳ kỹ càng cả ở bên trong lẫn bên ngoài

Lựa chọn thiết kế bộ phận phân phối lại dòng lỏng cũng theo kiểu khay có đục lỗ, giống với đĩa phân phối lỏng ở đỉnh tháp, chỉ khác với bộ phận phân phối lại lỏng, ta sẽ bố trí phần máng gom lỏng để dòng lỏng từ đoạn đệm phí trên đi xuống sẽ được gom lại rồi phân phối lại xuống phía dưới Thiết kế chi tiết bộ phận này được tham khảo trong cả 2 nguồn tham khảo là sổ tay quá trình thiết bị tập 2 và kỹ thuật tách [2, p 230] [4, p

Thông số thiết kế chi tiết như sau:

Hình 6: Mặt cắt bằng và mặt cắt đứng đĩa phân bố lại dòng lỏng Đường kính trong Đường kính đĩa Ống dẫn chất lỏng Chiều dài đĩa S1 d x S H1 Số lượng Với thép

Với thép X18H10T mm Chiếc mm mm

Số lượng đĩa phân phối lại lỏng trong thiết kế này là 2 đĩa

Tải trọng tháp và thiết kế chân đỡ

Việc tính toán tải trọng tháp phục vụ cho việc thiết kế bộ phận đỡ thiết bị như chân

64 đỡ và tai treo Khi tính toán tải trọng ta cần phải tính toán, xem xét đến trường hợp xấu nhất thì kết cấu chịu lực cũng bị phá hủy [4, p 499] Việc tính toán bộ phận chịu tải sẽ bao gồm cả tải trọng của toàn bộ tháp và tải trọng thử thủy lực: m = mtĩnh + mthử

Ngoài ra, để cho tháp làm việc ổn định, ta phải tính toán cả tải trọng do gió và cả tải trọng do động đất [4, p 499]

Việc tính toán chi tiết tải trọng sẽ được trình bày ở phần dưới đây:

4.5.1.1 Tải trọng của vỏ tháp

Tải trọng vỏ tháp tính theo công thức m 1 = 𝜋.(𝐷 𝑛 2 −𝐷 𝑡

Trong đó: m1 : Tải trọng toàn tháp, kg

Dn : Đường kính ngoài của tháp, m

Dt : Đường kính trong của tháp, m Ht : Chiều cao tháp, m

 : Khối lượng riêng của vật liệu chế tạo Đường kính ngoài của tháp là:

Dn = Dt + 2S = 1,2 + 2.0,005 = 1,21 (m) Theo bảng XII.7 về tính chất vật lý của vật liệu, với thép không gỉ X18H10T thì khối lượng riêng của nó là 7900 kg/m3

4.5.1.2 Tải trọng của nắp đáy

Tải trọng nắp đáy có thể tra trực tiếp thông qua bảng XIII.11 [2, p 384] Với thiết kế nắp đáy bằng thép không gỉ, có đường kính 1,2m, bề dày là 6mm thì khối lượng của nắp là: m2 = 79,5 (kg)

4.5.1.3 Tải trọng của nắp đỉnh

Tương tự như nắp đáy, tải trọng nắp đỉnh cũng có thể tra trực tiếp thông qua bảng XIII.11 [2, p 384] Với thiết kế nắp đáy bằng thép không gỉ, có đường kính 1,2m, bề dày là 6mm thì khối lượng của nắp là: m3 = 64,61(kg )

Với thông số đệm đã chọn là đệm vòng pall kim loại, đường kính 50mm thì khối lượng riêng của lớp đệm là 198 kg/m3 ứng với thể tích tự do là 96% Khi đó tải trọng do đệm trong toàn tháp là: m 4 = V t  đ = 𝜋.𝐷 𝑡 2

4.5.1.5 Tải trọng của các chi tiết hỗ trợ (như ống nối, đĩa đỡ và các bộ phận phân phối và phân phôi lại, các mạng ống nối,…)

Khối lượng riêng của các chi tiết hỗ trợ này trong thực tế người ta sẽ được tính toán bổ sung vào tải trọng của toàn tháp (khi đã thử thủy lực) bằng 1 hệ số

Theo cuốn kỹ thuật tách, khi tính toán tải trọng cho các các thiết bị dạng tháp có độ cao lớn, hệ số bổ sung tải trọng là Cv=1,15

4.5.2 Tải trọng khi thử thủy lực

Khi tính toán thiết bị, ta luôn tính tải trọng khi thử thủy lực.Chọn dung môi thử là nước ở 20oC, có khối lượng riêng là 999,73kg/m3

Thế tích tích thử nước sẽ bằng thể tích của phần trụ tháp và 2 nắp đỉnh và đáy Thể tích thân tháp là:

4 19,1 = 21,95 m3 Thể tích chứa 2 nắp có cùng đường kinh tháp sẽ là bằng nhau và có thể tra được từ bảng XIII.10 [2, p 382]: theo như đo, Vn = 0,283m3 suy ra thể tích chứa của cả 2 nắp là:

V2n = 2.0,283 = 0,566(m3 ) Thể tích chứa sơ bộ của toàn tháp là:

Vt = 21,95 + 0,566 = 22,52(m3 ) Khi đổ đệm vào tháp thì thể tích tự do là 96%, từ đó ta tính được tải trọng nước đầy trong tháp là: m mđ = Vt. n  = 22,52.999,73.0,96 = 21287,3 (kg)

 Tải trọng toàn tháp khi đã thử thủy lực là: mt = (m1 + m2 + m3 + m4 + mmđ).Cv

 mt = (2854,61+ 79,5 + 64,61+ 21287,3).1,15 = 32845,1(kg) Nếu tính theo đơn vị trọng lượng:

Hình 7: Biểu đồ momen lực tác dụng lên toàn tháp dưới tác động của tải trọng gió

Tải trọng do gió tạo ra đặt vào 1 kết cấu phụ thuộc hình dạng của kết cấu (bề mặt đón gió) và vận tốc gió Với các thiết bị dang tháp hình trụ thì áp suất gió tạo ra được tính theo công thức 8.63 kỹ thuật tách tập 2 [4, p 503]:

P w = 0,07 U 2 w , N/m2 Với: Pw: Áp suất gió, N/m2

Uw: Vận tốc gió, km/h

Khi thiết kế tháp, ta có thể tính toán áp suất gió theo vận tốc gió điển hình là 50m/s hay tương đương với 180 km/h [4, p 503] Khi đó áp suất gió là

Bề mặt đón gió với tháp chưng có thể tính đần đúng bằng diện tích bề mặt cắt ngang của thân trụ

Sc = H.D = 19,1.1,2 = 23,02(m2 ) Tải trọng do gió lớn nhất tác dụng lên tháp là:

4.5.4 Tải trọng do động đất

Tải trọng do động đất gây ra do chuyển động cửa bề mặt đất gây ra, đối với các thiết bị dạng tháp, nó sẽ chịu tác động của lực cắt tăng dần từ chân đến đỉnh tháp [4, p 504]

Tải trọng do động đất phụ thuộc vào nhiều yếu tố do địa chất Với nhưng nơi có xác suất xuất hiện động đất nhỏ thì có thể bỏ qua

4.5.5 Tính toán cơ cấu đỡ

Chọn kết cấu đỡ tháp dạng chân đỡ Chân đỡ tháp không tiếp xúc với dòng công nghệ nên có thể chế tạo bằng thép Cacbon CT3

Hình 9: Kết cấu mối nối chân đỡ và tháp

4.5.5.1 Tính toán bề dày của chân đỡ

Tải trọng tổng cộng tác dụng lên chân đỡ là:

Với tháp có kết cấu chân đỡ thì chân đỡ này sẽ chịu lực nén do toàn bộ tải trọng của tháp Công thức tính ứng suất bền nén của vật liệu chế tạo theo sổ tay 2 quá trình thiết bị

Với thép CT3, ta tra theo bảng XII.4 [2, p 309], có với thép CT3 thì các thông số về giới hạn bền là σk = 380.106 N/m2 và σch = 230.106 N/m2

Các hệ số nk và  được tra theo bảng XIII.2 và bảng XIII.3 [2, p 356]: nk = 2,6 và

Từ đây ta tính được hệ số bền nén với thép CT3:

Kết cấu chân đỡ được hàn với tháp nên khi tính toán, ta cần thêm thông số ứng với mối hàn Đã tra được ở trên với vật liệu chứ Titan thì hệ số mối hàn là 0,85 Để chân đỡ có thể chịu được tải trọng của toàn tháp thì áp lực tác dụng lên chân đỡ phải nhỏ hệ số bền nén của vật liệu kết cấu lên nó Suy ra phương trình:

 Bề dày tối thiểu của tháp là 19 mm

Khi tính toán ta cần thêm hệ số bổ sung C Với chân tháp hệ số bổ sung tính được cũng được công thêm 2mm [4, p 497], suy ra bề dày chân đỡ khi đã bổ sung hệ số C là :

Nội suy theo bảng bề dày thép tấm [2, p 364], bề dày theo tiêu chuẩn thỏa mãn điều kiện bền trong trường hợp này là 25mm

Khi thiết kế bulong móng cần tuân theo các nguyên tắc sau:

1 Không nên sử dụng bulong có đường kính nhỏ hơn 25mm

2 Số bulong móng tối thiểu là 8

3 Số bulong luôn là bội của 4

4 Bước của bulong không được bé hơn 600mm

Chọn Đường kính gần đúng của đường kính bulong móng là 1,2m Khi đó, số Bulong móng là: n = 𝜋.𝑑

Theo tiêu chí 2,3 thì số bulong tối thiểu là 8, nhưng lại mâu thuẫn với tiêu chí 4, nên ta có thể chọn số bulong móng là 8 và tăng đường kính vòng bulong lên Đường kính Bulong chọn theo hình 8.20 [4, p 494], db6mm (M36)

Tính toán thiết bị phụ

Tính toán thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

Dòng công nghệ trước khi vào tháp sẽ cần được gia nhiệt đến trạng thái lỏng sôi (trạng thái lỏng ở nhiệt độ sôi) Chọn thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu thuộc dạng thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm

5.1.1 Thông số công nghệ Dòng hỗn hợp đầu:

- Lưu lượng dòng hỗn hợp đầu: F = 3,4 kg/s

- Nhiệt độ hỗn hợp đầu: tđ = 20 o C

- Nhiệt độ hỗn hợp vào tháp: tC = 98,108 o C

- Nồng phần khối lượng dòng hỗn hợp đầu: aF = 28%

Sử dung hơi cấp nhiệt cho dòng hỗn hợp đầu là hơi nước bão hòa:

- Áp suất hơi đốt: P = 5at

- Nhiệt độ hơi đốt: 151,1oC

- Ẩn nhiệt ngưng tụ: r = 2116895 J/kg

5.1.2.1 Tính nhiệt lượng cần thiết để gia nhiệt cho hỗn hợp đầu

Nhiệt lượng cần thiết để gia nhiệt cho hỗn hợp đầu được tính theo công thức

Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu và hỗn hợp cuối có thể tính toán theo công thức:

Nhiệt dung riêng của Benzen và Toluen có thể nội suy theo I.153 Sổ tay quá trình thiết bị tập 1 [3, pp 171,172]:

Tại nhiệt độ đầu t = 20 o C, ta nội suy được nhiệt dung riêng của Benzen và Toluen lần lượt là

Từ đó ta tính được nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu là:

Tại nhiệt độ cuối t = 98,108 o C, ta nội suy được nhiệt dung riêng của Benzen và Toluen lần lượt là

Từ đó ta tính được nhiệt dung riêng của hỗn hợp vào tháp là:

Nhiệt lượng cần thiết để nâng nhiệt của hỗn hợp đầu lên đến nhiệt độ lỏng sôi là:

Nhiệt lượng cấp ở phía dung dịch được tính theo công thức

Với  là hiệu suất trao đổi nhiệt, tính theo nhiệt lượng mất mát, đã giả thiết Qm=5% nên  = 0,95 Lượng hơi đốt cần thiết là: m h = 𝑄 𝑡đ

5.1.2.2 Tính toán cấp nhiệt ở từng không gian

Ta sẽ thiết kế thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu thuộc loại thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm đặt thẳng đứng, dung dịch sẽ đi ở không gian trong ống truyền nhiệt, hơi đốt sẽ đi ở không gian giữa vỏ và ống

5.1.2.2.1 Cấp nhiệt ở không gian giữa vỏ và ống

Hệ số cấp nhiệt về phía hơi đốt được tính theo công thức V.101 sổ tay 2 [2, p 28]:

𝑚 2 𝐾) Trong đó: A: Hệ số phụ thuộc vào nhiệt độ màng tm chất lỏng tm = 𝑡 𝑡1 +𝑡 ℎđ

2 ( o C) Δ𝑡 1 : Hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và tường ngoài của ống truyền nhiệt (oC) r: ẩn nhiệt ngưng tụ với hơi bão hoà (J/kg) H: Chiều cao ống truyền nhiệt (m)

Chọn chiều cao của thiết bị trao đổi nhiệt là 3m

Giả thiết hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và tường ngoài của ống truyền nhiệt là 3,53 o C Khi đó nhiệt độ trung bình của màng nước ngưng là: tm = 𝑡 𝑡1 +𝑡 ℎđ

2 = 149,24 ( o C) Nội suy hệ số A theo công thức V.101, tại 149,24 o C thì A = 195,39 Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt đã tính toán được ở trên r = 2116895 J/kg

Thay số vào công thức, ta được:

𝑚 2 𝐾) Nhiệt trị riêng về phía lưu thể 1 là: q 1 = 𝛥𝑡 1 𝛼 𝑛 = 3,53.8419,63 = 29733,4 (W/m 2 )

5.1.2.2.2 Cấp nhiệt về phía dung dịch

Hỗn hợp đầu sẽ được bơm từ bể chứa hỗn hợp đầu qua thiết bị trao đổi nhiệt nên khi tính toán hệ số cấp nhiệt cho hỗn hợp đầu (lưu thể đi bên trong ống truyền nhiệt) ta phải tính toán cho trường hợp lưu thể chuyển động cưỡng bức

Với lưu thể chảy xoáy hoặc chảy rối trong ống truyền nhiệt thì hệ số cấp nhiệt được tính toán theo công thức V.40 sổ tay 2 [2, p 14]:

𝑃𝑟 𝑡 ) 0,25 Với: Nu : chuẩn số Nusselt, tính theo nhiệt độ dòng ε1 : hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỉ số giữa chiều dài l và đường kính ống d

Pr : Chuẩn số Prandt, tính theo nhiệt độ dòng

Prt : Chuẩn số Prandt tính theo nhiệt độ trung bình của tường Để tính toán hệ số cấp nhiệt của lưu thể đi bên trong ống truyền nhiệt, ta sẽ tính toán chuẩn số Nu rồi suy ra hệ số cấp nhiệt α2 theo công thức

Với Nu : Chuẩn số Nusselt λ : Hệ số dẫn nhiệt của lưu chất

72 l : Hình dạng đặc trưng của quá trình, với lưu thể đi trong ống thì hình dạng đặc trưng là đường kính trong của ống

Tính toán từng hệ số, chuẩn số

Hệ số ε1 trong công thức trên phụ thuộc vào cả chuẩn số Re và tỉ số giữa chiều dài ống và đường kính ống, trị số của nó có thể lấy theo bảng V.2 sổ tay 2 [2, p 14] Để có được trị số của ε1, ta cần phải có 2 giả thiết đầu

- Giả thiết chuẩn số Re = 10000,

- Chiều dài ống truyền nhiệt là 3m, và đường kính ống truyền nhiệt lấy theo quy chuẩn bảng VI.6 sổ tay 2 [2, p 80] Khi đó tỉ số l/d là

𝑑 = 3 0,025 = 120 > 50 Theo bảng V.2 sổ tay 2 thì với Re = 10000 và l/d > 50 thì ε1 = 1

5.1.2.2.2.2 Chuẩn số Re Đã giả thiết Re = 10000

Công thức V.35 tính chuẩn số Pr theo sổ tay 2 [2, p 12]

Chuẩn số Pr tính theo nhiệt độ trung bình của dòng lưu thể đi trong ống Theo sơ đồ biến nhiệt, nhiệt độ của dòng lưu thể đi giữa vỏ và ống là hơi nước bão hòa nên nhiệt độ của dòng này không đôi là t1 = 151,00 o C Chọn cách thức 2 lưu thể đi là ngược chiều

Hiệu số nhiệt độ trung bình được tính theo công thức V.8 [2, p 5]: Δ𝑡 𝑡𝑏 = Δt 1 −Δ𝑡 2

Với Δt1 và Δt2 là hiệu số nhiệt độ đầu của 2 lưu thể và hiệu số nhiệt độ cuối của 2 lưu thể

Hình 9: Biểu đồ biến nhiệt của 2 lưu thể trong thiết bị gia nhiệt đầu

Từ sơ đồ biến nhiệt ta tính được hiệu số nhiệt độ đầu Δt1 và hiệu số nhiệt độ cuối Δt2 là: Δt1 = t1đ – t2đ = 151,00 – 20 = 131,00 ( o C) Δt2 = t1c – t2c = 151,00 – 98,108 = 52,892 ( o C) Thay số ta được hiệu số nhiệt độ trung bình của 2 lưu thể là: Δ𝑡 𝑡𝑏 = Δt 1 −Δ𝑡 2

Nhiệt độ trung bình của lưu thể đi trong ống là: t2b = t1 - Δ𝑡 𝑡𝑏 = 151,00 – 86,12 = 64,88 ( o C) a Tại nhiệt độ trung bình của lưu thể 2, ta nội suy được nhiệt dung riêng của Benzen và Toluen tại bảng I.153 sổ tay 1 [3, pp 171,172] Khi t2tb = 64,88 o C thì

Nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại nhiệt độ trung bình của lưu thể là:

Cđ = aB CB + aT CT = 0,28.1955,61 + (1 - 0,28).1919,51

= 1929,62(J / kg.K ) b Tại nhiệt độ trung bình của lưu thể 2, ta nội suy được độ nhớt của Benzen và Toluen theo bảng I.101 sổ tay 1 [3, pp 91,92] Tại t2tb = 64,88 o C thì

𝜇𝑇 = 0,3659.10 -3 (N.s/m 2 ) Độ nhớt của hỗn hợp tại nhiệt độ trung bình của lưu thể là:

= 0,3676.10 -3 (N.s/m 2 ) c Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp được tính theo công thức tính hệ số dẫn nhiệt với hỗn hợp chất lỏng I.32 sổ tay quá trình thiết bị tập 1 [3, p 123]:

Trong đó: Cp : Nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng,J/kg.K ρ : Khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m3

M : khối lượng mol của hỗn hợp lỏng,

A : Hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng

Hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng A đối với chất lỏng là hỗn hợp Benzen và Toluen là hỗn hợp lỏng không liên kết nên A = 4,22.10 -8

Khối lượng mol của hỗn hợp đầu là:

Mhh = xB MB = xT MT = 0,3145 78,11 + (1 - 0,3145 ).92,14

= 87,73(kg / kmol) Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đã được tính toán ở trên: Cp = 1929,62 J/kg.K

Khối lượng riêng Benzen và Toluen tại nhiệt độ trung bình của hỗn hợp có thể nội suy theo bảng I.2 [3, p 9] Khi t2tb = 64,88 o C thì ρB = 830,878 kg/m 3 ρT = 823,122 kg/m 3

Khối lượng riêng của hỗn hợp là: ρhh = 0,28.830,878 + (1- 0,28).823,122 = 825,294 kg/m 3 Thay số vào công thức tính hệ số dẫn nhiệt ta được:

Từ đây ta tính được chuẩn số Prandtl là:

Chuẩn số Prt là chuẩn số Prandtl nhưng tính theo nhiệt độ của trung bình của bề mặt truyền nhiệt Để tính toán được nhiệt độ trung bình của tường, ta sử dụng mô hình truyền nhiệt qua tường [6, p 16]

Do tỉ số giữa đường kính ngoài và đường kính trong của ống là

Nên ta có thể tính toán quá trình truyền nhiệt như tường phẳng Nhiệt trở tổng cộng qua tường được tính theo công thức rtong = r1 + 𝛿

𝜆 + r2 Trong đó: r1 : Nhiệt trở do cặn về phía hơi đốt δ : Bề dày của tường λ : Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống r2 : Nhiệt trở do cặn về phía hỗn hợp trong ống

Tra theo bảng V.1 Sổ tay 1 [3, p 4], Nhiệt trở do hơi đốt và do chất lỏng không xác định là r1 = 0,000232 m 2 K/W và r2 = 0,00387 m 2 K/W

Giống như với tháp chưng, thiết bị làm việc với chất độc hại là Benzen nên chọn vật liệu làm thiết bị là X18H10T Theo quy chuẩn bề dày ống là 2mm và hệ số dẫn nhiệt của X18H10T đã tra được là 16,3 W/m.K Do đó, nhiệt trở tổng cộng qua tường là: rtong = r1 + 𝛿

16,3 + 0,00387 = 0,000742 (m 2 K/W) Hiệu số nhiệt độ giữa ống và lưu thể là:

76 Δt2 = Δttb - Δt1 – rtong.q1 = 86,12 – 3,53 – 29733,4.0,000742 = 60,54 ( o C) Nhiệt độ trung bình của tường là: tT = Tđỉnh - Δt1 - Δt 𝑡𝑏 −Δ𝑡 1 −Δ𝑡 2

= 136,448 ( o C) Tại nhiệt độ trung bình tường ta sẽ tìm ra các thông số để tính chuẩn số Prt a Nhiệt dung riêng tính theo nhiệt độ tT: Tại nhiệt độ trung bình của tường tT 136,448oC, ta nội suy được nhiệt dung riêng của Benzen và Toluen theo bảng I.153 sổ tay 1 [3, pp 171,172]:

CT = 2179,34(J / kg.K ) Nhiệt dung riêng của hỗn hợp tính theo nhiệt độ trung bình của tường là:

Cđ = aB CB + aT CT = 0,28.2229,34 + (1 - 0,28).2179,34

= 2193,34(J / kg.K ) b Độ nhớt tính theo nhiệt độ tT: Độ nhớt của Benzen và Toluen có thể nội suy theo bảng I.101 sổ tay 1 [3, pp 91,92], tại tT = 136,448 thì độ nhớt của Benzen và Toluen là: μB = 0,1608.10 -3 (N.s / m 2 ) μT = 0,1835.10 -3 (N.s / m 2 ) Độ nhớt của hỗn hợp là: μhh = 0,28.0,1608 10 -3 + (1 - 0,28).0,1835 10 -3 = 0,1772 10 -3 (N.s / m 2 ) c Hệ số dẫn nhiệt tính theo nhiệt độ tT: Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp được tính theo công thức tính hệ số dẫn nhiệt với hỗn hợp chất lỏng I.32 sổ tay quá trình thiết bị tập

Trong đó: Cp : Nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng,J/kg.K ρ : Khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m3

M : khối lượng mol của hỗn hợp lỏng,

A : Hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng

Hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng A đối với chất lỏng là hỗn hợp Benzen và Toluen là hỗn hợp lỏng không liên kết nên A = 4,22.10 -8

Khối lượng mol của hỗn hợp đầu là:

Mhh = xB MB = xT MT = 0,3145 78,11 + (1 - 0,3145 ).92,14

= 87,73(kg / kmol) Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đã được tính toán ở trên: Cp = 2193,34J/kg.K

Khối lượng riêng Benzen và Toluen tại nhiệt độ trung bình của hỗn hợp có thể nội suy theo bảng I.2 [3, p 9] Khi t2tb = 136,448 o C thì ρB = 749,263 kg/m 3 ρT = 747,908 kg/m 3 Khối lượng riêng của hỗn hợp là: ρhh = 0,28.749,263 + (1- 0,28).747,908 = 748,278 kg/m 3 Thay số vào công thức tính hệ số dẫn nhiệt ta được:

Từ đây ta tính được chuẩn số Prandtlt là:

0,1245 = 3,121 Thay vào phương trình chuẩn số ta tính toán được chuẩn số Nu:

Từ đây, ta tính được hệ số cấp nhiệt đối với lưu thể đi trong ống truyền nhiệt:

0,021 = 509,96 (W/m 2 K) Kết hợp với việc hiệu số nhiệt độ giữa tường trong và nhiệt độ trung bình của dung dịch đi trong ống truyền nhiệt, ta tính toán được nhiệt trị riêng về phía dung dịch:

So sánh nhiệt trị riêng của 2 lưu thể, ta được sai số của quá trình truyền nhiệt qua tường ε là ε = |𝑞 1 −𝑞 2 |

Sai số này nhỏ nên có thể chấp nhận được, nên nhiệt trị riêng trung bình của quá trình truyền nhiệt là qtb = 30874,84

5.1.2.3 Bề mặt truyền nhiệt của thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

Bề mặt truyền nhiệt của thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu tính theo phương trình cơ bản của truyền nhiệt là:

5.1.3 Tính toán cơ khí của thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu

5.1.3.1 Tính toán số ống truyền nhiệt và phân phối ống

Số ống truyền nhiệt được tính theo công thức: n = 𝐹

𝜋.𝑑.𝐻 Trong đó: F : bề mặt truyền nhiệt, m 2 ,

Thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp

Dòng hỗn hợp cần ngưng tụ ở đỉnh

- Lưu lượng dòng hỗn hợp đầu: P = 3,846 kg/s

- Nhiệt độ hơi ở đỉnh tháp: tđỉnh = 81,097 o C

- Ẩn nhiệt ngưng tụ hơi ở đỉnh: r = 392123,3 J/kg

- Nồng phần khối lượng dòng hỗn hợp đầu: aP = 95%

Sử dung nước làm mát để ngưng tụ dòng hơi ở đỉnh tháp:

- Nhiệt độ nước đầu vào tv = 20 o C

- Nhiệt độ nước đầu ra tr = 40 o C

- Lượng nước làm mát cần thiết để ngưng tụ hoàn toàn hơi: mn = 18,9978 kg/s

5.2.2.1 Tính toán cấp nhiệt ở từng không gian ở thiết bị trao đổi nhiệt

Ta sẽ thiết kế thiết bị ngưng tu đỉnh tháp là dạng thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm dạng nằm ngang Hơi hỗn hợp Benzen – Toluen cần ngưng tụ đi ở không gian giữa vỏ thiết bị và ống truyền nhiệt Nước làm mát đi bên trong ống truyền nhiệt

5.2.2.2.1 Tính toán quá trình cấp nhiệt đi trong không gian giữa vỏ và ống

Quá trình cấp nhiệt từ hơi Benzen – Toluen đến tường ngoài (Bề mặt ngoài ống truyền nhiệt) được biểu diễn bởi phương trình chuẩn số [2, p 30]:

𝑚 2 𝐾) Trong đó: A: Hệ số phụ thuộc vào nhiệt độ màng tm chất lỏng tm = 𝑡 𝑡1 +𝑡 ℎđ

2 ( o C) Δ𝑡 1 : Hiệu số nhiệt độ giữa hơi đốt và tường ngoài của ống truyền nhiệt (oC) r: Ẩn nhiệt ngưng tụ với hơi bão hoà (J/kg) d: Đường kính ngoài ống truyền nhiệt (m) Đường kính của ống truyền nhiệt được chọn theo quy chuẩn bảng VI.6 sổ tay 2 [2, p 80] Chọn ống truyền nhiệt có đường kính ngoài là 25mm

Giả thiết hiệu số nhiệt độ giữa hơi cần ngưng tụ và tường ngoài của ống truyền nhiệt là 3,74 o C Khi đó nhiệt độ trung bình của màng nước ngưng là: tm = 𝑡 𝑡1 +𝑡 ℎđ

2 = 79,23 ( o C) Nội suy hệ số A theo công thức V.101, tại 149,24 o C thì A = 168,30 Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt đã tính toán được ở trên r = 392123,3 J/kg

Thay số vào công thức, ta được:

Nhiệt trị riêng về phía lưu thể hơi cần ngưng tụ là: q 1 = 𝛥𝑡 1 𝛼 𝑛 = 3,73 8790,51 = 32841,81 (W/m 2 )

5.2.2.2.2 Cấp nhiệt về lưu thể đi trong ống

Nước làm mát được bơm bơm vào và đi bên trong ống truyền nhiệt của thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp nên khi tính toán hệ số cấp nhiệt cho nước làm mát, ta phải tính toán cho trường hợp lưu thể chuyển động cưỡng bức

Với lưu thể chảy xoáy hoặc chảy rối trong ống truyền nhiệt thì hệ số cấp nhiệt được tính toán theo công thức V.40 sổ tay 2 [2, p 14]:

𝑃𝑟 𝑡 ) 0,25 Với: Nu : chuẩn số Nusselt, tính theo nhiệt độ dòng ε1 : hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỉ số giữa chiều dài l và đường kính ống d

Pr : Chuẩn số Prandt, tính theo nhiệt độ dòng

Prt : Chuẩn số Prandt tính theo nhiệt độ trung bình của tường Để tính toán hệ số cấp nhiệt của lưu thể đi bên trong ống truyền nhiệt, ta sẽ tính toán chuẩn số Nu rồi suy ra hệ số cấp nhiệt α2 theo công thức

Với Nu : Chuẩn số Nusselt λ : Hệ số dẫn nhiệt của lưu chất l : Hình dạng đặc trưng của quá trình, với lưu thể đi trong ống thì hình dạng đặc trưng là đường kính trong của ống

Tính toán từng hệ số, chuẩn số

Hệ số ε1 trong công thức trên phụ thuộc vào cả chuẩn số Re và tỉ số giữa chiều dài ống và đường kính ống, trị số của nó có thể lấy theo bảng V.2 sổ tay 2 [2, p 14] Để có được trị số của ε1, ta cần phải có 2 giả thiết đầu

- Giả thiết chuẩn số Re = 10000,

- Chiều dài ống truyền nhiệt là 4m, và đường kính ống truyền nhiệt đã giả thiết ở trên là 38 mm Khi đó tỉ số l/d là

𝑑 = 4 0,038 = 105,26 > 50 Theo bảng V.2 sổ tay 2 thì với Re = 10000 và l/d > 50 thì ε1 = 1

5.2.2.2.2.2 Chuẩn số Re Đã giả thiết Re = 10000

Công thức V.35 tính chuẩn số Pr theo sổ tay 2 [2, p 12]

Chuẩn số Pr tính theo nhiệt độ trung bình của dòng lưu thể đi trong ống Theo sơ đồ biến nhiệt, nhiệt độ của dòng lưu thể đi giữa vỏ và ống là hơi nước bão hòa nên nhiệt độ của dòng này không đổi là t1 = 81,097 o C

Hiệu số nhiệt độ trung bình được tính theo công thức V.8 [2, p 5]: Δ𝑡 𝑡𝑏 = Δt 1 −Δ𝑡 2

Với Δt1 và Δt2 là hiệu số nhiệt độ đầu của 2 lưu thể và hiệu số nhiệt độ cuối của 2 lưu thể

Hình 10: Biểu đồ biến nhiệt của 2 lưu thể trong thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp

Từ sơ đồ biến nhiệt ta tính được hiệu số nhiệt độ đầu Δt1 và hiệu số nhiệt độ cuối Δt2 là:

88 Δt1 = t1đ – t2đ = 81,097 – 20 = 60,097 ( o C) Δt2 = t1c – t2c = 40 – 20 = 20 ( o C) Thay số ta được hiệu số nhiệt độ trung bình của 2 lưu thể là: Δ𝑡 𝑡𝑏 = Δt 1 −Δ𝑡 2

Nhiệt độ trung bình của lưu thể đi trong ống là: t2b = t1 - Δ𝑡 𝑡𝑏 = 60,097 – 50,44 = 30,66 ( o C)

Từ nhiệt độ trung bình của nước làm mát, ta nội suy được các thông số nhiệt dung riêng, độ nhớt và hệ số dẫn nhiệt đối của nước

Tại nhiệt độ 30,66 o C, ta nội suy các thông số

- Nhiệt dung riêng của nước theo bảng I.147 sổ tay 1 [3, p 165] là Cp = 4181,13 J/kg.K;

- Độ nhớt của nước theo bảng I.129 sổ tay 1 [3, pp 94,95] là μ = 0,790.10-3N.s/m 2 ;

- Hệ số dẫn nhiệt của nước theo bảng I.129 sổ tay 1 [3, p 133] là λ = 0,6186 W/m 2 K

Từ đây ta tính được chuẩn số Prandtl là:

Chuẩn số Prt là chuẩn số Prandtl nhưng tính theo nhiệt độ của trung bình của bề mặt truyền nhiệt Để tính toán được nhiệt độ trung bình của tường, ta sử dụng mô hình truyền nhiệt qua tường [6, p 16]

Do tỉ số giữa đường kính ngoài và đường kính trong của ống là

Nên ta có thể tính toán quá trình truyền nhiệt như tường phẳng Nhiệt trở tổng cộng qua tường được tính theo công thức rtong = r1 + 𝛿

𝜆 + r2 Trong đó: r1 : Nhiệt trở do cặn về phía hơi đốt δ : Bề dày của tường λ : Hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống

89 r2 : Nhiệt trở do cặn về phía hỗn hợp trong ống

Tra theo bảng V.1 Sổ tay 1 [3, p 4], Nhiệt trở do hơi đốt và do chất lỏng không xác định là r1 = 0,000232 m 2 K/W và r2 = 0,00387 m 2 K/W

Giống như với tháp chưng, thiết bị làm việc với chất độc hại là Benzen nên chọn vật liệu làm thiết bị là X18H10T Theo quy chuẩn bề dày ống là 2mm và hệ số dẫn nhiệt của X18H10T đã tra được là 16,3 W/m.K Do đó, nhiệt trở tổng cộng qua tường là: rtong = r1 + 𝛿

16,3 + 0,00387 = 0,000742 (m 2 K/W) Hiệu số nhiệt độ giữa ống và lưu thể là: Δt2 = Δttb - Δt1 – rtong.q1 = 50,44 – 3,73 – 32841,81.0,000742 = 22,35 ( o C) Nhiệt độ trung bình của tường là: tT = Tđỉnh - Δt1 - Δt 𝑡𝑏 −Δ𝑡 1 −Δ𝑡 2

Tại nhiệt độ trung bình tường ta nội suy được các thông số nhiệt dung riêng, độ nhớt và hệ số dẫn nhiệt của nước để tính chuẩn số Prt Với nhiệt độ 65,18 o C ta nội suy được:

- Nhiệt dung riêng của nước theo bảng I.147 sổ tay 1 [3, p 165] là Cp = 4189,63 J/kg.K;

- Độ nhớt của nước theo bảng I.129 sổ tay 1 [3, pp 94,95] là μ = 0,434.10 -3 N.s/m 2 ;

- Hệ số dẫn nhiệt của nước theo bảng I.129 sổ tay 1 [3, p 133] là λ = 0,664 W/m 2 K

Từ đây ta tính được chuẩn số Prandtlt là:

0,664 = 2,74 Thay vào phương trình chuẩn số ta tính toán được chuẩn số Nu:

Từ đây, ta tính được hệ số cấp nhiệt đối với lưu thể đi trong ống truyền nhiệt:

Kết hợp với việc hiệu số nhiệt độ giữa tường trong và nhiệt độ trung bình của dung dịch đi trong ống truyền nhiệt, ta tính toán được nhiệt trị riêng về phía dung dịch: q2= Δt2.αt = 22,34.1469,68 = 32836,97 (W/m 2 )

So sánh nhiệt trị riêng của 2 lưu thể, ta được sai số của quá trình truyền nhiệt qua tường ε là ε = |𝑞 1 −𝑞 2 |

Sai số này nhỏ nên có thể chấp nhận được, nên nhiệt trị riêng trung bình của quá trình truyền nhiệt là qtb = 32836,97

5.2.2.3 Bề mặt truyền nhiệt của thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp

Bề mặt truyền nhiệt của thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp tính theo phương trình cơ bản của truyền nhiệt là:

5.2.3 Tính toán cơ khí của thiết bị ngưng tụ đỉnh tháp

5.2.3.1 Tính toán số ống truyền nhiệt và phân phối ống

Số ống truyền nhiệt được tính theo công thức: n = 𝐹

𝜋.𝑑.𝐻 Trong đó: F : bề mặt truyền nhiệt, m 2 ,

H : chiều cao của ống truyền nhiệt, d : đường kính của ống truyền nhiệt, d = dtb nếu αn ≈ αtr d = dn nếu αn < αtr d = dtr nếu αn > αtr Đã tính toán ở phần tính công nghệ, bề mặt truyền nhiệt F = 45,92 m 2 và chiều cao ống truyền nhiệt H = 4m

Do αn = 8790,51 W/m2.K > αtr = 2351,97 W/m2.K nên d trong công thức tính số ống truyền nhiệt sẽ tính theo dtr Thay số, ta được: n = 𝐹

3,14.0,034.4 = 174,098 (ống) Quy chuẩn số ống theo bảng V.11 sổ tay 2 [2, p 48], chọn cách phân phối ống truyền nhiệt theo hình lục giác đều, quy chuẩn số ống truyền nhiệt lên thành 127 ống

Số ống trên đường xuyên tâm của hình tròn

Tổng số ống không kể các đường viên phân

Số ống trong các hình viên phân

Tổng số ống trong tất cả các viên phân Ở dãy thứ nhất Ở dãy thứ 2 Ở dãy thứ 3

5.2.3.2 Tính toán lại chuẩn số Re và chia ngăn thiết bị Để tính toán được hệ số cấp nhiệt cho lưu thể bên trong ống, ta đã giả thiết Re000 Nhưng thực tế quá trình, Ta tính ra được chỉ số Re khác, lúc đó ta phải chia ngăn thiết bị để tăng vận tốc của lưu thể đi trong ống, đồng thời tăng chuẩn số Re

Chuẩn số Reynold được tính theo công thức V.36 sổ tay 2 [2, p 13]

Tính toán bơm hỗn hợp đầu

Khi thiết kế bơm cho hệ thống hoạt động liên tục ta cần quan tâm đến thông số năng suất của bơm và áp suất toàn phần của hệ thống Để tính toán sơ bộ được 2 thông số trên ta cần phải đưa ra giả thiết

Các giả thiết về thiết kế để tính toán bơm:

- Vị trí đặt bơm: Bơm hỗn hợp đầu vào tháp chưng luyện đặt ở dưới mặt đất Bể chứa hỗn hợp cần chưng luyện đặt cao hơn so với bơm (bỏ qua chiều cao hút)

- Chiều cao từ bơm đến cửa vào của tháp chưng luyện (theo bản vẽ thiết bị chính) gần đúng là 10m nên giả thiết thiết kế chiều dài mạng ống bơm hỗn hợp vào tháp là 12m

- Mạng ống có các trở lực cục bộ gồm:

 Van: 1 Van hút có lưới chắn rác, van 1 chiều trên đường ống đẩy, 1 van điều kiển

 Cút nối: Gồm 2 cút nối

 Các đoạn trở lực cục bộ do đi qua thiết bị trao đổi nhiệt: Đột thu từ ống dẫn vào các ống truyền nhiệt, đột mở từ ống truyền nhiệt vào ống dẫn, 2 đoạn chuyển qua đoạn nối khuỷu có chỗ ngoăt sắc cạnh

Hình 11: Hình biểu diễn các đoạn trở lực trên đường ống tù bể chứa đầu đến tháp

5.3.2 Tính toán trở lực ma sát trên đường ống

5.3.2.1 Trở lực ma sát từ bể chứa hỗn hợp đầu đến bơm

Trở lực do ma sát trên đường ống sẽ được tính theo ông thức:

2 , N/m 2 Trong đó: λ : hệ số ma sát trên đường ống l : chiều dài đường ống d : đường kinh trong của ống w : vận tốc trung bình của dòng chảy trong ống ρ : khối lượng riêng của chất lỏng trong ống dẫn

Giả thiết đường ống hút dài 1m, đường kính ống hút là 0,1m

Hệ số ma sát λ sẽ phụ thuộc vào 2 yếu tố là chuẩn số Reynold và độ nhám của ống

Vận tốc dòng chảy trung bình sẽ được tính theo công thức:

Với m: lưu lượng thể tích của dòng, trong trường hợp này chính là lưu lượng dòng tính theo khối lượng hỗn hợp đầu vào tháp chưng

870,09 = 3,908.10 −3 (m3/s) Giả thiết đường kinh ống hút là 100mm, thay số ta được:

−3 3,14.0,1 2 = 0,4978 (m/s) Chuẩn số Re của đoạn ống hút tính theo công thức:

𝜇 Độ nhớt của Benzen và Toluen được nội suy theo bảng I.101 [3, p 91], tại nhiệt độ vào bơm t1 o C:

𝜇T1 = 0,586.10 -3 (Ns / m 2 ) Độ nhớt của hỗn hợp là:

Khối lượng riêng của Benzen- Toluen được nội suy theo bảng I.2 [3, p 9], tại nhiệt độ vào bơm t1 = 20 o C:

𝜌T1 = 866 (kg/m 3 ) Khối lượng riêng của hỗn hợp là:

Do Re tính ra lớn hơn 4000 nên hệ số ma sát sẽ được tính theo trường hợp chảy xoáy

[3, p 378], ở chế độ này ta lại chia ra làm 3 khu vực Re

Với Regh và Ren được tính theo công thức II.60 và II.62 [3, pp 378,388]:

Với ε là độ nhám của ống, tra theo bảng II.15 [3, p 381], với ống thép là trong điều kiện có ăn mòn thì ε = 0,2mm

Từ đó ta thấy Regh < Re < Ren nên hệ số ma sát được tính theo công thức nội suy II.64 [3, p 380]:

71457,19) 0,25 = 0,0256 Trở lực trên đường ống hút (Đ1) là:

5.3.2.2 Trở lực ma sát trên đường ống đẩy trước khi vào thiết bị trao đổi nhiệt

Giả thiết chiều dài của đoạn ống này là 9m, đường kính của ống hút là 0,1m

Theo phương trình dòng liên tục, lưu lượng khối lượng của dòng chỉ thay đổi do sự thay đổi khổi lượng riêng Do nhiệt độ hỗn hợp tại dòng này và trước khi vào bơm là không đổi nên của tính chất vật lý về độ nhớt và khối lượng riêng không đổi Khi đó hệ số ma sát trên đường ống đẩy cũng không đổi Vậy trở lực trên đường ống hút trên đường ống đẩy trước khi vào thiết bị trao đổi nhiệt (Đ2) là

5.3.2.3 Trở lực ma sát trên đường ống sau thiết bị trao đổi nhiệt và vào tháp

Trường hợp này ta tính tương tự như với đường ống đẩy Giả thiết đường ống dài 2m, đường kính trong ống là 0,1m

Vận tốc dòng trên đường ống sau thiết bị trao đổi nhiệt là:

−3 3,14.0,1 2 = 0,548 (m/s) Độ nhớt của Benzen và Toluen được nội suy theo bảng I.101 [3, p 91], tại nhiệt độ vào tháp t3= 98,108 o C:

Khối lượng riêng của Benzen- Toluen được nội suy theo bảng I.2 [3, p 9], tại nhiệt độ vào tháp t3= 98,108 o C:

𝜌T1 = 790,08 (kg/m 3 ) Khối lượng riêng của hỗn hợp là:

158882,37) 0,25 = 0,0244 Trở lực trên đường ống hút (Đ1) là:

5.3.2.4 Trở lực ma sát do vận chuyển chất lỏng trong ống truyền nhiệt của thiết bị trao đổi nhiệt

Do thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu ta tính được chia làm 2 ngăn nên số ống vận chuyển thực tế chỉ còn 1 nửa, tức là 63 ống

Vận tốc chất lỏng trong ống truyền nhiệt đã được tính trong quá trình thiết toán thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu là w = 0,283(m / s) Độ nhớt của Benzen và Toluen được nội suy theo bảng I.101 [3, p 91], tại nhiệt độ trung bình của hỗn hợp trong thiết bị trao đổi nhiệt ttb = 64,88 o C:

Khối lượng riêng của Benzen- Toluen được nội suy theo bảng I.2 [3, p 9], tại nhiệt độ vào tháp ttb = 64,88 o C:

Khối lượng riêng của hỗn hợp là:

11462,61) 0,25 = 0,0388 Trở lực trên đường ống sau thiết bị trao đổi nhiệt là (Đ1) là:

5.3.3 Trở lực cục bộ trên toàn đường ống

Công thức tính trở lực cục bộ là:

Với ξ là hệ số trở lực cục bộ

Dưới đây sẽ là các tính toán cụ thể của các đoạn cục bộ

5.3.3.1 Trở lực cục bộ của van hút có lưới chắn

Với van hút 1 chiều có lưới chắn của hệ đường ống d0mm thì hệ số trở lực cục bộ ξ1 = 7 [3, p 399] Khi đó tổn thất áp suất do van hút là:

5.3.3.2 Trở lực cục bộ do cút chuyển từ tank chứa đến bơm

Công thức tính hệ số trở lực cục bộ của cút [5, p 393]:

Với A,B,C là các hệ số hình học của cút Chọn cút nối từ bể chứa tới bơm là cút nối 90o, tỉ lệ giữa bán kinh cong và đường kính ống là 1 và hệ số ghép nối a/b=0,5 Khi đó A,B,C lần lượt là A=1 ; B=0,21; C=1,45 Suy ra:

𝜉 = A.B.C = 1.0,21.1,45 = 0,3045 Trở lực cục bộ do cút này là:

5.3.3.3 Trở lực cục bộ của van đẩy 1 chiều

Van đẩy 1 chiều với ống có đường kính d0mm có hệ số trở lực là ξ3 = 1,5 [3, p

399] Tổn thất áp suất do van đẩy là:

5.3.3.4 Trở lực cục bộ của cút chuyển từ ống dẫn thẳng vào ống dẫn ngang để vào thiết bị trao đổi nhiệt

Chọn cút này tương tự như phần 5.3.3.2, ∆P4 = 32,83 (N/m 2 )

5.3.3.5 Trở lực cục bộ của đoạn chuyển từ ống dẫn vào ống truyền nhiệt là Đoạn chuyển nối này ta tính theo trường hợp trở lực cục bộ của đoạn ống có chỗ chuyển sắc nhọn [3, p 394]:

𝜉 = 𝛼 𝛽 Các hệ số α và β sẽ chọn theo bảng thực nghiệm N o 27 và N o 28

Có a/b=1 và góc cong là 90o nên α=1 và β=1,19, nên

𝛼 𝛽 = 1.1,19 = 1,19 Tổn thất áp suất do đoạn chuyển này là:

5.3.3.6 Trở lực cục bộ của đột thu từ ống dẫn vào ống truyền nhiệt

Do Re trong ống truyền nhiệt tính được ở trên là Re = 11462,61 > 3500 nên ta sẽ tính theo bảng thực nghiệm No13 [3, p 388]

0,1 2 = 0,441 Chọn tỉ lệ F0/F1 gần với số liệu trong bảng thực nghiệm nhất là 0,4 nên ξ6 = 0,34

Tổn thất áp suất của đột thu là:

5.3.3.7 Trở lực cục bộ của đột mở từ ống truyền nhiệt ra ống dẫn

Do Re trong ống truyền nhiệt tính được ở trên là Re = 11462,61 > 3500 nên ta sẽ tính theo bảng thực nghiệm N o 11 [3, p 387]

Tỉ số giữa ống truyền nhiệt và ống dẫn F0/F1 chọn gần với số liệu trong bảng thực nghiệm nhất là 0,4 nên ξ7 = 0,36 Khi đó tổn thất áp suất của đột mở là:

5.3.3.8 Trở lực cục bộ của đoạn chuyển dẫn từ thiết bị trao đổi nhiệt ra đường ống dẫn Đoạn chuyển nối này ta tính theo trường hợp trở lực cục bộ của đoạn ống có chỗ chuyển sắc nhọn giống với 5.3.3.5, ξ8= 1,19 Tổn thất áp suất khi này là:

5.3.4 Tính toán áp suất toàn phần và công suất hữu ích của bơm Áp suất toàn phần của bơm bao gồm cả áp suất để thắng chiều cao hình học lẫn tổn áp do ma sát và cục bộ trên đường ống

Cửa vào của thiết bị cách mặt đất 10m Áp suất cần để thắng chiều cao hình học là:

∆𝑃 𝐻 = 870,09.9,81.10 = 85355,65 (N/m 2 ) Tổn thất áp suất do trở lực cục bộ là

∆𝑃 𝑐𝑏 = ∑ 8 𝑖=1 ∆𝑃 𝑖 = 1255,62 (N/m 2 ) Áp suất toàn phần mà bơm cần cấp là:

= 1255,62 + 85355,6 + 17126,07 = 103737,35 (N/m 2 ) Công suất hữu ích của bơm là:

Giả thiết hiệu suất bơm là 60% và hệ số an toàn ta chọn là 1,2 thì công suất bơm tối thiết cần là:

Tiêu đề	Thiết Kế Xây Dựng Hệ Thống Chưng Luyện Benzen – Toluen
Tác giả	Nguyễn Thanh Huyền
Người hướng dẫn	TS. Đỗ Xuân Trường
Trường học	Viện Kỹ Thuật Hóa Học
Thể loại	Đồ Án

Định dạng
Số trang	103
Dung lượng	1,53 MB