Đồ Án thiết kế kỹ thuật hóa học Đề tài thiết kế tháp chưng cất loại mâm chóp Để chưng cất hỗn hợp nước – axit axetic

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA KHOA KỸ THUẬT HÓA HỌC Bộ môn Quá trình và Thiết bị ------ ĐỒ ÁN THIẾT KẾ KỸ THUẬT HÓA HỌC Đề tài THIẾT KẾ THÁP CHƯNG CẤT LOẠI MÂM CHÓP ĐỂ CHƯNG CẤT HỖN HỢ

TỔNG QUAN

Tổng quan về nguyên liệu

1.1.1 Tổng quan về axit axetic

Axit axetic (CH3COOH) là một axit cacboxylic được tìm thấy ở nồng độ rất nhỏ trong nhiều động – thực vật Một số vi khuẩn hoặc nấm lên men trái cây hoặc rau quả thành dung dịch có chứa 2 – 12% axit axetic, được gọi là giấm

Axit axetic là chất lỏng trong suốt, không màu, vị chua và mùi đặc trưng, độ nhớt thấp, có nhiệt độ nóng chảy và điểm sôi ở áp suất khí quyển lần lượt là 16,64 0 C và 117,87 0 C, khối lượng riêng 1,049 g/cm 3 ở 25 0 C Nó là một axit yếu, có khả năng gây ăn mòn các kim loại

Trong công nghiệp, axit axetic được sử dụng làm nguyên liệu trong sản xuất vinyl axetat, axit terephtalic, este axetat và anhydrit axetic Vinyl axetat được sử dụng trong sản xuất nhựa nhũ tương cao su cho sơn, chất kết dính, chất phủ giấy và chất hoàn thiện hàng dệt Axit terephtalic là nguyên liệu để sản xuất polyetylen terephthalate, được sử dụng làm nhựa, màng và sợi Ngoài ra, axit axetic còn được dùng làm giấm, dung môi và một số ứng dụng khác

Các con đường chính để sản xuất thương mại axit axetic bao gồm cacbonyl hóa metanol, oxy hóa acetaldehyde, oxy hóa butan hoặc naphtha Một lượng tương đối nhỏ được sản xuất từ khí tổng hợp, bằng quá trình oxy hóa pha lỏng của butan và bằng cách oxy hóa trực tiếp etanol Phương pháp lên men etanol được sử dụng để sản xuất giấm Tất cả các quá trình này đều bao gồm một bước tinh chế nhằm mục đích tách axit axetic khỏi nước, dẫn đến axit axetic có độ tinh khiết cao hơn

Nước là một hợp chất rất quan trọng trong nhiều ngành khoa học và trong đời sống Nước là dung môi phân cực mạnh, có khả năng hòa tan nhiều chất và là dung môi quan trọng trong nhiều ngành công nghiệp và trong nghiên cứu khoa học

Trong điều kiện thường, nước là chất lỏng không màu, không mùi, không vị Nước có độ nhớt thấp, nhiệt độ sôi của nước khoảng 100 0 C ở áp suất khí quyển và có khối lượng riêng 1 g/ml tại 25 0 C

1.1.3 Hỗn hợp nước – axit axetic

Axit axetic có khả năng tan vô hạn trong nước ở mọi tỷ lệ, tạo thành hỗn hợp đồng nhất Có nhiều phương pháp để nâng cao độ tinh khiết của hỗn hợp như trích ly, chưng cất, màng, tùy vào đặc tính hỗn hợp và yêu cầu sản phẩm mà ta sẽ đưa ra lựa chọn phương pháp thích hợp

Hỗn hợp nước – axit axetic là hỗn hợp hai cấu tử tan lẫn hoàn toàn nên trong trường hợp này ta không thể dùng phương pháp cô đặc để tách vì 2 cấu tử trên đều có khả năng bay hơi, không thể dùng phương pháp trích ly cũng như hấp thụ vì phải đưa vào một pha

SVTH: Phan Quốc Thịnh Trang 10 mới để tách, làm cho quá trình trở nên phức tạp hơn, và có thể tách không triệt để Không sử dụng phương pháp màng để tách vì tốn chi phí khá cao, không kinh tế

 Do đó, ta chọn phương pháp chưng cất để tách axit axetic ra khỏi hỗn hợp này là tối ưu

Hình 1.1 Giản đồ T – x,y của hệ nước – axit axetic.

Tổng quan về quá trình chưng cất

– Chưng cất là quá trình dùng để tách các cấu tử của một hỗn hợp lỏng (cũng như hỗn hợp khí đã hóa lỏng) thành các cấu tử riêng biệt dựa vào độ bay hơi (áp suất hơi bão hòa) khác nhau của chúng ở cùng một nhiệt độ

– 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 gồm hai cấu tử thì ta thu được hai sản phẩm:

+ Sản phẩm đỉnh chủ yếu gồm các cấu tử có độ bay hơi lớn và một phần rất ít cấu tử có độ bay hơi bé

+ Sản phẩm đáy chủ yếu gồm các cấu tử có độ bay hơi bé và một phần rất ít cấu tử có độ bay hơi lớn

 Đối với hệ nước – axit axetic thì sản phẩm đỉnh chủ yếu là nước, sản phẩm đáy chủ yếu là axit axetic

 Phân loại phương pháp chưng cất:

– Theo áp suất làm việc: chưng cất áp suất thấp (chân không), áp suất thường, áp suất cao – Theo nguyên lý làm việc: liên tục, gián đoạn (đơn giản), bán liên tục

SVTH: Phan Quốc Thịnh Trang 11

– Theo phương pháp cấp nhiệt ở đáy tháp: cấp nhiệt trực tiếp bằng hơi nước, cấp nhiệt gián tiếp

 Xem xét tính chất của hệ nước – axit axetic thì ta chọn phương án chưng cất liên tục

(có hồi lưu), cấp nhiệt gián tiếp bằng nồi đun Kettle vận hành ở áp suất thường

1.3.2 Lựa chọn thiết bị chưng cất

Trong công nghiệp, thường dùng hai loại tháp mâm và tháp chêm để thực hiện quá trình chưng cất Tùy vào tính chất của nguyên liệu, các điều kiện vận hành mà chọn loại tháp phù hợp

Tháp mâm có cấu tạo gồm các mâm, bao gồm phần diện tích sục khí và phần diện tích chảy chuyền chất lỏng Lỏng đi từ mâm trên đi vào ống chảy chuyền và đi vào phần diện tích sục khí của mâm dưới, tại đây pha lỏng tiếp xúc với pha hơi đi từ mâm dưới lên thông qua các cơ cấu lắp trên mâm (van, lỗ, chóp) nhằm tăng cường sự tiếp xúc pha, tạo thành lớp bọt hoặc các tia trên mâm, từ đó quá trình truyền khối diễn ra

Tháp chêm được chế tạo thành từng đoạn và được ghép nối với nhau bằng mặt bích hoặc hàn Từng lớp đệm của tháp được đổ trên lưới đỡ đệm theo hai cách ngẫu nhiên hoặc theo thứ tự Để phân phối đều chất lỏng trên bề mặt đệm, trong tháp có lắp các đĩa phân phối lỏng ở đầu tháp và lưới phân phối lại lỏng ở khoảng giữa các lớp đệm nhằm tăng cường tiếp xúc pha

 So sánh tháp mâm và tháp chêm:

Bảng 1.1 So sánh ưu điểm – nhược điểm của tháp mâm và tháp chêm

Tháp mâm Tháp chêm Ưu điểm

– Linh động hơn, dễ vệ sinh

– Có nhiều lợi thế hơn khi tháp có đường kính lớn

– Gọn nhẹ hơn tháp chêm

– Có nhiều lợi thế hơn khi tháp có D T < 1m

– Thích hợp đối với các chất lỏng bẩn, môi trường ăn mòn cao

– Do tốc độ pha hơi và pha lỏng nhỏ nên hạn chế tạo bọt, vật chêm đổ lộn xộn tạo điều kiện thuận lợi cho việc phá bọt

– Cấu tạo phức tạp, giá thành cao

– Khó làm việc trong môi trường chất lỏng bẩn, ăn mòn cao

– Do sự tiếp xúc pha giữa 2 pha mãnh

– Do dòng lỏng và dòng khí phân phối không đều nên hoạt động không ổn định

– Khó vận hành, khó vệ sinh

SVTH: Phan Quốc Thịnh Trang 12 liệt hơn nên dễ tạo bọt – Khối lượng thiết bị lớn

 Dựa vào các tiêu chí trên, với các ưu điểm như gọn nhẹ, linh động, hiệu suất cao, ta chọn tháp mâm để tiến hành quá trình chưng cất hỗn hợp nước – axit axetic

 So sánh các loại tháp mâm:

Bảng 1.2 So sánh các loại tháp mâm

Thông số Mâm xuyên lỗ Mâm chóp Mâm van

Năng suất Cao Khá cao Cao đến rất cao

Hiệu suất Cao Cao Cao

Trở lực Trung bình Cao Trung bình

Khả năng tắc nghẽn Thấp Cao (trong trường hợp lẫn các hạt rắn) Thấp đến trung bình Lượng lỏng bị lôi cuốn Trung bình Cao Trung bình

Nhìn chung không phù hợp với điều kiện tải trọng thay đổi

Rất rộng Có thể vận hành ở mức lưu lượng lỏng thấp

Nhìn chung không phù hợp với điều kiện tải trọng thay đổi

Khả năng ăn mòn Thấp Cao Thấp đến trung bình

Giá thành Thấp Cao hơn mâm xuyên lỗ

Cao hơn mâm xuyên lỗ khoảng 1,2 lần Chi phí bảo dưỡng & sửa chữa

Thấp Khá cao Thấp đến trung bình

– Khi khoảng làm việc của mâm không là tiêu chuẩn quyết định

– Môi trường có khả năng tắc nghẽn, ăn mòn cao

– Có thể ứng dụng khi lưu lượng dòng chảy rất thấp, cần giảm thiểu sự rò rỉ

– Được sử dụng rộng rãi

– Khi khoảng làm việc là tiêu chuẩn quyết định

 Do hỗn hợp nước – axit axetic là hỗn hợp tương đối sạch, độ nhớt thấp, lưu lượng không quá cao nên ta chọn tháp mâm chóp làm thiết bị chưng cất hỗn hợp nước – axit axetic

TÓM LẠI: Sau khi xem xét tính chất hỗn hợp nước – axit axetic và đặc điểm cũng như ưu nhược điểm các loại tháp chưng cất thì ta chọn tháp mâm chóp để thiết kế hệ thống chưng cất hỗn hợp này

QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ

Sơ đồ quy trình công nghệ

Hình 2.1 Sơ đồ quy trình công nghệ chưng cất nước – axit axetic bằng tháp mâm chóp. cao vị (3) Mức chất lỏng cao nhất và thấp nhất của bồn cao vị được khống chế bởi gờ chảy tràn Hỗn hợp đầu từ bồn cao vị tự chảy xuống thiết bị gia nhiệt dòng nhập liệu (5), quá trình tự chảy được kiểm soát bởi lưu lượng kế (4), đồng thời nước ngưng được xả thông qua bẫy hơi (6) Tại đây, hỗn hợp đầu được gia nhiệt lên đến nhiệt độ sôi, sau khi đạt đến nhiệt độ sôi, hỗn hợp được đưa vào mâm nhập liệu của tháp mâm chóp (7) để tiến hành quá trình chưng cất Trong tháp, hơi đi từ dưới lên tiếp xúc trực tiếp với lỏng chảy từ trên xuống, tại đây xảy ra quá trình bốc hơi và ngưng tụ nhiều lần Theo chiều cao của tháp, càng lên cao nhiệt độ càng thấp nên khi hơi đi qua các mâm từ dưới lên, cấu tử có nhiệt độ sôi cao (axit axetic) sẽ ngưng tụ Quá trình tiếp xúc lỏng – hơi trong tháp diễn ra liên tục làm cho pha hơi ngày càng giàu cấu tử dễ bay hơi (nước), pha lỏng ngày càng giàu cấu tử khó bay hơi (axit axetic) Cuối cùng trên đỉnh tháp, ta thu được chủ yếu là nước, một phần rất ít axit axetic Hỗn hợp hơi từ đỉnh tháp được đưa vào thiết bị ngưng tụ (8), tại đây hơi được ngưng tụ hoàn toàn Chất lỏng sau khi ngưng tụ đi qua thiết bị phân phối lỏng (9), một phần được hồi lưu trở về đỉnh tháp chưng cất, phần còn lại được dẫn vào bồn chứa sản phẩm đỉnh (10)

Chất lỏng hồi lưu đi từ trên xuống dưới, gặp hơi có nhiệt độ cao đi từ dưới lên, một phần cấu tử có nhiệt độ sôi thấp lại bốc hơi đi lên, một phần cấu tử có nhiệt độ sôi cao sẽ ngưng tụ đi xuống Do đó nồng độ cấu tử khó bay hơi (axit axetic) trong pha lỏng ngày càng tăng, cuối cùng ở đáy tháp ta thu được hỗn hợp lỏng chủ yếu là axit axetic và một phần rất ít nước Hỗn hợp lỏng này đi ra khỏi tháp vào nồi đun đáy tháp (11), nồi đun có tác dụng đun sôi tuần hoàn và bốc hơi sản phẩm đáy, hỗn hợp lỏng một phần sẽ bốc hơi cung cấp lại cho tháp để tiếp tục làm việc, phần còn lại đi từ nồi đun về thiết bị làm nguội sản phẩm đáy (12) nhờ có dòng nước làm nguội đến nhiệt độ cần thiết để đưa về chứa ở bồn chứa sản phẩm đáy (13) Nước ngưng của các thiết bị truyền nhiệt sẽ được dẫn qua bẫy hơi rồi qua bộ góp nước ngưng hoàn lưu về lò hơi qua hệ thống đường ống dẫn

 Tóm lại, theo chiều cao tháp nồng độ cấu tử dễ bay hơi (cả pha lỏng và pha hơi) tăng dần, nồng độ cấu tử khó bay hơi (cả pha lỏng và pha hơi) giảm dần, và nhiệt độ giảm dần

Hệ thống làm việc liên tục để chưng cất hỗn hợp nước – axit axetic ở áp suất thường, hỗn hợp đầu đưa vào và sản phẩm lấy ra liên tục Sản phẩm đỉnh chủ yếu là nước, sản phẩm đáy chủ yếu là axit axetic được đưa về dự trữ ở các bồn.

CÂN BẰNG VẬT CHẤT

Các thông số ban đầu & giải thích ký hiệu

3.1.1 Các thông số ban đầu

– Phần khối lượng của axit axetic tính trên hỗn hợp nhập liệu: 10%  Phần khối lượng của nước tính trên hỗn hợp nhập liệu: x F 90% (kg nước/kg hỗn hợp)

– Phần khối lượng của axit axetic tính trên hỗn hợp sản phẩm đỉnh: 0,5%  Phần khối lượng của nước tính trên hỗn hợp sản phẩm đỉnh: x D 99,5%(kg nước/kg hỗn hợp)

– Phần khối lượng của axit axetic tính trên hỗn hợp sản phẩm đáy: 30%  Phần khối lượng của nước tính trên hỗn hợp sản phẩm đáy: x W 70% (kg nước/kg hỗn hợp)

– Khối lượng phân tử của nước và axit axetic lần lượt là MN = 18 (kg/kmol); MA = 60 (kg/kmol)

– Chọn nhiệt độ nhập liệu ban đầu ở thùng chứa nguyên liệu: t f 28 0 C

– Tháp chưng cất làm việc ở áp suất thường, nhập liệu vào tháp ở trạng thái lỏng sôi

3.1.2 Giải thích các ký hiệu

– G F F , : lưu lượng dòng nhập liệu tính theo kg/h, kmol/h

– G D ,D: lưu lượng dòng sản phẩm đỉnh tính theo kg/h, kmol/h

– G W W , : lưu lượng dòng sản phẩm đáy tính theo kg/h, kmol/h

– x F ,x D ,x W : lần lượt là nồng độ phần mol của nước trong dòng nhập liệu, dòng sản phẩm đỉnh và dòng sản phẩm đáy.

Chuyển đổi nồng độ, lưu lượng

– Chuyển từ nồng độ khối lượng sang nồng độ mol:

– Từ đó, ta tính được nồng độ phần mol của các dòng:

(kmol nước/kmol hỗn hợp)

– Nhiệt độ ban đầu của thùng chứa nguyên liệu là 28 0 C, tra khối lượng riêng của nước và khối lượng riêng của axit axetic tại nhiệt độ này, ta được:  N (28 0 C ) 996, 2(kg/m 3 ) [1] Bảng I.249, trang 310; (28 0 ) 1039, 6

– Khối lượng riêng của hỗn hợp:

– Chuyển từ lưu lượng thể tích sang lưu lượng khối lượng: G F V F  hh 1000,38(kg/h) – Khối lượng phân tử của hỗn hợp: M hh x M i N  (1 x M i ) A

– Từ đó ta tính được khối lượng phân tử của các dòng:

+ Sản phẩm đỉnh: M D x M D N  (1 x D ).M A 0,998.18 (1 0,998).60 18, 06   (kg/kmol) + Nhập liệu: M F x M F N  (1 x F ).M A 0,968.18 (1 0,968).60 19,35   (kg/kmol)

+ Sản phẩm đáy: M W x M W N  (1 x W ).M A 0,886.18 (1 0,886).60  22, 78(kg/kmol).

Xác định lưu lượng dòng sản phẩm đỉnh và dòng sản phẩm đáy

– Lượng sản phẩm đáy: G W G F G D 1000,38 678, 22 322,16(kg/h) [2] (IX.19), trang

– Chuyển từ lưu lượng khối lượng sang lưu lượng mol cho các dòng:

Xác định tỷ số hồi lưu làm việc

– Xác định tỷ số hồi lưu tối thiểu theo hình dưới đây:

+ Đường nhập liệu lỏng sôi (đường thẳng đứng) cắt đường cân bằng tại điểm F*

+ Nối điểm D (x D , x D ) với điểm F* cắt trục tung tại điểm có giá trị 0 * min

+ Tỷ số hồi lưu tối thiểu: min *

Hình 3.1 Xác định tỷ số hồi lưu tối thiểu

– Tỷ số hồi lưu làm việc: R1,3R min 0,3 1,3.2,126 0,3  3, 064[2] (IX.25b), trang 159.

Xác định số mâm lý thuyết

3.5.1 Phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn cất

Phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn cất:

  [2] (IX.20), trang 144 với x D 0,998 và R3, 064ta được phương trình: y0, 754x0, 246

3.5.2 Phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn chưng

– Tỷ lệ lượng hỗn hợp nhập liệu trên một đơn vị sản phẩm đỉnh: 51, 69

– Phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn chưng: 1

  [2] (IX.22), trang 158 với x W 0,886; f 1,377; R3, 064ta được phương trình: y1, 093x0, 082

Dựa vào phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn cất và đoạn chưng, vẽ trên đường cân bằng ta xác định được số mâm lý thuyết của toàn tháp chưng cất

Hình 3.2 Xác định số mâm lý thuyết đoạn cất

Hình 3.3 Xác định số mâm lý thuyết đoạn chưng

Từ đồ thị, ta thấy có 18 mâm phần cất, 6 mâm chưng, nhập liệu ở mâm thứ 6 Vậy số mâm lý thuyết toàn tháp chưng cất là N l t 24 mâm.

Xác định số mâm thực tế theo hiệu suất mâm trung bình

3.6.1 Hiệu suất trung bình mâm hồi lưu

– Với x D 0,998 tra đồ thị ta được

 – Tại t Ds 100, 01 0 C, tra độ nhớt động lực học của nước:  N 0, 000282(Pa.s) [1] Bảng I.249, trang 311; và axit axetic:  A 0, 0004558(Pa.s) [1] Bảng I.101, trang 91

– Độ nhớt của hỗn hợp: log D x D  N  (1 x D ) A  D 0, 2822.10  3 (Pa.s)

– Độ bay hơi tương đối:

– Hiệu suất trung bình mâm hồi lưu:  D 61, 03% (tra theo [2] Hình IX.11, trang 171)

3.6.2 Hiệu suất trung bình mâm nhập liệu

– Với x F 0,968 tra đồ thị ta được

 – Tại t Fs 100,19 0 C, tra độ nhớt động lực học của nước:  N 0, 0002816(Pa.s) [1] Bảng I.249, trang 311; và axit axetic:  A 0, 000455(Pa.s) [1] Bảng I.101, trang 91

– Độ nhớt của hỗn hợp: log F x F  N  (1 x F ) A  F 0, 286.10  3 (Pa.s)

– Hiệu suất trung bình mâm hồi lưu:  F 61, 07% (tra theo [2] Hình IX.11, trang 171)

3.6.3 Hiệu suất trung bình mâm cuối cùng ở đáy tháp

– Với x W 0,886 tra đồ thị ta được

 – Tại t Ws 100,7 0 C, tra độ nhớt động lực học của nước:  N 0, 0002804(Pa.s) [1] Bảng I.249, trang 311; và axit axetic:  A 0, 0004528(Pa.s) [1] Bảng I.101, trang 91

– Độ nhớt của hỗn hợp: log W x W  N  (1 x W ) A  W 0, 2961.10  3 (Pa.s)

– Hiệu suất trung bình mâm hồi lưu:  W 60, 47% (tra theo [2] Hình IX.11, trang 171)

– Hiệu suất trung bình mâm tính tại 3 vị trí mâm hồi lưu, mâm nhập liệu và mâm cuối cùng ở đáy tháp: 61, 03 61, 07 60, 47

 Số mâm thực tế của toàn tháp là 40 mâm (30 mâm phần cất và 10 mâm phần chưng)

CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG

Các số liệu ban đầu và giải thích các ký hiệu

– C N : nhiệt dung riêng của nước (J/kg.độ), tra theo [1] Bảng I.249, trang 310 – 311

– C A : nhiệt dung riêng của axit axetic (J/kg.độ), tra theo [1] Bảng I.154, trang 172

– r N : ẩn nhiệt hóa hơi của nước (kJ/kg), tra theo [1] Bảng I.212, trang 254

– r A : ẩn nhiệt hóa hơi của axit axetic (kJ/kg), tra theo [1] Bảng I.212, trang 254

–  N : nhiệt lượng riêng của nước (kJ/kg), tra theo [1] Bảng I.212, trang 254

–  A : nhiệt lượng riêng của axit axetic (kJ/kg), tra theo [1] Bảng I.212, trang 254

–  i : nhiệt độ của nước ngưng tụ Do chỉ xét trường hợp hơi ngưng tụ nhưng không quá lạnh nên  i bằng với nhiệt độ của hơi nước bão hòa.

Cân bằng năng lượng cho thiết bị gia nhiệt hỗn hợp nguyên liệu ban đầu

– Thùng chứa nguyên liệu ban đầu: chọn t f 28 0 C

+ Tra: C N 4178(J/kg.độ); C A 2036, 4(J/kg.độ)

+ Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C f x C F N  (1 x F ).C A 0,9 4178 0,1 2036, 4   3963,84 (J/kg.độ)

– Thiết bị gia nhiệt nguyên liệu đến nhiệt độ sôi t Fs 100,19 0 C

+ Tra: C N 4178(J/kg.độ); C A 2036, 4(J/kg.độ)

+ Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C F x C F N  (1 x F ).C A 0,9 4220, 25 0,1 2431   4041,33 (J/kg.độ)

 Dùng hơi nước bão hòa 2 at để đun nóng hỗn hợp đến nhiệt độ yêu cầu Tra [1] Bảng I.251, trang 314 ta được t 1 119, 6 0 C; r 1 2208(kJ/kg) Tra [1] Bảng I.149, trang 168 ta được

– Phương trình cân bằng năng lượng: Q D 1 Q f Q F Q ng 1 Q xq 1 [2] (IX.149), trang 196

+ Q D 1 D 1  1 D r 1 ( 1  1 )C 1 D r 1 ( 1 t C 1 ) 1 : nhiệt do hơi nước bão hòa mang vào [2] (IX.150), trang 196

+ Q f G C t F f f : nhiệt do hỗn hợp nguyên liệu ban đầu mang vào [2] (IX.151), trang 196 + Q F G C t F F Fs : nhiệt do hỗn hợp lỏng sôi mang ra [2] (IX.152), trang 196

+ Q ng 1 G ng 1 C 1  1 D C t 1 1 1 : nhiệt do nước ngưng mang ra [2] (IX.153), trang 197

+ Q xq 1 0, 05D r 1 1 : nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh (lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn) [2] (IX.154), trang 197

– Biến đổi phương trình trên ta tính được lượng hơi nước bão hòa cần thiết để đun nóng hỗn hợp nguyên liệu ban đầu đến nhiệt độ sôi: 1

– Nhiệt do hơi nước bão hòa mang vào:

Cân bằng năng lượng toàn tháp chưng cất

– Nồi đun Kettle gia nhiệt cho dòng sản phẩm đấy đến nhiệt độ sôi t Ws 100, 7 0 C

+ Tra: C N 4220,91(J/kg.độ); C A 2433, 68(J/kg.độ)

+ Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C W x C W N  (1 x W ).C A 0, 7 4220,91 0,3 2433, 68   3684,74 (J/kg.độ)

 Dùng hơi nước bão hòa 2 at để đun nóng hỗn hợp đến nhiệt độ yêu cầu Tra [1] Bảng I.251, trang 314 ta được t 2 119, 6 0 C; r 2 2208(kJ/kg) Tra [1] Bảng I.149, trang 168 ta được

– Lượng hơi ở đỉnh tháp có nhiệt độ t Ds 100, 01 0 C

+ Tra: C N 4220(J/kg.độ); C A 2430(J/kg.độ)

+ Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C D x C D N  (1 x D ).C A 0,995 4220 0, 05 2430   4211,05 (J/kg.độ)

+ Tra: r N 2256, 68(kJ/kg); r A 415, 02(kJ/kg)

+ Từ x D , tra đồ thị đường cân bằng ta được giá trị y * D rồi đổi sang nồng độ phần khối lượng y D 99,5%(kg nước/kg hỗn hợp)

+ Ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp:

+ Nhiệt lượng riêng của hỗn hợp:  D  r D C t D Ds 2247, 47.10 3 4211, 05 100, 01 = 2668,62 (kJ/kg)

– Lượng lỏng hồi lưu có nhiệt độ t R t Ds 100, 01 0 C

+ Tra: C N 4220(J/kg.độ); C A 2430(J/kg.độ)

+ Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C R C D = 4211,05 (J/kg.độ)

– Phương trình cân bằng năng lượng: Q D 2 Q F Q R Q y Q W Q ng 2 Q xq 2 [2] (IX.156), trang

+ Q D 2 D 2.2 D r 2( 22.C 2)D r 2( 2t C 2 2): nhiệt do hơi nước bão hòa mang vào [2] (IX.157), trang 197

+ Q F G C t F F Fs : nhiệt do hỗn hợp lỏng sôi mang ra [2] (IX.152), trang 196

+ Q R G C t R R R G R C t D R Ds : nhiệt do lượng lỏng hồi lưu mang vào [2] (IX.158), trang

+ Q y G D (R1). D : nhiệt do lượng hơi ở đỉnh tháp mang ra [2] (IX.159), trang 197

+ Q W G C t W W Ws : nhiệt do lượng sản phẩm đáy mang ra [2] (IX.160), trang 197

+ Q ng 2 G ng 2.C 2.2 D C t 2 2.2: nhiệt do nước ngưng mang ra [2] (IX.161), trang 198

+ Q xq 2 0, 05D r 2.2: nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh (lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn) [2] (IX.162), trang 198

– Biến đổi phương trình trên ta tính được lượng hơi nước bão hòa cần thiết để đun sôi dung dịch ở đáy tháp: 2

– Nhiệt do hơi nước bão hòa mang vào: Q D 2 D r 2 ( 2 t C 2 2 )

Cân bằng năng lượng cho thiết bị ngưng tụ hơi ở đỉnh tháp

– Lượng hơi ở đỉnh tháp có nhiệt độ t Ds 100, 01 0 C  Ẩn nhiệt ngưng tụ của hỗn hợp tại nhiệt độ này là r D  = 2247,47 (kJ/kg) (kết quả tính ở phần trên)

– Nước lạnh ngưng tụ dòng hơi ở đỉnh có:

+ Nhiệt độ nước đầu vào: t V 128 0 C

+ Nhiệt độ nước đầu ra: t R 1 40 0 C

+ Tra nhiệt dung riêng tại nhiệt độ trung bình 1 1 1 28 40

V R tb t t t      0 C ta được giá trị C n 1 4178(J/kg.độ)

– Lượng nhiệt ngưng tụ hoàn toàn hơi ở đỉnh: Q D G R D ( 1).r D 6194693221(J/h) = 1720,75 (kW)

– Phương trình cân bằng năng lượng trong trường hợp ngưng tụ hoàn toàn:

– Lượng nước lạnh tiêu tốn: 1

Cân bằng năng lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đáy

– Cần làm nguội sản phẩm đáy từ nhiệt độ t Ws 100, 7 0 C xuống nhiệt độ t Wn 35 0 C Tra nhiệt dung riêng tại nhiệt độ trung bình 100, 7 35

Ws Wn tbW t t t      0 C ta được giá trị

– Nước lạnh làm nguội sản phẩm đáy có:

+ Nhiệt độ nước đầu vào: t V 2 28 0 C

+ Nhiệt độ nước đầu ra: t R 2 40 0 C

+ Tra nhiệt dung riêng tại nhiệt độ trung bình 2 2 2 28 40

V R tb t t t      0 C ta được giá trị C n 2 4178(J/kg.độ)

– Phương trình cân bằng năng lượng: G C W W .(t Ws t Wn )G C n 2 n 2 (t R 2 t V 2 )

– Lượng nước lạnh tiêu tốn: 2

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH

Tính đường kính tháp chưng cất

5.1.1 Tính đường kính đoạn cất của tháp

 Tính lượng hơi trung bình đi trong đoạn cất:

– Lượng hơi đi ra khỏi đỉnh tháp: g d G R G D G R D (  1) 678, 22.(3, 064 1) 2756,29 (kg/h) [3] (V-25), trang 152

– Lượng hơi đi vào đoạn cất được xác định theo hệ phương trình

. tl x D tl tl x F D D tl tl d d g G G g y G x G x g r g r

+ g tl : Lượng hơi chung đi vào đoạn cất (kg/h)

+ G x : Lượng lỏng từ đoạn cất chảy xuống (kg/h)

+ r tl , :r d Lần lượt là ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp ở mâm tiếp liệu và ở đỉnh tháp (kJ/kg)

– Lượng hơi ở đỉnh tháp có nhiệt độ t Ds 100, 01 0 C  Ẩn nhiệt ngưng tụ của hỗn hợp tại nhiệt độ này là r d r D  = 2247,47 (kJ/kg) (kết quả tính ở phần trên)

– Hỗn hợp nhập liệu ở trạng thái lỏng sôi có nhiệt độ t Fs 100,19 0 C, tại nhiệt độ này tra ẩn nhiệt hóa hơi của nước r N 2256,17(kJ/kg) và ẩn nhiệt hóa hơi của axit axetic r A 414,93 (kJ/kg) [1] Bảng I.212, trang 254

– Biến đổi hệ ta được:

.( ) tl x D tl tl x F D D tl tl N A tl A d d g G G g y G x G x g y r r g r g r

, thay số liệu vào giải hệ phương trình ta được kết quả

2932, 4 (kg/h) 2254,18 (kg/h) 2703,59 0,922 tl x tl tl tl g G g y y

 – Lượng hơi trung bình đi trong đoạn cất: 1 2756, 29 2932, 4

 Tính khối lượng riêng trung bình của các pha trong đoạn cất:

– Nồng độ phần mol trung bình của pha lỏng: 1 0,5.(0,998 0,968)

– Nồng độ phần khối lượng trung bình của pha lỏng: 1

D F tb x x x   = 0,995 + 0,9 = 0,948 (kg nước/kg hỗn hợp)

– Nhiệt độ trung bình của pha lỏng T tb,lỏng = 100,1 0 C (tra đồ thị t – x – y theo x tb 1 0,983) Tại nhiệt độ này, tra khối lượng riêng của nước  N 958,3(kg/m 3 ) và khối lượng riêng của axit axetic  A 957,8(kg/m 3 )

– Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng:

– Thay giá trị x tb 1 vào phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn cất ta được nồng độ phần mol trung bình của pha hơi: y tb 1 0, 754x tb 1 0, 2460, 754 0,983 0, 246  0,987 – Nhiệt độ trung bình của pha hơi T tb,hơi = 100,11 0 C (tra đồ thị t – x – y theo y tb 1 0,987)

– Khối lượng riêng trung bình của pha hơi:  1 (1 1) .273

 Tính vận tốc hơi trung bình đi trong đoạn cất:

– Tra cứu sức căng bề mặt của nước  N 58,88(dyn/cm) và sức căng bề mặt của axit axetic

 A  (dyn/cm) [1] Bảng I.242, trang 300 – 301 (tra theo nhiệt độ trung bình của đoạn cất T tb,cất = 0,5.(T tb,lỏng + T tb,hơi ) = 100,11 0 C)

– Sức căng bề mặt trung bình: 1 1

  (dyn/cm) [1] (I.76), trang 299 Ta có  hh 14,81dyn/cm < 20 dyn/cm   [ ]0,8

– Khoảng cách giữa các mâm: chọn h0, 4(m)

– Vận tốc hơi trung bình đi trong đoạn cất: 0, 065 [ ] xtb ytb ytb ytb

– Đường kính của đoạn cất: D cất = 1 2844,35

5.1.2 Tính đường kính đoạn chưng của tháp

 Tính lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng:

– Lượng hơi từ mâm trên cùng của đoạn chưng đi vào mâm tiếp liệu: g y g tl = 2932,4 (kg/h) [3] trang 155

– Lượng hơi đi vào mâm thứ nhất của đoạn chưng được xác định theo hệ phương trình như sau

+ g w : Lượng hơi đi vào mâm thứ nhất của đoạn chưng (kg/h)

+ G 1 : Lượng lỏng chảy từ mâm thứ nhất xuống (kg/h)

+ r tl , r W : Lần lượt là ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp ở mâm tiếp liệu và ở đáy tháp (kJ/kg) – Sản phẩm đáy có nhiệt độ t Ws 100, 7 0 C, tại nhiệt độ này tra ẩn nhiệt hóa hơi của nước

2254, 78 r N  (kJ/kg) và ẩn nhiệt hóa hơi của axit axetic r A 414, 68(kJ/kg) [1] Bảng I.212, trang 254

– Biến đổi hệ ta được:

 , thay số liệu vào giải hệ phương trình ta được kết quả 1

– Lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng: 2 3357,99 2932, 4

 Tính khối lượng riêng trung bình của các pha trong đoạn chưng:

– Nồng độ phần mol trung bình của pha lỏng: 2 0,5.(0,968 0,886)

– Nồng độ phần khối lượng trung bình của pha lỏng: 2

 = 0,9 + 0,7 = 0,8 (kg nước/kg hỗn hợp)

– Nhiệt độ trung bình của pha lỏng T tb,lỏng = 100,44 0 C (tra đồ thị t – x – y theo x tb 2 0,927) Tại nhiệt độ này, tra khối lượng riêng của nước  N 958,1(kg/m 3 ) và khối lượng riêng của axit axetic  A 957, 2(kg/m 3 )

– Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng:

– Thay giá trị x tb 2 vào phương trình đường nồng độ làm việc của đoạn chưng ta được nồng độ phần mol trung bình của pha hơi: y tb 2 1, 093x tb 2 0, 082 1, 093 0,927 0, 082   0,931 – Nhiệt độ trung bình của pha hơi T tb,hơi = 100,6 0 C (tra đồ thị t – x – y theo y tb 2 0,931)

– Khối lượng riêng trung bình của pha hơi:  1 (1 1) .273

 Tính vận tốc hơi trung bình đi trong đoạn chưng:

– Tra cứu sức căng bề mặt của nước  N 58,8(dyn/cm) và sức căng bề mặt của axit axetic

 A  (dyn/cm) [1] Bảng I.242, trang 300 – 301 (tra theo nhiệt độ trung bình của đoạn chưng T tb,chưng = 0,5.(T tb,lỏng + T tb,hơi ) = 100,52 0 C)

– Sức căng bề mặt trung bình: 1 1

299 Ta có  hh 14, 78dyn/cm < 20 dyn/cm   [ ]0,8

– Khoảng cách giữa các mâm: chọn h0, 4(m)

– Vận tốc hơi trung bình đi trong đoạn chưng: ytb 0, 065 [ ] xtb ytb ytb

– Đường kính của đoạn chưng: D chưng = 2 3145,19

5.1.3 Chọn đường kính chung của tháp chưng cất

– Ta có với khoảng cách mâm h0, 4(m) ta tính được đường kính đoạn cất D cất = 1,126 (m) và đường kính đoạn chưng D chưng = 1,150 (m) Do sai số giữa đường kính đoạn cất và đoạn chưng không quá 5%  Chọn đường kính chung của tháp chưng cất D t = 1,2 (m)

– Tính lại vận tốc hơi trung bình đi trong đoạn:

Tính chọn chóp và ống chảy chuyền

– Đường kính ống hơi: chọn d h 50(mm) [2] trang 236

– Bề dày ống hơi: chọn  h 3(mm) [2] trang 236

– Bề dày chóp: chọn  ch 3(mm) [2] trang 236

– Đường kính chóp: d ch  d h 2 (d h 2 h ) 2  50 2 (50 2 3)  2 75, 07(mm) [2] (IX.214), trang 236  Chọn d ch 76(mm)

5.2.1 Tính chọn chóp và ống chảy chuyền cho phần cất

– Lưu lượng thể tích của pha hơi đi trong đoạn cất: 1 1

– Vận tốc hơi qua khe chóp: 0 4 2 4 4694,16 3 2

– Chiều cao của khe chóp:

– Khoảng cách giữa các khe chóp: chọn a3 (mm) [2] trang 236

  [2] (IX.216), trang 236  Chọn 42 khe chóp

 Kiểm tra khoảng cách mâm: [4] trang 140

– Khoảng cách tối thiểu giữa các chóp: chọn 2 35(mm) [2] trang 237

– Bước chóp tối thiểu: t min d ch 2 ch  2 76 2 3 35 117    (mm) [2] (IX.220), trang 237 – Số ống chảy chuyền: chọn Z c 1 [2] trang 237

– Tốc độ dòng lỏng trong ống chảy chuyền: chọn  c 0,12(m/s) [2] trang 237

– Lưu lượng dòng lỏng trong đoạn cất: chủ yếu là lượng lỏng hồi lưu G R G R D

– Đường kính ống chảy chuyền: 4 4 678, 22 3, 064

– Bề dày ống chảy chuyền: chọn  c 3(mm) [2] trang 238

– Khoảng cách tối thiểu giữa chóp và ống chảy chuyền: chọn 1 75(mm) [2] trang 238 – Khoảng cách từ tâm ống chảy chuyền đến tâm chóp gần nhất [2] (IX.221), trang 238:

– Chiều cao phần chóp phía trên ống hơi: h 2 0, 25d h 0, 25 50 12,5  (mm)  Chọn

– Chiều cao mức chất lỏng trên mép trên của khe chóp: Chọn h 1 30(mm) [2] trang 236

– Lưu lượng thể tích của pha lỏng đi trong đoạn cất: 1 1

– Chiều dài gờ chảy tràn: chọn L W 0, 7D t 0, 7 1, 2 0,84(m) [5]

– Chiều cao mức chất lỏng bên trên gờ chảy tràn [2] (IX.110a), trang 185:

– Khoảng cách từ mép dưới của chóp đến khe chóp: chọn h sr 5(mm)

– Chiều cao mức chất lỏng tĩnh trên mâm: h x h sr       h r h 1 5 17 30 5, 48 46,52 (mm)

– Chiều cao gờ chảy tràn: chọn h c 50(mm)

– Khoảng cách từ chân ống chảy chuyền đến mặt mâm: Chọn s 125(mm)

– Chiều cao ống hơi: chọn h h 60(mm)

– Chiều cao chóp: h ch h h h 2 60 13 73(mm)

5.2.2 Tính chọn chóp và ống chảy chuyền cho phần chưng

– Lưu lượng thể tích của pha hơi đi trong đoạn chưng: 2 2

– Vận tốc hơi qua khe chóp: 0 4 2 4 4610,36 3 2

– Chiều cao của khe chóp:

– Khoảng cách giữa các khe chóp: chọn a3 (mm) [2] trang 236

  [2] (IX.216), trang 236  Chọn 43 khe chóp

 Kiểm tra khoảng cách mâm: [4] trang 140

– Khoảng cách tối thiểu giữa các chóp: chọn 2 35(mm) [2] trang 237

– Bước chóp tối thiểu: t min d ch 2 ch  2 76 2 3 35 117    (mm) [2] (IX.220), trang 237 – Số ống chảy chuyền: chọn Z c 1 [2] trang 237

– Tốc độ dòng lỏng trong ống chảy chuyền: chọn  c 0,12(m/s) [2] trang 237

– Lưu lượng dòng lỏng trong đoạn cất: chủ yếu là lượng lỏng hồi lưu G R G R D và lượng lỏng ở hỗn hợp nhập liệu G F  G xtb G R G F 678, 22 3, 064 1000,38  3078, 45(kg/h)

– Đường kính ống chảy chuyền: 4 3078, 45

– Bề dày ống chảy chuyền: chọn  c 3(mm) [2] trang 238

– Khoảng cách tối thiểu giữa chóp và ống chảy chuyền: chọn 1 75(mm) [2] trang 238 – Khoảng cách từ tâm ống chảy chuyền đến tâm chóp gần nhất [2] (IX.221), trang 238:

– Chiều cao phần chóp phía trên ống hơi: h 2 0, 25d h 0, 25 50 12,5  (mm)  Chọn

– Chiều cao mức chất lỏng trên mép trên của khe chóp: Chọn h 1 30(mm) [2] trang 236

– Lưu lượng thể tích của pha lỏng đi trong đoạn cất: 2

– Chiều dài gờ chảy tràn: chọn L W 0, 7D0, 7 1, 2 0,84(m) [5]

– Chiều cao mức chất lỏng bên trên gờ chảy tràn [2] (IX.110a), trang 185:

– Khoảng cách từ mép dưới của chóp đến khe chóp: chọn h sr 5(mm)

– Chiều cao mức chất lỏng tĩnh trên mâm: h x h sr       h r h 1 5 19 30 6,95 47, 05 (mm)

– Chiều cao gờ chảy tràn: chọn h c 50(mm)

– Khoảng cách từ chân ống chảy chuyền đến mặt mâm: Chọn s 125(mm)

– Chiều cao ống hơi: chọn h h 60(mm)

– Chiều cao chóp: h ch h h h 2 60 13 73(mm).

Tính chiều cao tháp chưng cất

Chiều cao của tháp mâm chóp được tính theo công thức [2] (IX.54), trang 169:

– Số mâm thực tế: N tt 40 (mâm)

– Khoảng cách giữa các mâm: h0, 4(m)

– Bề dày mâm: do đường kính tháp D = 1,2 (m) nên chọn bề dày mâm  5(mm)

– Khoảng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiết bị: chọn 1 (m)

– Với đường kính trong D t = 1200 (mm) và khoảng cách mâm h 400(mm)  Chọn khoảng cách giữa 2 mặt bích là 2000 (mm), số mâm giữa 2 mặt bích là nđ = 5 mâm [2] Bảng IX.5, trang 170  Tháp chia thành 8 đoạn, các đoạn nối với nhau bằng mối ghép bích

Tính trở lực của tháp chưng cất

5.4.1 Tính trở lực của đoạn cất

Với hệ số trở lực  = 5  0, 6059 11, 45 2

 Trở lực do sức căng bề mặt: 4 hh s td

– Chu vi khe chóp:   ch 2.(h r  b) 2.(17 3).10  3 0, 04(m)

– Diện tích tiết diện tự do của khe chóp: f x h b r   17 3 10  6 5,1 10  5 (m 2 )

– Đường kính tương đương của khe chóp:

– Sức căng bề mặt trung bình:  hh 14,81(dyn/cm)

 Trở lực do sức căng bề mặt: 4 14,81 10 3 3

 Trở lực thủy tĩnh của mâm:

– Chiều cao gờ chảy tràn: h c 50 (mm) = 0,05 (m)

– Chiều cao lớp chất lỏng trên ống chảy chuyền:  5, 48(mm) = 0,00548 (m)

– Chiều cao mức chất lỏng tĩnh trên mâm: h x 48,51 (mm) = 0,04851 (m)

– Chiều cao chóp: h ch 73 (mm) = 0,073 (m)

– Phần diện tích bề mặt mâm có gắn chóp:

– Tổng diện tích các chóp trên mâm: f 0, 785 n d ch 2 0, 785 58 76  2 10  6 0, 263(m 2 ) – Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng:  xtb 958,3(kg/m 3 )

– Khối lượng riêng của bọt:  b 0,5. xtb 0,5 958,3 479,15(kg/m 3 )

185, thay các giá trị trên vào ta được h b 0, 03356(m)

 Tổng trở lực của 1 mâm:       P d P k P s P t [2] (IX.136), trang 192

 Tổng trở lực của đoạn cất: P cất = N tt(cất) P d = 30 328, 61 9858,3  (N/m 2 ) [2] (IX.135), trang 192

5.4.2 Tính trở lực của đoạn chưng

Với hệ số trở lực  = 5  0, 6822 11, 25 2

 Trở lực do sức căng bề mặt: 4 hh s td

– Chu vi khe chóp:   ch 2.(h r  b) 2.(19 3).10  3 0, 044(m)

– Diện tích tiết diện tự do của khe chóp: f x h b r   19 3 10  6 5, 7 10  5 (m 2 )

– Đường kính tương đương của khe chóp:

– Sức căng bề mặt trung bình:  hh 14, 78(dyn/cm)

 Trở lực do sức căng bề mặt: 4 14, 78 10 3 3

 Trở lực thủy tĩnh của mâm:

– Chiều cao gờ chảy tràn: h c 50 (mm) = 0,05 (m)

– Chiều cao lớp chất lỏng trên ống chảy chuyền:  6,95(mm) = 0,00695 (m)

– Chiều cao mức chất lỏng tĩnh trên mâm: h x 47, 05 (mm) = 0,04705 (m)

– Chiều cao chóp: h ch 73 (mm) = 0,073 (m)

– Phần diện tích bề mặt mâm có gắn chóp:

– Tổng diện tích các chóp trên mâm: f 0, 785 .n d ch 2 0, 785 58 76  2 10  6 0, 263(m 2 ) – Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng:  xtb 957,9(kg/m 3 )

– Khối lượng riêng của bọt:  b 0,5. xtb 0,5 957,9 478,95(kg/m 3 )

185, thay các giá trị trên vào ta được h b 0, 03747(m)

 Tổng trở lực của 1 mâm:       P d P k P s P t [2] (IX.136), trang 192

 Tổng trở lực của đoạn chưng: P chưng = N tt(chưng) P d = 10 358,92 3589, 2(N/m 2 ) [2] (IX.135), trang 192

5.4.3 Trở lực của toàn tháp chưng cất

Trở lực của toàn tháp: P = P cất + P chưng = 9858,3 + 3589,2 = 13447,5 (N/m 2 ) = 0,1327 (at)

TÍNH TOÁN CƠ KHÍ THIẾT BỊ CHÍNH

Tính toán kích thước các đường ống dẫn

Xác định đường kính trong của ống dẫn khi biết lưu lượng và tốc độ dòng đi qua ống dẫn theo công thức: 4V d   [1] (II.36), trang 369 với V: lưu lượng thể tích (m 3 /s); :tốc độ trung bình của lưu chất chảy trong ống dẫn (m/s) chọn theo [1] Bảng II.2, trang 370 Sau đó, chọn lại kích thước ống theo chuẩn và chiều dài đoạn ống nối ( ) [1] Bảng XIII.32, trang 434

6.1.1 Đường ống dẫn dòng nhập liệu

– Lưu lượng khối lượng của dòng nhập liệu: G F 1000,38 (kg/h)

– Nhiệt độ của hỗn hợp nhập liệu (lỏng sôi) là 100,19 0 C, tra khối lượng riêng của nước và khối lượng riêng của axit axetic tại nhiệt độ này, ta được:  N 958,3(kg/m 3 ) [1] Bảng I.249, trang 310;  A 957, 7(kg/m 3 ) [1] Bảng I.2, trang 9

– Khối lượng riêng của hỗn hợp: 1 1

– Tốc độ trung bình của dòng nhập liệu trong ống dẫn: chọn 0,8 (m/s)

– Đường kính ống dẫn dòng nhập liệu: 1 4 4 0, 00028998

 Chọn các thông số cho ống dẫn: D y  d 25(mm); d n 32(mm); 100(mm)

6.1.2 Đường ống dẫn dòng lỏng hồi lưu

– Lưu lượng khối lượng của dòng lỏng hồi lưu: G R G R D 2078, 07 (kg/h)

– Nhiệt độ của hỗn hợp lỏng hồi lưu là 100,01 0 C, tra khối lượng riêng của nước và khối lượng riêng của axit axetic tại nhiệt độ này, ta được:  N 958, 4(kg/m 3 ) [1] Bảng I.249, trang 310;  A 958(kg/m 3 ) [1] Bảng I.2, trang 9

– Khối lượng riêng của hỗn hợp: 1 1

6.1.3 Đường ống dẫn hơi ở đỉnh

– Lưu lượng khối lượng của dòng hơi ở đỉnh: g d G D (R 1) 2756, 29 (kg/h)

– Khối lượng riêng của hỗn hợp hơi ở đỉnh:  hh 0, 6059 (kg/m 3 ) (bằng với khối lượng riêng trung bình của pha hơi đi trong đoạn cất)

– Tốc độ trung bình của dòng nhập liệu trong ống dẫn: chọn 30 (m/s)

6.1.4 Đường ống dẫn dòng sản phẩm đáy sang nồi đun Kettle

– Lưu lượng khối lượng của dòng lỏng ở đáy tháp: G x 3680,14 (kg/h)

– Khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng ở đáy:  hh 957,9 (kg/m 3 ) (bằng với khối lượng riêng trung bình của pha lỏng đi trong đoạn chưng)

6.1.5 Đường ống dẫn hơi từ nồi đun Kettle sang đáy tháp

– Lưu lượng khối lượng của dòng hơi ở đáy tháp: g w 3357,99 (kg/h)

– Khối lượng riêng của hỗn hợp hơi ở đỉnh:  hh 0, 6822 (kg/m 3 ) (bằng với khối lượng riêng trung bình của pha hơi đi trong đoạn chưng)

– Tốc độ trung bình của dòng nhập liệu trong ống dẫn: chọn 30 (m/s)

– Đường kính ống dẫn dòng nhập liệu: 5 4 4 1,3674

Tính toán và chọn bề dày thân thiết bị

6.2.1 Chọn vật liệu và phương pháp chế tạo

– Tháp mâm chóp hoạt động trong môi trường hỗn hợp nước – axit axetic có tính ăn mòn cao tại nhiệt độ làm việc khoảng 110 0 C Để đảm bảo chất lượng của sản phẩm cũng như tính bền của thân tháp, ta chọn vật liệu chế tạo thân tháp là thép không gỉ X18H10T còn được gọi là inox 321 (loại thép Austenit chịu được ăn mòn ở nhiệt độ cao và rất bền trong môi trường axit) Tháp có dạng thân hình trụ, chịu áp suất trong, từng đoạn tháp được chế tạo bằng phương pháp hàn hồ quang rồi ghép nối với nhau bằng mặt bích

– Tra các số liệu cần thiết cho việc tính bền đối với thép X18H10T:

+ Giới hạn bền kéo:  k 550 (N/mm 2 ) [2] Bảng XII.4, trang 310

+ Giới hạn chảy:  ch 220 (N/mm 2 ) [2] Bảng XII.4, trang 310

+ Hệ số dẫn nhiệt:  16,3(W/m.độ) [2] Bảng XII.7, trang 313

– Thiết bị thuộc loại II (các thiết bị không phải thiết bị cao áp)  hệ số hiệu chỉnh  1 [2] Bảng XIII.2, trang 356 với hệ số an toàn bền kéo có giá trị n k 2, 6 và hệ số an toàn bền chảy có giá trị n ch 1,5 [2] Bảng XIII.3, trang 356

– Đối với thép không gỉ nhiệt độ làm việc dưới 470 0 C thì ứng suất cho phép được lấy bằng giá trị nhỏ nhất trong hai giá trị ứng suất kéo cho phép và giới hạn chảy cho phép:

+ Ứng suất kéo cho phép: [ ] 1 550 211,54

+ Giới hạn chảy cho phép: [ ] 1 220 146, 67

 Ứng suất cho phép: [ ] [   ch ] 146, 67 (N/mm 2 )

– Dựa vào tính chất sản phẩm và vật liệu chế tạo, ta chọn các hệ số bổ sung bề dày tính toán như sau:

+ Hệ số bổ sung do ăn mòn hóa học của môi trường: chọn C a 1 (mm)

+ Hệ số bổ sung do bào mòn cơ học của môi trường: chọn C b 0 (mm) (do lưu chất hoạt động trong tháp có tốc độ nhỏ)

+ Hệ số bổ sung do sai lệch khi chế tạo, lắp ráp: chọn C c 0, 2 (mm)

+ Hệ số bổ sung do làm tròn trong quá trình tính toán: chọn C o 0,8 (mm)

 Hệ số bổ sung cho bề dày tính toán: CC a C b C c C o 2(mm) [5] (1-10), trang 20

6.2.2 Tính bề dày thân thiết bị

– Áp suất tính toán: p p y p x  P [5] (1-1), trang 10 Trong đó:

+ p y : áp suất môi trường bằng 101325 (N/m 2 )

+ Tổng trở lực toàn tháp:  P 13447,5(N/m 2 )

 Áp suất tính toán: p101325 161662,13 13447,5  276434(N/m 2 ) = 0,2764 (N/mm 2 )

– Hệ số bền mối hàn đối với thiết bị có đường kính lớn hơn 700 mm làm bằng thép không gỉ, hàn giáp mối hai bên  h 0,95 [2] Bảng XIII.8, trang 362

       Bề dày tính toán của tháp thân trụ hàn, chịu áp suất trong: 0, 2764 1200

– Bề dày thực: S   S C 1,19 2 3,19(mm) [5] (5-9), trang 96

– Kiểm tra bề dày thực: 3,19 1 3

– Áp suất tính toán cho phép: 2[ ] .( ) 2 146, 67 0,95 (3,19 1)

(N/mm 2 ) > áp suất tính toán p0, 2764(N/mm 2 )  Thỏa mãn

– Đường kính trong của tháp D t 1200(mm) thì bề dày tối thiểu bằng 4mm [5] Bảng (5-1), trang 94; mặt khác bề dày mâm là 5mm nên ta chọn bề dày của thân tháp bằng 5 mm

 Vậy bề dày thực của thân tháp hình trụ là S5 (mm).

Tính toán và chọn bề dày đáy – nắp thiết bị

6.3.1 Chọn vật liệu và phương pháp chế tạo

Chọn đáy – nắp dạng elip có gờ, chịu áp suất trong, lắp với thân bằng mối ghép bích làm bằng thép X18H10T Chọn đáy – nắp hàn từ hai nửa tấm, hàn điện hai phía bằng tay

Hình 6.1 Dạng đáy – nắp elip của tháp

6.3.2 Tính bề dày đáy – nắp thiết bị

– Hệ số bền mối hàn đối với thiết bị có đường kính lớn hơn 700 mm làm bằng thép không gỉ, hàn giáp mối hai bên  h 0,95 [2] Bảng XIII.8, trang 362

– Phần gờ của đáy – nắp (đoạn nối với thân): chọn b25(mm)

– Đáy – nắp elip tiêu chuẩn có: t 0, 25 t h

D   Chiều sâu bên trong của đáy – nắp (đoạn khum) h t 0, 25D t 0, 25 1200 300(mm) [5] trang 126

– Bán kính cong bên trong ở đỉnh đáy – nắp:

       Bề dày tính toán của tháp có đáy – nắp dạng elip, chịu áp suất trong: 0, 2764 1200

  (mm) [5] (6-9), trang 126 – Bề dày thực: S   S C 1,19 2 3,19(mm) [5] (5-9), trang 96

– Kiểm tra bề dày thực: 3,19 1 1,83 10 3 0,125

– Áp suất tính toán cho phép: 2[ ] .( ) 2 146, 67 0,95 (3,19 1)

(N/mm 2 ) > áp suất tính toán p0, 2764(N/mm 2 )  Thỏa mãn

– Đường kính trong của tháp D t 1200(mm) thì bề dày tối thiểu bằng 4mm [5] Bảng (5-1), trang 94; mặt khác bề dày thân là 5 mm nên ta chọn bề dày của đáy – nắp bằng 5 mm

 Vậy bề dày thực của đáy – nắp dạng elip là S 5 (mm).

Chọn mối nối ghép bích

Các thông số đặc trưng của mặt bích và bulong được chọn theo tiêu chuẩn trong các bảng tra bao gồm:

– D y :đường kính gọi của mặt bích (bằng với đường kính trong của tháp/ống dẫn) (mm) – d n : đường kính ngoài của ống dẫn (mm) – D n : đường kính ngoài của tháp (mm) – D 1 : đường kính gờ bích (mm) – D b : đường kính vòng bulong (mm) – D: đường kính ngoài của mặt bích (mm) – t: bề dày mặt bích (mm)

– d b : đường kính bulong (mm) – Z: số bulong (mm)

Hình 6.2 Kiểu bích liền, không cổ với các thông số kích thước

6.4.1 Chọn mặt bích nối các ống dẫn

Chọn mặt bích dạng bích liền, không cổ (bích kiểu 1) làm bằng thép CT3 để nối các ống dẫn, tra các thông số đặc trưng của mặt bích nối các ống dẫn theo [2] Bảng XIII.26, trang

409, số liệu được trích ra bảng dưới đây:

Bảng 6.1 Thông số bích nối các ống dẫn

STT Kích thước ống dẫn (mm) Kích thước mặt bích (mm) Bulong

Trong đó: (1): ống dẫn dòng nhập liệu; (2): ống dẫn dòng lỏng hồi lưu; (3): ống dẫn hơi ở đỉnh; (4): ống dẫn sản phẩm đáy sang nồi đun Kettle; (5): ống dẫn hơi từ nồi đun Kettle sang đáy tháp

6.4.2 Chọn mặt bích nối đáy – nắp với thân thiết bị

Tháp được chia thành 8 đoạn nối với nhau bằng mặt bích, đồng thời thân được ghép với đáy – nắp tháp bằng mặt bích Chọn mặt bích dạng bích liền, không cổ (bích kiểu 1) làm bằng thép CT3 để nối các đoạn của tháp và nối đáy – nắp với thân thiết bị, tra các thông số đặc trưng của mặt bích nối theo [2] Bảng XIII.27, trang 417, số liệu được trích ra bảng dưới đây:

Bảng 6.2 Thông số bích nối đáy – nắp với thân thiết bị

Kích thước thiết bị (mm) Kích thước mặt bích (mm) Bulong y t

Tính toán và chọn tai treo, chân đỡ cho thiết bị

6.5.1 Tính tải trọng của toàn tháp

– Thân tháp, đáy – nắp và các chi tiết như mâm, ống hơi, ống chảy chuyền, chóp được làm bằng thép không gỉ X18H10T có khối lượng riêng  X 18 10 H T 7900 (kg/m 3 ) [2] Bảng XII.7, trang 313

– Mối ghép bích nối các đoạn với nhau, nối thân với đáy – nắp được làm bằng thép CT3 có khối lượng riêng  CT 3 7850 (kg/m 3 ) [2] Bảng XII.7, trang 313

 Khối lượng của thân tháp:

– Bề dày thực của thân tháp S 5(mm)  Đường kính ngoài D n 1200 2 5 1210   (mm)

– Khối lượng của thân tháp:  2 2 

 Khối lượng của đáy – nắp:

– Khối lượng của đáy làm bằng thép không gỉ: m1, 01 64, 2 64,84(kg) [2] Bảng XIII.11, trang 384

– Khối lượng của đáy – nắp: m 2 2m 2 64,84 129, 68 (kg)

– Bề dày thực của mâm  m 5(mm)

– Tổng khối lượng của mâm:

– Bề dày thực của ống hơi  h 3(mm)  Đường kính ngoài d h n , 50 2 3  56(mm)

– Tổng khối lượng của ống hơi:  2 , 2 , 

 Khối lượng ống chảy chuyền:

– Bề dày thực của ống chảy chuyền  c 3(mm)

– Tổng khối lượng của ống chảy chuyền: m 5 N tt    L c h c   c X 18 10 H T 266,9(kg)

– Bề dày thực của chóp  ch 3(mm)  Đường kính ngoài d ch n , 76 2 3  82(mm)

– Tổng khối lượng của chóp:  2 , 2 ,  2 ,

4 4 ch n ch t ch t tt ch ch X H T d d d m N n  h 

– Thân tháp được chia thành 8 đoạn ghép nối bằng mặt bích, đồng thời thân tháp kết nối với đáy – nắp bằng mặt bích  Tổng cộng có 9 mối ghép bích  18 mặt bích

– Đường kính ngoài của mặt bích: D1340(mm)

– Bề dày măt bích: t22(mm)

– Tổng khối lượng của mặt bích:  2 2 

 Khối lượng cột chất lỏng:

– Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng: 958,3 957,9

– Tổng khối lượng của cột chất lỏng:

– Vậy tổng khối lượng (gần đúng) của toàn tháp:

 m2571,95 129, 68 1786,94 549,3 266,9 1245, 61 868,19 18637, 67       26057(kg) – Tổng tải trọng của tháp: G max M g 26057 9,81 255619,17  (N) [2] (XIII.6), trang 358 – Bố trí chân đỡ và 3 hàng tai treo để giữ cố định tháp

 Tải trọng từng đoạn: max 63904, 79

6.5.2 Chọn chân đỡ cho tháp

– Tháp được đỡ trên 4 chân bố trí ở 4 góc hình vuông, chân đỡ tháp làm từ thép CT3 và được hàn vào đáy tháp

– Tải trọng tác dụng lên 1 chân đỡ: 15976, 2 c 4

G G  (N) Để đảm bảo độ an toàn cho thiết bị, ta chọn G c 2,5 10 4 (N)

Hình 6.3 Hình dạng chân đỡ với các thông số kích thước

– Dựa vào tải trọng tác dụng lên 1 chân đỡ, ta chọn loại chân đỡ theo [2] Bảng XIII.35, trang

437 Số liệu các thông số kích thước của chân đỡ trình bày theo bảng dưới đây:

Bảng 6.3 Các thông số kích thước của chân đỡ

6.5.3 Chọn tai treo cho tháp

– Tai treo được hàn dính vào thân tháp thông qua tấm lót, tai treo làm bằng thép CT3 được bố trí theo 4 góc hình vuông

– Tải trọng tác dụng lên 1 tai treo: G t G c 15976, 2(N) Để đảm bảo độ an toàn cho thiết bị, ta chọn G t 2,5 10 4 (N)

Hình 6.4 Hình dạng chân đỡ với các thông số kích thước

– Dựa vào tải trọng tác dụng lên 1 tai treo, ta chọn loại tai treo theo [2] Bảng XIII.36, trang

438 Số liệu các thông số kích thước của tai treo trình bày theo bảng dưới đây:

Bảng 6.4 Các thông số kích thước của tai treo

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHỤ

Thiết bị gia nhiệt hỗn hợp nguyên liệu ban đầu

7.1.1 Bố trí dòng lưu chất & lượng nhiệt trao đổi

– Thiết bị gia nhiệt dòng nguyên liệu là dạng thiết bị truyền nhiệt ống chùm, hơi nước gia nhiệt là hơi nước bão hòa ở 2 at đi ngoài vỏ, dòng nguyên liệu đi bên trong ống

– Hơi nước bão hòa ở 2 at có nhiệt độ T s 119, 6 0 C và ẩn nhiệt hóa hơi r h 2208(kJ/kg) [1] Bảng I.251, trang 314

– Ống truyền nhiệt được làm bằng thép X18H10T, kích thước ống:

+ Đường kính ngoài của ống: d n 38(mm) = 0,038 (m)

+ Đường kính trong của ống: d t d n 2 t 0, 038 2 0, 003  0, 032 (m)

+ Hệ số dẫn nhiệt của thép không gỉ:  t 16,3(W/m.K) [2] Bảng XII.7, trang 313

+ Nhiệt độ vách trong ống (vách tiếp xúc với hơi nước bão hòa): t W 1

+ Nhiệt độ vách ngoài ống (vách tiếp xúc với sản phẩm đáy): t W 2

– Lượng nhiệt cần cấp để đun sôi hỗn hợp nguyên liệu ban đầu: Q D 1 96, 01(kW)

7.1.2 Xác định hiệu số nhiệt độ trung bình

– Dòng nóng là hơi nước bão hòa có T steam 119, 6 0 C

– Dòng lạnh là dòng nguyên liệu có nhiệt độ đầu vào t f 28 0 C và nhiệt độ đầu ra sau khi được đun sôi t Fs 100,19 0 C

– Bố trí các dòng lưu chất truyền nhiệt theo kiểu ngược chiều:

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu vào:  t V T steam  t f 119, 6 28 91, 6 0 C

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu ra:  t R T steam t s 2 119, 6 100,19 19, 41  0 C

– Hiệu số nhiệt độ trung bình: log 91, 6 19, 41

7.1.3 Xác định các hệ số cấp nhiệt

 Xác định hệ số cấp nhiệt của dòng nhập liệu đi trong ống:

– Nhiệt độ trung bình của dòng nhập liệu trong ống: 28 100,19

Ftb t t t      0 C Tra các thông số tại nhiệt độ này:

+ Khối lượng riêng của nước  N 981,8(kg/m 3 ) và khối lượng riêng của axit axetic

 A  (kg/m 3 )  Khối lượng riêng của hỗn hợp: F 983,32(kg/m 3 )

+ Độ nhớt của nước  N 0, 0004515(Pa.s) và độ nhớt của axit axetic  A 0, 000682(Pa.s)

 Độ nhớt của hỗn hợp:  F 0, 0004562(Pa.s)

+ Hệ số dẫn nhiệt của nước  N 0, 661(W/mK) và hệ số dẫn nhiệt của axit axetic 0,163

 A  (W/mK)  Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp:  F 0,595(W/mK)

+ Nhiệt dung riêng của nước C N 4183 (J/kg.K) và nhiệt dung riêng của axit axetic

C  (J/kg.K)  Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C F 4026(J/kg.K)

– Vận tốc dòng nhập liệu đi trong ống: 4 2 4 1000,38 2 0,351

– Chuẩn số Nusselt cho chế độ chảy rối trong ống:

  [2] (V.40), trang 14 với hệ số tính đến ảnh hưởng của hình dạng ống và chiều dài ống  l 1 [2] Bảng V.2, trang 15

– Hệ số cấp nhiệt của dòng nhập liệu đi trong ống: 2 F F tr

 Xác định hệ số cấp nhiệt từ hơi nước bão hòa đến thành ống:

– Nhiệt độ trung bình của màng nước ngưng tụ: t m 0,5.(T steam t W 1) 117, 6 0 C, tra các thông số tại nhiệt độ này:

+ Khối lượng riêng của hơi nước bão hòa ngưng tụ:  h 939, 2(kg/m 3 ) [1] Bảng I.249, trang 310

+ Độ nhớt của hơi nước bão hòa ngưng tụ:  h 0, 228.10  3 (Pa.s) [1] Bảng I.104, trang 96 + Hệ số dẫn nhiệt của hơi nước bão hòa ngưng tụ:  h 0, 69(W/m.K) [1] Bảng I.129, trang 133

– Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hòa ngưng tụ:

– Thay các giá trị vào ta được:  1 15957,8(W/m 2 K)

 Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu:

– Nhiệt trở lớp bẩn trong ống: r 1 0, 000232(m 2 K/W) [2] Bảng V.1, trang 4

– Nhiệt trở lớp cáu ngoài ống: r 2 0, 000116(m 2 K/W) [2] Bảng V.1, trang 4

– Nhiệt tải riêng qua thành ống và lớp cáu: t W 1 W 2 t t t q r

– Giả sử nhiệt tải mất mát không đáng kể: q t  q 1 t W 2 100,1 0 C Tại nhiệt độ này, tra các thông số:

+ Hệ số dẫn nhiệt của nước  N 0, 682(W/mK) và hệ số dẫn nhiệt của axit axetic

  (W/mK)  Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp:  F 0, 61(W/mK)

+ Nhiệt dung riêng của nước C N 4218,3 (J/kg.K) và nhiệt dung riêng của axit axetic 2420,1

C A  (J/kg.K)  Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C F 4074,3(J/kg.K)

– Thay các giá trị tính được vào biểu thức xác định hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi ngoài ống, ta được:  2 1320, 05(W/m 2 K)

– Vậy: hệ số cấp nhiệt của hơi nước đi trong ống  1 15957,8(W/m 2 K) và hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi ngoài ống  2 1320, 05(W/m 2 K)

7.1.4 Xác định hệ số truyền nhiệt tổng quát

7.1.5 Xác định diện tích truyền nhiệt và chọn cấu tạo thiết bị

– Diện tích bề mặt truyền nhiệt: g

– Ta có: F  .n d L tr , chọn chiều dài ống truyền nhiệt L0,5(m)  Tổng số ống truyền nhiệt 2, 79 55, 5

Thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh

– Thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh là dạng thiết bị truyền nhiệt ống chùm, hơi sản phẩm đỉnh đi ngoài vỏ, dòng nước lạnh làm mát đi bên trong ống

– Lượng nhiệt ngưng tụ hoàn toàn hơi ở đỉnh: Q D 1720, 75(kW)

– Lượng nước cần dùng để ngưng tụ hoàn toàn hơi ở đỉnh: G n 1 123557,33(kg/h)

– Dòng nóng là hơi ở đỉnh có t Ds 100, 01 0 C

– Dòng lạnh là dòng nước làm mát có nhiệt độ đầu vào t V 28 0 C và đầu ra t R 40 0 C – Bố trí các dòng lưu chất truyền nhiệt theo kiểu ngược chiều:

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu vào:  t V t Ds  t V 100, 01 28 72, 01 0 C

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu ra:  t R t Ds  t R 100, 01 40 60, 01 0 C

– Hiệu số nhiệt độ trung bình: log 72, 01 60, 01

 Hệ số cấp nhiệt từ thành ống đến dòng nước làm mát đi trong ống:

– Nhiệt độ trung bình của dòng nước trong ống: t tb 0,5.(t V t R )0,5.(28 40) 34 0 C Tra các thông số tại nhiệt độ này [2] Bảng I.249, trang 310:

+ Nhiệt dung riêng của nước làm mát: C N 4178(J/kg.K)

+ Khối lượng riêng của nước làm mát:  N 994,3(kg/m 3 )

+ Độ nhớt của nước làm mát:  N 0, 0007378(Pa.s)

+ Hệ số dẫn nhiệt của nước làm mát:  N 0, 6242(W/mK)

– Vận tốc dòng nước đi trong ống: 4 1 2 4 123557,33 2

  [2] (V.40), trang 14 với hệ số tính đến ảnh hưởng của hình dạng ống và chiều dài ống  l 1 [2] Bảng V.2, trang 15 Chọn hiệu số nhiệt độ giữa dòng nước làm mát với tường ống là 3 0 C, tra được Pr W 4,16

 Hệ số cấp nhiệt từ hơi ở đỉnh đến thành ống:

Dòng hơi ngưng tụ trên bề mặt ống chùm nằm ngang:

 [2] (V.111), trang 31, thay các giá trị vào ta được  1 6892, 6(W/m 2 K)

– Diện tích bề mặt truyền nhiệt: 1

Thiết bị đun sôi đáy tháp

– Thiết bị đun sôi đáy tháp là dạng nồi đun Kettle, dòng sản phẩm đáy ở bên ngoài vỏ, hơi nước gia nhiệt là hơi nước bão hòa ở 2 at đi trong ống

– Hơi nước bão hòa ở 2 at có nhiệt độ T s 119, 6 0 C và ẩn nhiệt hóa hơi r h 2208(kJ/kg) [1] Bảng I.251, trang 314

+ Nhiệt độ vách trong ống (vách tiếp xúc với hơi nước bão hòa): t W 1

+ Nhiệt độ vách ngoài ống (vách tiếp xúc với sản phẩm đáy): t W 2

– Lượng nhiệt cần cấp để đun sôi hỗn hợp dung dịch ở đáy tháp: Q D 2 2022,94(kW)

– Dòng nóng là hơi nước bão hòa có T steam 119, 6 0 C

– Dòng lạnh là dòng sản phẩm đáy có nhiệt độ:

+ Trước khi vào nồi đun Kettle (lỏng): t s 1100, 7 0 C

+ Sau khi được đun sôi (hơi): t s 2 100,97 0 C

– Bố trí các dòng lưu chất truyền nhiệt theo kiểu ngược chiều:

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu vào:  t V T steam  t s 1 119, 6 100, 7 18,9  0 C

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu ra:  t R T steam t s 2 119, 6 100,97 18, 63  0 C

– Hiệu số nhiệt độ trung bình: log

 Xác định hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi ngoài ống:

– Hệ số cấp nhiệt cho chế độ sôi sủi bọt:

+ Nhiệt độ sôi trung bình của dòng sản phẩm ngoài ống: 1 2 100,84

+ Khối lượng riêng của pha hơi: 1 22, 78

+ Nhiệt độ t Ws 100, 7 0 C, tra khối lượng riêng của nước và khối lượng riêng của axit axetic tại nhiệt độ này, ta được:  N 957,8(kg/m 3 ) [1] Bảng I.249, trang 310;  A 956, 6

(kg/m 3 ) [1] Bảng I.2, trang 9  Khối lượng riêng của hỗn hợp: 1 x 1

+ Độ nhớt của hỗn hợp:  W 0, 2961.10  3 (Pa.s) (Mục 3.6.3, trang 11)

+ Ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp: r W 1844, 76(kJ/kg)

+ Nhiệt độ t Ws 100, 7 0 C, tra hệ số dẫn nhiệt của nước và hệ số dẫn nhiệt của axit axetic tại nhiệt độ này, ta được:  N 0, 682(W/m.K) [1] Bảng I.249, trang 310 và  A 0,155 (W/m.K) [1] Bảng I.130, trang 134

 Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp:  W  N x W  A (1x W ) 0, 72. x W (1x W )( N  A )0, 458 (W/m.K) [1] (I.33), trang 124

+ Nhiệt độ t Ws 100, 7 0 C, tra nhiệt dung riêng của nước và nhiệt dung riêng của axit axetic tại nhiệt độ này, ta được: C N 4221(J/kg.K) [1] Bảng I.249, trang 310 và  A 2434, 2 (J/kg.K) [1] Bảng I.154, trang 172

 Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C W C x N W C A (1x W )3720, 7(J/kg.K)

+ Nhiệt độ t Ws 100, 7 0 C, tra sức căng bề mặt của nước và sức căng bề mặt của axit axetic tại nhiệt độ này, ta được:  N 0,5869(N/m) [1] Bảng I.249, trang 310 và  A 2434, 2( N/m) [1] Bảng I.242, trang 300

 Sức căng bề mặt của hỗn hợp: W N A 0, 0191

 Xác định hệ số cấp nhiệt từ hơi nước bão hòa đến thành ống:

– Nhiệt độ trung bình của màng nước ngưng tụ: t m 0,5.(T steam t W 1) 118,55 0 C, tra các thông số tại nhiệt độ này:

+ Khối lượng riêng của hơi nước bão hòa ngưng tụ:  h 941,5(kg/m 3 ) [1] Bảng I.249, trang 310

+ Độ nhớt của hơi nước bão hòa ngưng tụ:  h 0, 2233.10  3 (Pa.s) [1] Bảng I.104, trang

+ Hệ số dẫn nhiệt của hơi nước bão hòa ngưng tụ:  h 0, 686(W/m.K) [1] Bảng I.129, trang 133

– Hệ số cấp nhiệt của hơi nước bão hòa ngưng tụ trong ống nằm ngang:

– Thay các giá trị vào ta được:  1 2291,98(W/m 2 K)

– Nhiệt tải riêng qua thành ống và lớp cáu: t W 1 W 2 t t t q r

– Giả sử nhiệt tải mất mát không đáng kể: q t  q 1 t W 2 106,9 0 C

– Thay các giá trị tính được vào biểu thức xác định hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi ngoài ống, ta được: 2 3426, 77(W/m 2 K)

– Vậy: hệ số cấp nhiệt của hơi nước đi trong ống  1 2291,98(W/m 2 K) và hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi ngoài ống  2 3426, 77(W/m 2 K)

– Diện tích bề mặt truyền nhiệt: l

– Ta có: F .n d L tr , chọn chiều dài ống truyền nhiệt L5(m)  Tổng số ống truyền nhiệt 135, 6 269,8

Thiết bị làm nguội sản phẩm đáy

– Thiết bị làm nguội sản phẩm đáy là dạng thiết bị truyền nhiệt ống chùm, dòng sản phẩm đáy đi bên ngoài vỏ, dòng nước làm mát đi bên trong ống

– Lượng nhiệt làm nguội dòng sản phẩm đáy: Q Wn 21,19(kW)

– Lượng nước cần dùng để làm nguội dòng sản phẩm đáy: G n 2 1521, 77(kg/h)

– Dòng nóng là dòng sản phẩm đáy có nhiệt độ đầu vào t Ws 100, 7 0 C và đầu ra t WR 35 0 C – Dòng lạnh là dòng nước làm mát có nhiệt độ đầu vào t V 28 0 C và đầu ra t R 40 0 C – Bố trí các dòng lưu chất truyền nhiệt theo kiểu ngược chiều:

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu vào:  t V t Ws  t R 100, 7 40 60, 7 0 C

+ Chênh lệch nhiệt độ đầu ra:  t R t WR  t V 35 28 7 0 C

– Hiệu số nhiệt độ trung bình: log 60, 7 7 24,86

 Xác định hệ số cấp nhiệt của nước trong ống:

– Nhiệt độ trung bình của dòng nước trong ống: t tb 0,5.(t V t R )0,5.(28 40) 34 0 C Tra các thông số tại nhiệt độ này [2] Bảng I.249, trang 310:

+ Nhiệt dung riêng của nước làm mát: C N 4178(J/kg.K)

+ Khối lượng riêng của nước làm mát:  N 994,3(kg/m 3 )

+ Độ nhớt của nước làm mát:  N 0, 0007378(Pa.s)

+ Hệ số dẫn nhiệt của nước làm mát:  N 0, 6242(W/mK)

– Vận tốc dòng nước đi trong ống: 4 2 2 4 1521, 77 2 0,528

  [2] (V.40), trang 14 với hệ số tính đến ảnh hưởng của hình dạng ống và chiều dài ống  l 1 [2] Bảng V.2, trang 15 Chọn hiệu số nhiệt độ giữa dòng nước làm mát với tường ống là 3 0 C, tra được Pr W 4,16

 Hệ số cấp nhiệt từ hơi ở đỉnh đến thành ống:

Dòng hơi ngưng tụ trên bề mặt ống chùm nằm ngang:

 [2] (V.111), trang 31, thay các giá trị vào ta được  1 1420,8(W/m 2 K)

– Diện tích bề mặt truyền nhiệt: o

Bồn cao vị

7.5.1 Tổng tổn thất trên đường ống dẫn

 Tổn thất theo chiều dài đường ống:

– Chọn ống dẫn có đường kính trong d 180(mm) = 0,08 (m)

– Chiều dài đoạn ống dẫn: chọn l 1 30(m)

– Độ nhám của ống dẫn:  0, 2(mm) = 0,0002 (m) [1] Bảng II.15, trang 381

– Nhiệt độ trung bình của dòng nhập liệu trong ống: 28 100,19

Ftb t t t      0 C Tra các thông số tại nhiệt độ này:

+ Khối lượng riêng của nước  N 981,8(kg/m 3 ) và khối lượng riêng của axit axetic

 A  (kg/m 3 )  Khối lượng riêng của hỗn hợp: F 983,32(kg/m 3 )

+ Hệ số dẫn nhiệt của nước  N 0, 661(W/mK) và hệ số dẫn nhiệt của axit axetic 0,163

 A  (W/mK)  Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp:  F 0,595(W/mK)

+ Nhiệt dung riêng của nước C N 4183 (J/kg.K) và nhiệt dung riêng của axit axetic

C  (J/kg.K)  Nhiệt dung riêng của hỗn hợp: C F 4026(J/kg.K)

– Vận tốc dòng nhập liệu đi trong ống: 2 2 2

– Chuẩn số Reynolds giới hạn:

– Do Re9690,83Re gh 5648,5 Chế độ chảy rối trong vùng nhám

– Hệ số ma sát (theo chiều dài ống) trong vùng nhám [1] (II.63), trang 379:

 Tổn thất cục bộ trên đường ống:

– Chọn dạng ống uốn cong 90 0 , tra tổn thất tại 1 đoạn ống uốn cong  i 0,15 Tổn thất cục bộ tại 6 chỗ uốn cong:  1    6  i 6 0,150,9 [1] Bảng II.16, trang 382

– Chọn dạng van cầu mở hoàn toàn, tra tổn thất tại 1 van cầu mở hoàn toàn  v 10 Tổn thất cục bộ tại 2 van cầu:  2    2  v 2 1020

– Tổn thất cục bộ khi vào tháp: 3 1

 Tổng tổn thất cục bộ trên đường ống:       1 2 3 0,9 20 1  21,9

 Tổng tổn thất trên đường ống dẫn:

7.5.2 Tổn thất đường ống dẫn trong thiết bị gia nhiệt dòng nhập liệu

– Ống dẫn trong thiết bị gia nhiệt có đường kính trong d 2 32(mm) = 0,032 (m)

– Chiều dài ống truyền nhiệt: l 2 0,5(m)

– Vận tốc dòng nhập liệu đi trong ống: 2 2

– Do Re24210,1 Re gh 1982, 2 Chế độ chảy rối trong vùng nhám

 Tổn thất cục bộ trên đường ống:

– Chọn dạng ống chữ U, tra tổn thất tại 1 đoạn ống chữ U  u 2, 2 Tổn thất cục bộ tại 3 chỗ ống chữ U:  1    3  u 3 2, 26, 6

F   , tra tổn thất tại 1 chỗ đột thu 2 0, 458 – Chọn đột mở có

F   , tra tổn thất tại 1 chỗ đột mở  3 0, 708

 Tổng tổn thất cục bộ trên đường ống:       1 2 3 6, 6 0, 458 0, 708  7, 766

7.5.3 Xác định chiều cao bồn cao vị

+ Mặt cắt (1 – 1) là mặt thoáng chất lỏng trong bồn cao vị

+ Mặt cắt (2 – 2) là mặt cắt tại vị trí nhập liệu trong tháp

– Áp dụng phương trình Bernoulli cho mặt cắt (1 – 1) và mặt cắt (2 – 2):

+ z 1: độ cao mặt thoáng (1 – 1) so với mặt đất, xem như chiều cao bồn cao vị H cv z 1 + z 2 : độ cao mặt thoáng (2 – 2) so vói mặt đất, là chiều cao từ mặt đất đến vị trí nhập liệu vào tháp, tính gần đúng z 2 5,5(m)

+ Vận tốc tại mặt thoáng (1 – 1): v 1 0(m/s)

+ Vận tốc tại mặt thoáng (2 – 2): v 2 0, 0562(m/s)

– Chiều cao bồn cao vị:

Bơm

7.6.1 Xác định năng suất của bơm

Lưu lượng thể tích của dòng nhập liệu V F 1(m 3 /h)  Chọn bơm có năng suất Q b 1, 25 (m 3 /h)

7.6.2 Xác định cột áp của bơm

– Chọn đường kính trong của ống hút và ống đẩy bằng nhau: d tr 50(mm)

– Vận tốc dòng nhập liệu đi trong ống: 4 2 4 1 2 0,141

– Do Re 15196 Re gh 3301,1 Chế độ chảy rối trong vùng nhám

 Tổn thất cục bộ trên đường ống hút:

– Chọn dạng ống uốn cong 90 0 , tra tổn thất tại 1 đoạn ống uốn cong  i 0,15 Tổn thất cục bộ tại 2 chỗ uốn cong: 1   2  i 2 0,150,3 [1] Bảng II.16, trang 382

– Chọn dạng van cầu mở hoàn toàn, tra tổn thất tại 1 van cầu mở hoàn toàn  2 10

 Tổng tổn thất cục bộ trên đường ống hút:     1 2 0,3 10 10,3 

 Tổn thất cục bộ trên đường ống đẩy:

– Chọn dạng ống uốn cong 90 0 , tra tổn thất tại 1 đoạn ống uốn cong  i 0,15 Tổn thất cục bộ tại 4 chỗ uốn cong: 3    4  i 4 0,150, 6 [1] Bảng II.16, trang 382

– Chọn dạng van cầu mở hoàn toàn, tra tổn thất tại 1 van cầu mở hoàn toàn  4 10

– Tổn thất khi vào bồn cao vị: 5 1

 Tổng tổn thất cục bộ trên đường ống hút:       3 4 5 0, 6 10 1 11, 6  

 Tổng tổn thất trên đường ống hút và đẩy:

– Chọn chiều dài ống hút bằng 6 (m) và chiều dài ống đẩy bằng 15 (m)  Tổng chiều dài ống hút và ống đẩy bằng 21 (m)

– Tổng tổn thất trên đường ống hút và đẩy:

+ Mặt cắt (1 – 1) là mặt thoáng chất lỏng trong bồn chứa nguyên liệu

+ Mặt cắt (2 – 2) là mặt thoáng chất lỏng trong bồn cao vị

– Áp dụng phương trình Bernoulli cho mặt cắt (1 – 1) và mặt cắt (2 – 2):

+ z 1 : độ cao mặt thoáng (1 – 1) so với mặt đất, chọn z 1 1 (m)

+ z 2 : độ cao mặt thoáng (2 – 2) so vói mặt đất, z 2 H cv 10(m)

+ Vận tốc tại mặt thoáng (1 – 1) và mặt thoáng (2 – 2): v 1v 2 0(m/s)

+ Áp suất tại mặt thoáng (1 – 1) và mặt thoáng (2 – 2): P 1 P 2 1(at)

7.6.3 Xác định công suất và chọn bơm

– Hiệu suất của bơm: chọn  b 80%

– Công suất thực tế của bơm: 1, 25 9, 094 983,32 9,81

– Dựa vào công suất thực tế và các điều kiện làm việc, ta chọn bơm ly tâm loại XM có năng suất 2 (m 3 /h), số vòng quay 2900 (vòng/phút)

Tiêu đề	Thiết kế tháp chưng cất loại mâm chóp để chưng cất hỗn hợp nước – axit axetic
Tác giả	Phan Quốc Thịnh
Người hướng dẫn	TS. Hoàng Minh Nam
Trường học	Đại học Quốc gia Thành phố Hồ Chí Minh
Chuyên ngành	Kỹ thuật Hóa học
Thể loại	Đồ án thiết kế
Năm xuất bản	2020
Thành phố	Thành phố Hồ Chí Minh

Định dạng
Số trang	60
Dung lượng	1,7 MB