BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC SƯ PHẠM KỸ THUẬT TP HỒ CHÍ MINH KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC VÀ THỰC PHẨM BỘ MÔN CÔNG NGHỆ KỸ THUẬT HÓA HỌC ĐỒ ÁN THIẾT KẾ MÁY THIẾT BỊ ĐỀ TÀI THIẾT KẾ HỆ THỐNG CHƯNG C.
TỔNG QUAN
Giới thiệu sản phầm
Benzen là hợp chất mạch vòng, tồn tại dưới dạng lỏng không màu với mùi thơm nhẹ, không phân cực và tan tốt trong các dung môi hữu cơ không phân cực, nhưng hòa tan rất ít trong nước Trước đây, benzen được sử dụng rộng rãi làm dung môi, nhưng do nồng độ chỉ cần 1 ppm trong không khí đã có khả năng gây bệnh bạch cầu, nên việc sử dụng benzen hiện nay đã bị hạn chế Phân tử benzen bao gồm 6 nguyên tử carbon (C) và 6 nguyên tử hydro (H) nằm trong cùng một mặt phẳng, tạo thành hình lục giác đều, với độ dài các liên kết C-C và C-H đều bằng nhau.
Hình 1.1: Cấu trúc phân tử benzen
Bảng 1.1: Tính chất vật lý của benzen
Tên khác Benzol, cyclohexa-1,3,5-trien
Màu sắc Không màu, trong suốt
Tỷ trọng 0.879 g/cm 3 [20 o C (68 o F)] Độ tan trong nước Ít tan trong nước lạnh, tan trong dầu
Toluen là hợp chất mạch vòng lỏng, có tính thơm với công thức phân tử C7H8, tương tự như benzen nhưng có thêm nhóm –CH3 Với tính chất không phân cực, toluen tan tốt trong benzen và có khả năng làm dung môi tương tự nhưng độc tính thấp hơn Vì vậy, toluen hiện nay thường được sử dụng thay thế benzen làm dung môi trong phòng thí nghiệm và trong ngành công nghiệp.
Hình 1.2: Cấu trúc phân tử của toluen
Bảng 1.2: Tính chất vật lý của toluen
Tên khác Toluene, Phenylmetan, Toluol
Màu sắc Không màu Độ tan trong nước 0.053 g/100mL (20-25 o C)
Benzen và các hợp chất hydrocarbon thơm là những chất có vai trò quan trọng trong công nghệ hóa học, thường được sử dụng làm dung môi nhờ khả năng hòa tan nhiều hợp chất hữu cơ Tuy nhiên, do tính độc hại của benzen, hiện nay có xu hướng tìm kiếm các dung môi thay thế an toàn hơn Toluene, một trong những dẫn xuất của benzen, chủ yếu được sử dụng để nâng cao chất lượng xăng bằng cách tăng trị số octan, với 54% sản lượng toluen toàn cầu được chuyển hóa thành benzen và 16% làm dung môi Ngoài ra, toluen cũng được sử dụng trong sản xuất tolylen diisoxyanat cho màng polyuretan, caprolactam, phenol và phụ gia cho xăng Các phản ứng nitro hóa và sulfo hóa các hợp chất hydrocarbon thơm tạo ra các hợp chất trung gian quan trọng, góp phần vào ngành công nghiệp nhuộm và sản xuất chất tẩy rửa.
Benzen có thể được sử dụng để tổng hợp styren thông qua phản ứng thế và tách hydrogen, với styren là một monome quan trọng trong ngành công nghiệp sản xuất chất dẻo Ngoài ra, từ xylen, benzen dicarboxylic acid có thể được điều chế, cung cấp nguyên liệu cho sản xuất sợi hóa học polyester Benzen cũng đóng vai trò là nguyên liệu cho nhiều loại tơ sợi tổng hợp quan trọng khác.
1.1.4 Sản xuất benzene và toluen
Đi từ nguồn thiên nhiên
Hydrocarbon thơm thường ít được tổng hợp trong phòng thí nghiệm do có thể dễ dàng thu được một lượng lớn các hợp chất này thông qua quá trình chưng cất dầu mỏ và than đá.
Đóng vòng và dehydro hóa alkan
Phân đoạn dầu mỏ C6-C8 có khả năng tham gia phản ứng đóng vòng và dehydro hóa để tạo ra hydrocarbon thơm ở nhiệt độ cao từ 450 đến 550°C, khi có mặt các xúc tác như Cr2O3 hoặc các kim loại chuyển tiếp như palladium và platinum.
Các cycloalkan có khả năng bị dehydro hóa ở nhiệt độ cao khi có mặt các xúc tác kim loại chuyển tiếp như palladium hoặc platinum, dẫn đến việc hình thành benzen và các dẫn xuất của benzen.
Đi từ acetylen Đun acetylen trong sự có mặt của xúc tác là than hoạt tính hay phức của nickel như Ni(CO)2[(C6H5)3P]2 sẽ thu được benzen.
Phương pháp điều chế toluen từ benzen (C6H5Cl + CH3Cl + Na) là một phương pháp đơn giản nhưng yêu cầu nguyên liệu là benzen, do đó không phù hợp cho sản xuất quy mô lớn mà chủ yếu được sử dụng trong nghiên cứu Trong ngành công nghiệp, việc sản xuất toluen nên ưu tiên sử dụng phương pháp chưng cất từ nhựa, dầu mỏ và than đá để tiết kiệm chi phí và hiệu quả hơn.
Ta có bảng thành phần lỏng (x) – hơi (y) và nhiệt độ sôi của hỗn hợp benzen – toluen ở
760 mmHg (% mol) (Bảng IX.2a, trang 146, [2])
Bảng 1.3: Thành phần tỉ lệ cân bằng lỏng hơi của cấu tử trong hệ benzen – toluen x 0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 y 0 11,8 21,4 38 51,1 61,9 71,2 79 85,4 91 95,9 100 t
2 98,6 95,2 92,1 89,4 86,8 84,4 82,3 80,2 Với x: % mol thành phần lỏng y: % mol thành phần hơi
Hình 1.3: Giản đồ tỉ lệ lỏng – hơi của hệ Benzen – Toluen theo nhiệt độ
Chọn phương pháp chưng cất và loại tháp chưng cất
Chưng cất là quá trình tách các cấu tử trong hỗn hợp lỏng hoặc khí – lỏng dựa vào sự khác biệt về độ bay hơi Khi các cấu tử ở cùng nhiệt độ, áp suất hơi bão hòa của chúng sẽ khác nhau, cho phép tách biệt chúng Quá trình này có thể được thúc đẩy bằng cách đưa vào một pha mới, tạo ra sự tiếp xúc giữa các pha thông qua hấp thu hoặc nhả khí, đồng thời diễn ra sự bốc hơi hoặc ngưng tụ.
Chưng cất và cô đặc đều là các quá trình tách riêng các thành phần trong hỗn hợp, nhưng có sự khác biệt cơ bản Trong chưng cất, cả dung môi và chất tan đều bay hơi, dẫn đến sự hiện diện của cả hai trong cả hai pha với tỷ lệ khác nhau Ngược lại, trong quá trình cô đặc, chỉ dung môi bay hơi, trong khi chất tan không bay hơi, giúp tập trung các chất tan lại.
Khi thực hiện quá trình chưng cất, chúng ta thu được nhiều sản phẩm, và số lượng sản phẩm thu được thường tương ứng với số cấu tử có trong hỗn hợp Đặc biệt, trong hệ đơn giản gồm hai cấu tử, việc chưng cất sẽ cho ra các sản phẩm tương ứng với hai thành phần ban đầu.
Sản phẩm đỉnh chủ yếu là cấu tử có độ bay hơi lớn (nhiệt độ sôi thấp) và một phần rất ít cấu tử có độ bay hơi nhỏ
Sản phẩm đáy trong quá trình chưng cất chủ yếu bao gồm các cấu tử có độ bay hơi thấp, với nhiệt độ sôi cao, trong khi chỉ có một phần rất nhỏ là các cấu tử có độ bay hơi cao Cụ thể, trong hệ benzen – toluen, sản phẩm đỉnh chủ yếu là benzen cùng với một lượng nhỏ toluen, trong khi sản phẩm đáy chủ yếu là toluen và một ít benzen.
1.2.2 Chọn phương pháp chưng cất
─ Phân loại theo áp suất làm việc:
1 Đồ thị cân bằng lỏng hơi của hệ 2 cấu tử benzen - toluen x (%) y (%)
Hình 1.4: Đồ thị cân bằng lỏng hơi của hệ 2 cấu tử Benzen – Toluen
Giản đồ t-x,y của hệ benzen - toluen x, y (%) t
Nguyên tắc hoạt động của chưng cất dựa vào sự khác biệt về nhiệt độ sôi của các cấu tử Khi nhiệt độ sôi của các cấu tử quá cao, ta có thể giảm áp suất làm việc để hạ thấp nhiệt độ sôi, từ đó tối ưu hóa quá trình chưng cất.
─ Phân loại theo nguyên lý làm việc:
Chưng cất đơn giản là phương pháp hiệu quả để tách các hỗn hợp có các cấu tử với độ bay hơi khác nhau Phương pháp này thường được sử dụng để tách sơ bộ hoặc làm sạch các cấu tử khỏi tạp chất, giúp nâng cao độ tinh khiết của sản phẩm.
Chưng cất bằng hơi nước trực tiếp là phương pháp hiệu quả để tách các hỗn hợp chứa chất khó bay hơi, thường được sử dụng khi chất cần tách không hòa tan trong nước.
Chưng cất là phương pháp tách biệt hiệu quả các cấu tử dễ bay hơi trong hỗn hợp, đặc biệt là những chất có khả năng hòa tan một phần hoặc hoàn toàn vào nhau.
─ Phân loại theo phương pháp cấp nhiệt ở đáy tháp:
─ Phân loại theo phương pháp hoạt động :
Yêu cầu cơ bản cho thiết bị chưng cất là cần có diện tích tiếp xúc pha lớn, điều này phụ thuộc vào mức độ phân tán giữa các lưu chất Khi pha khí phân tán vào pha lỏng, thường sử dụng tháp mâm; ngược lại, khi pha lỏng phân tán vào pha khí, tháp chêm và tháp phun được áp dụng Trong thực tế, nhiều loại thiết bị khác nhau được sử dụng cho quá trình hấp thu và chưng cất, nhưng tháp mâm và tháp chêm là hai loại phổ biến nhất.
Tháp mâm là một thiết bị có thân hình trụ đứng, bên trong được trang bị nhiều mâm với cấu tạo khác nhau Tại các mâm này, pha lỏng và pha hơi sẽ tiếp xúc, tạo điều kiện cho quá trình tách biệt các thành phần Tùy thuộc vào cấu tạo của các đĩa, tháp mâm được phân loại thành nhiều loại khác nhau.
Tháp mâm chóp : trên mâm bố trí có chóp dạng tròn, xupap, chữ S,…
Tháp mâm xuyên lỗ: Trên mâm có nhiều lỗ hay rãnh.
Tháp đệm, hay còn gọi là tháp chêm, có hình dạng trụ và được cấu tạo từ nhiều bậc kết nối với nhau bằng mặt bích hoặc hàn Vật chêm được đưa vào tháp thông qua hai phương pháp chính: xếp ngẫu nhiên hoặc xếp theo thứ tự.
Bảng 1.4: Ưu và nhược điểm của từng loại tháp
Tháp đệm Tháp mâm xuyên lỗ Tháp mâm chóp Ưu điểm
Làm việc được với chất lỏng bẩn, dùng đệm cầu có .
Hiệu suất tương đối cao.
Nhược điểm Thiết bị khá nặng nề.
Vì có hiệu ứng thành của thiết bị nên hiệu suất
Kết cấu tháp khá phức tạp.
Kết cấu phức tạp, tiêu tốn nhiều vật tư. truyền khối thấp.
Độ ổn định không cao, khó vận hành.
Khi tăng năng suất thì hiệu ứng thành tăng, do đó khó tăng năng suất. được với chất lỏng bẩn.
Dựa vào các đặc điểm đã nêu, tháp mâm xuyên lỗ được lựa chọn để thiết kế tháp chưng cất hoạt động liên tục, nhằm chưng cất hỗn hợp benzen và toluen ở áp suất thường.
THUYẾT MINH QUY TRÌNH
Sơ đồ quy trình công nghệ
TRU? NG Ð? I H? C SU PH? M K? THU? T TP.HCM GVHD ThS Tr?n T?n Ð?t Bùi Qu?nh Nhu
SINH VIÊN Ð? ÁN THI? T K? H? TH? NG CHUNG C? T
H? BENZEN - TOLUEN B? NG THÁP MÂM XUYÊN L? NH? P LI? U
? TR? NG THÁI L? NG SÔI STT TÊN THI? T B?
Thi?t b? làm ngu?i s?n ph?m d?nh Thi?t b? dun sôi dáy tháp Thi?t b? làm ngu?i s?n ph?m dáy B? ch?a s?n ph?m dáy
B?n ch? a nguyên li?u Bom Thi?t b? gia nhi?t nh?p li?u Tháp chung c?t Thi?t b? ngung t? s?n ph?m d?nh B? ch? s?n ph?m d?nh
Hình 2.1: Sơ đồ quy trình công nghệ
Thuyết minh quy trình công nghệ
Hỗn hợp benzen và toluen có nồng độ benzen 25% theo số mol, được lưu trữ ở nhiệt độ khoảng 30°C tại bồn chứa nguyên liệu Hỗn hợp này được bơm lên bồn cao vị và sau đó được đưa đến thiết bị trao đổi nhiệt, nơi nó được đun sôi đến nhiệt độ sôi Cuối cùng, hỗn hợp được điều chỉnh lưu lượng dòng nhập liệu và đưa vào tháp chưng cất ở đĩa nhập liệu.
Trong quá trình chưng cất, chất lỏng được trộn với phần lỏng từ đoạn cất của tháp chảy xuống Hơi từ dưới lên gặp chất lỏng từ trên xuống, tạo ra sự tiếp xúc và trao đổi giữa hai pha Pha lỏng giảm nồng độ các cấu tử dễ bay hơi khi đi xuống, trong khi hơi lôi cuốn các cấu tử này từ nồi đun Nhiệt độ giảm dần khi hơi di chuyển lên trên, khiến toluen ngưng tụ lại Cuối cùng, trên đỉnh tháp, hỗn hợp thu được có benzen chiếm ưu thế với nồng độ 85% theo số mol Hơi này sau đó được ngưng tụ hoàn toàn trong thiết bị ngưng tụ, một phần chất lỏng ngưng tụ được làm lạnh xuống 40°C và chuyển vào bồn chứa sản phẩm, trong khi phần còn lại được hoàn lưu về tháp qua đĩa trên cùng với tỷ số hoàn lưu tối ưu.
Trong quá trình chưng cất, một phần cấu tử có nhiệt độ sôi thấp sẽ bốc hơi, trong khi cấu tử có nhiệt độ sôi cao sẽ tăng dần trong chất lỏng Cuối cùng, ở đáy tháp, ta thu hồi được hỗn hợp lỏng chủ yếu là toluen, với nồng độ benzen khoảng 5% theo số mol Hỗn hợp lỏng này sau đó được đưa vào thiết bị trao đổi nhiệt, nơi một phần sẽ bốc hơi để cung cấp cho tháp, trong khi phần còn lại được làm nguội trước khi chuyển vào bồn chứa sản phẩm.
Hệ thống làm việc liên tục cho sản phẩm đỉnh là benzen, sản phẩm đáy là toluen.
CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG
Thông số đầu vào
Chọn loại tháp là tháp mâm xuyên lỗ.
Khi chưng luyện hỗn hợp benzen – toluen thì cấu tử dễ bay hơi là benzen.
Các thông số đầu vào:
− Năng suất nhập liệu GF = 15000 kg/h
− Nồng độ cấu tử trong nhập liệu (tính theo benzen) xF = 0,25 (kmol benzen/kmol hỗn hợp)
− Nồng độ cấu tử trong sản phẩm đỉnh (tính theo benzen) xD = 0,85 (kmol benzen/kmol hỗn hợp)
− Nồng độ cấu tử trong sản phẩm đáy (tính theo benzen) xW = 0,05 (kmol Benzen/ kmol hỗn hợp)
− Nhiệt độ nhập liệu tf = 30 o C
− Nhiệt độ sản phẩm đỉnh sau khi làm nguội: t’D = 40 o C
− Nhiệt độ cuối của sản phẩm đáy sau khi làm nguội: t’W = 40 o C
− Nhiệt độ dòng nước đi vào: t1 = 30 o C
− Nhiệt độ dòng nước đi ra: t2 = 40 o C
− Trạng thái nhập liệu là trạng thái lỏng sôi.
GF,: Lượng nguyên liệu đầu tính theo kg/h, kmol/h
GD, ,D: Lượng sản phẩm đỉnh tính theo kg/h, kmol/h
GW, W : Lượng sản phẩm đáy tính theo kg/h, kmol/h xF, xD, xW: nồng độ phần mol của cấu tử benzen trong pha lỏng ở hỗn hợp đầu, đỉnh và đáy.
, , : Phần khối lượng của benzen ở hỗn hợp đầu, đỉnh và đáy. yF, yD, yW: Phần mol của benzen trong pha hơi ở hỗn hợp đầu, đỉnh và đáy.
Cân bằng vật chất
3.2.1 Xác định suất lượng nhập liệu và sản phẩm đáy
Phương trình cân bằng vật liệu toàn tháp:
Bảo toàn đối với cấu tử dễ bay hơi (benzen):
Với xF = 0,25 (phần mol benzen)
Phần khối lượng dòng nhập liệu:
Khối lượng mol trung bình của dòng nhập liệu:
MF = MB.xF + MT (1 – xF) = 78.0.25 + 92 (1 – 0,25) = 88,5 (kg/kmol) Suất lượng mol nhập liệu:
Với xD = 0,85 (phần mol benzen)
Phần khối lượng dòng sản phẩm đỉnh:
Khối lượng mol trung bình của dòng sản phẩm đỉnh:
MD = xD.MB + (1 – xD).MT = 0,85 78 + (1 – 0,85) 92 = 80,1 (kg/kmol)
Với xW = 0,05 (phần mol benzen)
Phần khối lượng dòng sản phẩm đáy:
Khối lượng mol trung bình của dòng sản phẩm đáy:
MW = xW.MB + (1 – xW).MT = 0,05.78 + (1 – 0,05).92 = 91,3 (kg/kmol) Giải hệ phương trình (2.1), (2.2) ta có:
Tỉ lệ thu hồi benzen:
3.2.2 Xác định chỉ số hoàn lưu thích hợp
3.2.2.1 Đồ thị cân bằng Benzen – Toluen
3.2.2.2 Xác định chỉ số hồi lưu thích hợp
Chỉ số hoàn lưu tối thiểu là mức hoàn lưu cần thiết để đảm bảo năng suất và hiệu suất tối ưu cho thiết bị lý tưởng.
Chỉ số hoàn lưu thích hợp nằm giữa chỉ số hoàn lưu tối thiểu và hoàn lưu toàn phần Khi chỉ số hoàn lưu đạt mức tối thiểu Rmin, số mâm lý thuyết trở nên vô cực, dẫn đến chi phí cố định cũng vô cực, trong khi chi phí điều hành ở mức tối thiểu Khi chỉ số R tăng, số mâm giảm nhưng đường kính tháp, thiết bị ngưng tụ, nồi đun và công suất bơm lại tăng theo, làm cho chi phí cố định giảm rồi lại tăng đến vô cực Tổng chi phí điều hành và cố định đạt mức tối thiểu khi chỉ số hoàn lưu ở mức tối ưu, thường dao động từ 1,2 đến 2,5 lần Rmin.
Trong đó: là nồng độ cấu tử dễ bay hơi trong pha hơi cân bằng với nồng độ trong pha lỏng của xF của hỗn hợp ban đầu.
Chỉ số hoàn lưu làm việc:
0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 Đồ thị cân bằng lỏng hơi của hệ 2 cấu tử benzen - toluen x (%) y (%)
Hình 3.1: Đồ thị cân bằng pha của hệ benzen – toluen
Thường được xác định qua chỉ số hồi lưu tối thiểu
Trong đó: hệ số dư b = 1,2 ÷ 2,5 (công thức IX.25a, trang 158, [2]) Hay có thể tính theo R = 1,3Rmin + 0,3 = 1,3.2 + 0,3 = 2,9
Kiểm tra lại với công thức IX.25a ta được R = 1,45Rmin (thỏa điều kiện)
3.2.3 Phương trình đường làm việc
3.2.3.1 Phương trình đường làm việc đoạn cất
3.2.3.2 Phương trình đường làm việc đoạn chưng
3.2.4 Xác định số mâm lý thuyết và số mâm thực tế
3.2.4.1 Xác định số mâm lý thuyết
Từ đồ thị phân pha benzen – toluen ta tiến hành thực hiện các bước sau:
Bước 1: Vẽ đường cân bằng lỏng – hơi của hỗn hợp benzen – toluen đem chưng cất. Bước 2: Vẽ đường nhập liệu có phương trình x = xF = 0,25.
Bước 3: Vẽ đường làm việc y = 0,744x + 0,218 thông qua hai điểm D (0,85; 0,85) và tung độ gốc (0; 0,218) Hai điểm này giúp xác định rõ ràng đường làm việc của phần cất.
Bước 4: Vẽ đường làm việc của phần chưng qua hai điểm W (xw, yw) và giao điểm F giữa đường nhập liệu và đường làm việc của đoạn cất Nếu pha hơi rời nồi đun ở trạng thái cân bằng với dòng sản phẩm ở đáy, thì bậc thang cuối cùng sẽ biểu diễn nồi đun.
Bước 5: Vẽ các đường bậc thang giới hạn bởi 2 đường làm việc và đường cân bằng, đếm số bậc thang là số mâm lý thuyết của tháp chưng cất.
Từ đồ thị ta đếm được 10 mâm:
3.2.4.2 Xác định số mâm thực tế
Số mâm thực tế tính theo hiệu suất trung bình:
Đường cân bằng thể hiện mối quan hệ giữa phần mol benzen trong pha lỏng và pha hơi, với đường nhập liệu và đường chéo y=x đóng vai trò quan trọng trong quá trình chưng cất Đường làm việc phần cất và đường sản phẩm đỉnh cho thấy hiệu suất của quá trình, trong khi đường sản phẩm đáy xác định phần benzen còn lại trong pha lỏng Các yếu tố này đều ảnh hưởng đến hiệu quả chưng cất và cần được tối ưu hóa trong thiết kế hệ thống.
Hình 3.2: Đồ thị xác định số mâm lý thuyết (hệ benzen – toluen)
Số mâm lý thuyết ηtb là chỉ số phản ánh hiệu suất trung bình của đĩa, và nó phụ thuộc vào độ bay hơi tương đối và độ nhớt của hỗn hợp lỏng, được biểu diễn qua hàm số η = f (α, μ).
(công thức IX.60, trang 171, [2]) (2.3) Với ηD, ηF, ηW – lần lượt là hiệu suất ở đĩa trên cùng, hiệu suất ở đĩa nhập liệu và hiệu suất ở dưới cùng.
Xác định hiệu suất trung bình của tháp ηtb: Độ bay hơi tương đối của cấu tử dễ bay hơi:
(công thức IX.61, trang 171, [2]) Với: x: phân mol của benzen trong pha lỏng y*: phân mol của benzen trong pha hơi
: độ bay hơi tương đối của hỗn hợp μ: độ nhớt của hỗn hợp lỏng, N.s/m 2
Tại vị trí nhập liệu, nồng độ benzen và toluen được xác định với xF = 0,25 kmol/kmol và yF = 0,45 kmol/kmol Nhiệt độ tại điểm này là tF = 100,4 °C, dựa trên đồ thị cân bằng lỏng hơi và cân bằng pha của hệ benzen – toluen.
Theo bảng I.101, trang 91, và sau khi nội suy giá trị độ nhớt theo nhiệt độ tF = 100,4 o C, ta có kết quả độ nhớt của benzen là μB = 0,26 cP và độ nhớt của toluen là μT = 0,27 cP.
LogμF = xF.logμB + (1 – xF).logμT (công thức I.12, trang 84, [5])
Tra đồ thị IX.11, trang 171, [2], ta được ηF = 56,51%
Tại vị trí mâm đáy, nồng độ xW là 0,05 kmol/kmol và yW là 0,118 kmol/kmol, được xác định từ đồ thị cân bằng lỏng hơi của hệ benzen – toluen (Hình 3.1) Nhiệt độ tW tại đây là 108,3 oC, cũng được tra cứu từ đồ thị cân bằng lỏng hơi của hệ benzen – toluen (Hình 1.3).
Tra bảng I.101, trang 91, [5] và nội suy giá trị độ nhớt theo nhiệt độ tW = 108,3 o C, ta có: Độ nhớt benzen μB = 0,244 cP Độ nhớt toluen μT = 0,254 cP Độ nhớt sản phẩm đáy:
LogμF = xW.logμB + (1 – xW).logμT (công thức I.12, trang 84, [5]) LogμW = 0,05.log(0,244) + (1 – 0,05).log(0,254)
⇒ μW = 0,253 cP Độ bay hơi tương đối:
Tra đồ thị IX.11, trang 171, [2], ta được ηW = 56,92%
Tại vị trí mâm đỉnh, nồng độ benzen là xD = 0,85 kmol/kmol và nồng độ toluen là yD = 0,934 kmol/kmol Nhiệt độ tại điểm này được xác định là tD = 83,35 oC, dựa trên đồ thị cân bằng lỏng-hơi của hệ benzen – toluen.
Tra bảng I.101, trang 91, [5] và nội suy giá trị độ nhớt theo nhiệt độ tD = 83,35 o C, ta có: Độ nhớ benzen μB = 0,307 cP Độ nhớt toluen μT = 0,311 cP
LogμD = xD.logμB + (1 – xD).logμT (công thức I.12, trang 84, [5]) LogμD = 0,85.log(0,307) + (1 – 0,85).log(0,311)
⇒ μD = 0,308 cP Độ bay hơi tương đối:
Tra đồ thị IX.11, trang 171, [2], ta được ηD = 53,13%
Thay ηD, ηF, ηW vào công thức (2.3), ta được:
Hiệu suất trung bình của tháp:
Bảng 3.1: Kết quả tính toán cân bằng vật chất
Năng suất nguyên liệu (kg/h)
Phân tử lượng trung bình (kg/kmol)
R = 1,3Rmin + 0,3 = 2,9 ([2], công thức IX.25b, tr 159)
5 mâm phần cất (1 mâm nhập liệu ở vị trí số 5)
([2], IX.59, tr 170) logμhh = x1.logμB + x2.logμT ([5], công thức I.12, tr 84) ηF = 56,51% ηD = 53,13% ηW = 56,92%
Cân bằng năng lượng
Hình 3.3: Sơ đồ thiết bị chưng luyện:
1 – Đoạn chưng; 2 – Thiết bị đun nóng;
3 – Đoạn luyện; 4 – Bồn cao vị
5 – Thiết bị ngưng tụ hồi lưu;
6 – Thiết bị ngưng tụ làm lạnh;
7 – Bồn chứa sản phẩm đỉnh;
8 – Bồn chứa sản phẩm đáy;
3.3.1 Cân bằng nhiệt lượng của tháp chưng cất
Theo định luật bảo toàn năng lượng tổng lượng nhiệt mang vào tháp bằng tổng lượng nhiệt ra khỏi tháp:
QF + QD2 + QR = Qy +Qw +Qxq +Qng2 (công thức IX.156, trang 197, [2])
Nhiệt lượng do lượng lỏng hồi lưu mang vào QR:
QR = GR CR tR, J/h (công thức IX.158, trang 197, [2]) Trong đó:
GR - lượng lỏng hồi lưu: GR = GD Rx, kg/h
GD, Rx: lượng sản phẩm đỉnh và chỉ số hồi lưu
CR, tR: nhiệt dung riêng, J/kg.độ và nhiệt độ của chất lỏng hồi lưu, o C
Tại xD = 0,85 kmol/kmol ta có tD = 83,35 o C
Tại: tD = 83,35 o C, tra bảng I.153, trang 171, [5]:
Khối lượng mol trung bình dòng sản phẩm đỉnh :
MD = xD.MB + (1 – xD).MT = 0,85 78 + (1 – 0,85) 92 = 80,1 (kg/kmol)
Vậy nhiệt lượng do lượng lỏng hồi lưu mang vào QR:
QR = GR CR tR = 9842,71 2040,03 83,35 10 -3 = 1673619,96 (kJ/h)
Nhiệt lượng do hơi mang ra ở đỉnh tháp Qy:
Qy = GD.(1 + Rx).đ, J/h (công thức IX.159, trang 197, [2])
Ta có: GD = 42,3725 80,1 = 3394,04 kg/h và tD = 83,35 o C
Trong đó, đ – nhiệt lượng riêng của hơi ở đỉnh tháp, J/kg:
Tại: tD = 83,35 o C, tra bảng I.212, trang 254, [5], ta được: rB = 391,105 (kJ/kg) rT = 376,804 (kJ/kg)
Tại: tD = 83,35 o C, tra bảng I.153, trang 171, [5], ta được:
⇒ Qy = GD.(1 + Rx).đ = 3394,04 (1 + 2,9) 561,2 = 7428467,467 (kJ/kg)
Nhiệt lượng do sản phẩm đáy mang ra khỏi tháp Qw:
Qw = GW.Cw.tw, J/h (công thức IX.160, trang 197, [2]) Trong đó:
GW: lượng sản phẩm đáy tháp, kg/h
Cw: nhiệt dung riêng của sản phẩm đáy, J/kg.độ tw: nhiệt độ của sản phẩm đáy, o C
Ta có: tW = 108,3 o C xW = 0,05 (kmol/kmol)
Tại: tW = 108,3 o C, bảng I.153, trang 171, [5], ta được:
Khối lượng mol trung bình dòng sản phẩm đáy
MW = xW.MB + (1 – xW).MT = 0,05.78 + (1 – 0,05).92 = 91,3 (kg/kmol)
Nhiệt lượng do hơi đốt mang vào tháp QD2:
� 2: hàm nhiệt (nhiệt lượng riêng) của hơi đốt, J/kg ϴ2, C2: nhiệt độ ( o C), và nhiệt dung riêng của nước ngưng (J/kg.độ)
Chọn hơi đốt là hơi bão hòa: p = 2 at (bảng I.148, trang 314, [5]): tS = ϴ2 = 119,6 o C
Nội suy từ bảng I.212, trang 314, [5] tại p = 2 at: r2 = 2208 (kJ/kg)
Tra bảng I.148, trang 166, [5], ta được:
C2 = 0,506 (kcal/kg.độ) = 2,118 (kJ/kg.độ)
Nhiệt lượng do nước ngưng mang ra Qng2:
Qng2 = Gng2.C2.ϴ2 = D2 ϴ2 C2 (công thức IX.161, trang 198, [2])
Gng2: lượng nước ngưng tụ, kg/h
C2, ϴ2: nhiệt dung riêng, J/kg.độ và nhiệt độ của nước ngưng, o C
Ta lấy sản phẩm là hơi lỏng sôi (không lấy hơi lỏng nguội) nên Q ng2 = 0
Nhiệt lượng tổn thất ra môi trường xung quanh Qxq2 lấy bằng 5% nhiệt tiêu tốn ở đáy tháp:
⇒ Qxq2 = 0,05D2r2, (J/h) (công thức IX.162, trang 198, [2])
Nhiệt lượng do hỗn hợp đầu mang vào tháp QF:
QF = GF.CF.tF, J/h (công thức IX.152, trang 196, [2]) Trong đó:
CF: nhiệt dung riêng của hỗn hợp khi đi ra, J/kg.độ tF: nhiệt độ hỗn hợp khi ra khỏi thiết bị đun nóng, o C
GF: lượng hỗn hợp đầu, kg/h
Ta có: GF = 15000 kg/h tF = 100,4 o C
Tại: tF = 100,4 o C, tra bảng I.153, trang 171, [5], ta được:
Nhiệt lượng do hơi đốt mang vào tháp:
Vậy lượng hơi đốt cần thiết để đun sôi dung dịch ở đáy tháp là:
Bảng 3.2: Kết quả tính toán cân bằng nhiệt lượng của tháp chưng cất
Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp cho tháp đạt 5531431,934 kJ/h, theo công thức IX.156 Để đun sôi dung dịch ở đáy tháp, cần một lượng hơi đốt cụ thể, được tính theo công thức IX.157.
Trong đó r2 (kJ/kg) 2208 Ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt ϴ2 ( o C) 119,6 Nhiệt độ hơi đốt
C2 (kJ/kg.độ) 2,118 Nhiệt dung riêng của nước ngưng
Nhiệt lượng do hơi mang ra ở đỉnh tháp:
Qy = GD.(1 + Rx).đ = 7428467,467 (kJ/kg) ([2], công thức IX.159, trang 197) tD ( o C) 83,35 Nhiệt độ sản phẩm đỉnh
GD (kg/h) 3394,04 Lượng sản phẩm đỉnh
Rx 2,9 Chỉ số hoàn lưu
B (kJ/kg) 564,909 Nhiệt lượng riêng của hơi benzen
T (kJ/kg) 543,09 Nhiệt lượng riêng của hơi toluen
đ (kJ/kg) 561,2 Nhiệt lượng riêng của hỗn hợp hơi
Nhiệt lượng do sản phẩm đáy mang ra khỏi tháp:
Qw = GW.Cw.tw = 2635806,03 (kJ/h) ([2], công thức IX.160, trang 197) tw ( o C) 108,3 Nhiệt độ của sản phẩm đáy
CB (J/kg.độ) 2144,9 Nhiệt dung riêng của benzen
CT (J/kg.độ) 2094,9 Nhiệt dung riêng của toluen
Cw (J/kg.độ) 2097,5 Nhiệt dung riêng của sản phẩm đáy
GW (kg/h) 11605,83 Lượng sản phẩm đáy
Nhiệt lượng do hỗn hợp đầu mang vào tháp:
QF = GF.CF.tF = 3135793,2 (kJ/h) ([2], công thức IX.152, trang 196) tF ( o C) 100,4 Nhiệt độ của hỗn hợp khi ra khỏi thiết bị đun nóng
CB (J/kg.độ) 2121,2 Nhiệt dung riêng của benzen
CT (J/kg.độ) 2071,2 Nhiệt dung riêng của toluen
CF (J/kg.độ) 2082,2 Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khi đi ra khỏi thiết bị đun nóng
GF (kg/h) 15000 Lượng hỗn hợp đầu
Nhiệt lượng do lượng lỏng hồi lưu mang vào:
QR = GR CR tR = 1673619,96 (kJ/h) ([2], công thức IX.158, trang 197) tR ( o C) 83,35 Nhiệt độ của chất lỏng hồi lưu
CB (J/kg.độ) 2049,24 Nhiệt dung riêng của benzen
CT (J/kg.độ) 1995,075 Nhiệt dung riêng của toluen
CR (J/kg.độ) 2040,03 Nhiệt dung riêng của chất lỏng hồi lưu
GR (kg/h) 9842,71 Lượng lỏng hồi lưu
Nhiệt lượng tổn thất ra môi trường xung quanh (kJ/h):
3.3.2 Cân bằng năng lượng các thiết bị truyền nhiệt
3.3.2.1 Cân bằng nhiệt lượng của thiết bị ngưng tụ
Chọn ngưng tụ hoàn toàn thì:
Qngt = GD.(Rx + 1).rD = Gn.Cn.(t2 – t1) (trang 198, [2]) Rút ra lượng nước lạnh tiêu tốn Gn:
Nhiệt lượng thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh:
C: Nhiệt dung riêng của nước làm lạnh, J/kg.độ
Chọn nhiệt độ vào của nước lạnh là: t1 = 30 o C
Chọn nhiệt độ ra của nước lạnh là: t2 = 40 o C
Nhiệt dung riêng của nước làm lạnh ở nhiệt độ trung bình:
Tra bảng I.149, trang 168, [5] tại p = 2 at, ta được:
Cn = 0,998 (kcal/kg.độ) = 4,178 (kJ/kg.độ)
Nhiệt lượng thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh:
Qngt = GD.(Rx + 1).rD = 3394,04 (2,9 + 1) 388,586 = 5143618,107 (kJ/h)Lượng nước lạnh cần tiêu tốn:
Bảng 3.3: Kết quả tính toán cân bằng nhiệt lượng của thiết bị ngưng tụ
Nhiệt lượng thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh (kJ/h) Qngt = GD.(Rx + 1).rD 5143618,107 Lượng nước lạnh cần tiêu tốn
(kg/h) ([2], công thức IX.165, trang 198) 123111,97
Trong đó t1 ( o C) 30 Nhiệt độ vào của nước t2 ( o C) 40 Nhiệt độ ra của nước
Rx 2,9 Chỉ số hoàn lưu
Trong bài viết này, chúng tôi trình bày các thông số quan trọng liên quan đến sản phẩm đỉnh trong quy trình công nghiệp Lượng sản phẩm đỉnh đạt 3394,04 kg/h, với ẩn nhiệt ngưng tụ của benzen là 376,8 kJ/kg, của toluen là 388,586 kJ/kg và của sản phẩm đỉnh là 391,105 kJ/kg Những thông số này rất quan trọng để đánh giá hiệu suất và tính hiệu quả của quy trình sản xuất.
Cn (kJ/kg.độ) 4,178 Nhiệt dung riêng của nước ở 35 o C
3.3.2.2 Cân bằng nhiệt lượng của thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh
Vì dòng sản phẩm đỉnh đã ngưng tụ hoàn toàn trong thiết bị ngưng tụ nên ta có công thức:
QD = GD.CD.(t’1 – t’2) = Gn4 Cn (t4 – t3)
QD: Nhiệt lượng làm nguội sản phẩm đỉnh (kJ/h)
CD: nhiệt dung riêng của sản phẩm đỉnh đã ngưng tụ, J/kg.độ t’1, t’2: nhiệt độ đầu và cuối của sản phẩm đỉnh đã ngưng tụ, o C
Gn4 : lượng nước làm lạnh, kg/h
Nhiệt độ sản phẩm đỉnh tại thiết bị làm nguội được xác định bằng nhiệt độ sản phẩm đỉnh ra khỏi thiết bị ngưng tụ, cụ thể là t’1 = tD = 83,35 °C.
Chọn nhiệt độ ra của sản phẩm đỉnh ra khỏi thiết bị làm lạnh là: t’2 = 40 o C
Nhiệt dung riêng của dòng nóng ở nhiệt độ trung bình:
Chọn nhiệt độ vào của nước lạnh là t3 = 30 o C
Chọn nhiệt độ ra của nước lạnh là t4 = 40 o C
Nhiệt độ trung bình của nước làm lạnh:
Tại: ttb = 35 o C, tra bảng I.149, trang 168, [5], tại p = 2 at, ta được:
Cn = 0,998 (kcal/kg.độ) = 4,178 (kJ/kg.độ)
Nhiệt lượng làm nguội sản phẩm đỉnh:
QD = GD.CD.(t1’ – t2’) = 3349,04 1933,3347.10 –3 (83,35 – 40) = 284518,4 (kI/h) Vậy lượng nước làm lạnh cần dùng là:
Bảng 3.4: Kết quả tính toán cân bằng nhiệt lượng của thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh
Nhiệt lượng làm nguội sản phẩm đỉnh (kJ/h)
QD = GD.cD.(t’1 – t’2) ([2], công thức IX.167, trang 198) 284518,4
Lượng nước lạnh cần dùng
Nhiệt độ sản phẩm đỉnh khi vào thiết bị làm nguội đạt 83,35°C, trong khi nhiệt độ ra của sản phẩm là 40°C Nước vào thiết bị có nhiệt độ 30°C và nhiệt độ ra của nước là 40°C.
CB (J/kg.độ) 1938,79 Nhiệt dung riêng của benzen ở 61,675 o C
CT (J/kg.độ) 1906,7 Nhiệt dung riêng của toluen ở 61,675 o C
CD (J/kg.độ) 1933,3347 Nhiệt dung riêng của sản phẩm đỉnh đã ngưng tụ ở 61,675 o C
Cn (kJ/kg.độ) 4,178 Nhiệt dung riêng của nước ở 35 o C
3.3.2.3 Cân bằng nhiệt lượng của thiết bị đun sôi dòng nhập liệu
QD1 + Qf = QF + Qxq1 + Qng1 (công thức IX.149, trang 196, [2])
Nhiệt lượng do nước ngưng mang ra Qng1:
Qng1 = Gng1.C1.ϴ1 = D1.C1 ϴ1 (công thức IX.153, trang 197, [2]) Trong đó: Gng1: lượng nước ngưng, bằng lượng hơi đốt, kg/h
Nhiệt lượng do hơi đốt mang vào QD1:
D1: lượng hơi đốt, kg/h r1: ẩn nhiệt hóa hơi, J/Kg
1 : hàm nhiệt (nhiệt lượng riêng) của hơi đốt, J/kg Ө: nhiệt độ nước ngưng, o C
Qf = GF.Cf.tf, J/h (công thức IX.151, trang 196, [2]) Trong đó:
GF: lượng hỗn hợp đầu, kg/h tf : nhiệt độ đầu của hỗn hợp, o C
Cf: nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu, J/kg.độ
Nhiệt lượng do hỗn hợp đầu mang ra QF:
QF = GF.CF.tF, J/h (công thức IX.152, trang 196, [2]) Trong đó:
CF: nhiệt dung riêng của hỗn hợp khi đi ra, J/kg.độ tF: nhiệt độ hỗn hợp khi ra khỏi thiết bị gia nhiệt nhập liệu, o C
Nhiệt lượng mất ra môi trường xung quanh lấy bằng 5% nhiệt tiêu tốn Qxq1:
Tại: tf = 30 o C, tra bảng I.153, trang 171, [5], ta được:
Tại: tF = 100,4 o C, tra bảng I.153, trang 171, [5], ta được:
Vậy lượng hơi đốt (lượng hơi nước) cần thiết để đun nóng dung dịch đầu đến nhiệt độ sôi là:
Chọn hơi đốt là hơi nước bão hòa: p = 2 at, bảng I.251, trang 314, [5]: tS = ϴn1 = 119,6 o C
Dùng phương pháp nội suy từ bảng I.212, trang 314, [5], ta được: r1 = 2208 (kJ/kg)
Tra bảng I.148, trang 166, [5], ta được:
C1 = 0,506 (kcal/kg.độ) = 2,118 (kJ/kg.độ)
Lượng hơi đốt cần thiết để đun nóng dung dịch đầu đến nhiệt độ sôi:
Nhiệt lượng do hơi đốt mang vào:
Bảng 3.5: Kết quả tính toán cân bằng nhiệt lượng đun sôi dòng nhập liệu
Nhiệt lượng do hơi đốt mang vào (kJ/h)
QD1 = D1. 1 = D1 (r1 + Ө1.C1) ([2], công thức IX.150, trang 196) 2750221,7
Lượng hơi đốt cần thiết để đun nóng dung dịch đầu đến nhiệt độ sôi là 1117,38 kg/h Nhiệt độ đầu vào của hỗn hợp là 119,6 °C, trong khi nhiệt độ của nước ngưng là 100,4 °C Sau khi qua thiết bị gia nhiệt, nhiệt độ của hỗn hợp đạt 30 °C.
GF (kg/h) 15000 Lượng hỗn hợp đầu r1 (kJ/kg) 2208 Ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt ở 119,6 o C
CB (J/kg.độ) 1777,5 Nhiệt dung riêng của benzen ở 30 o C
CT (J/kg.độ) 1755 Nhiệt dung riêng của toluen ở 30 o C
Cf (J/kg.độ) 1759,95 Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu ở 30 o C
CB (J/kg.độ) 2121,2 Nhiệt dung riêng của benzen ở 100,4 o C
CT (J/kg.độ) 2071,2 Nhiệt dung riêng của toluen ở 100,4 o C
CF (J/kg.độ) 2082,2 Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khi đi ra ở 100,4 o C
C1 (kJ/kg.độ) 2,118 Nhiệt dung riêng của hơi đốt ở 119,6 o C
3.3.2.4 Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đáy
QW = Gw.Cw.(tw – t’w) = Gn1.Cn.(t2 – t1)
Trong đó: tw: Nhiệt độ của sản phẩm đáy, 0 C t’w: Nhiệt độ cuối của sản phẩm đáy sau khi làm nguội, o C
Gn1: lượng nước làm lạnh, kg/h t1, t2: nhiệt độ vào và ra của nước làm lạnh, o C
Cw: Nhiệt dung riêng của sản phẩm đáy đã ngưng tụ, (J/kg.độ)
Nhiệt độ sản phẩm ở đáy thiết bị làm nguội được xác định bằng nhiệt độ sản phẩm ở đáy ra khỏi thiết bị đun sôi đáy tháp, với giá trị đã chọn là: tw = 108,3 °C.
Chọn nhiệt độ cuối của sản phẩm đáy sau khi làm nguội: t’w = 40 o C
Chọn nhiệt độ vào của nước lạnh là: t1 = 30 o C
Chọn nhiệt độ ra của nước lạnh là: t2 = 40 o C
Nhiệt độ trung bình của nước làm lạnh:
Tại: ttb = 35 o C, tra bảng I.149, trang 168, [5] tại p = 2 at:
Cn = 0,998 (kcal/kg.độ) = 4,178 (kJ/kg.độ)
Nhiệt độ của dòng nóng ở nhiệt độ trung bình:
Tại: t’tb = 74,15 o C tra bảng I.153, trang 171, [5], ta được:
Nhiệt lượng thiết bị làm nguội sản phẩm đáy:
QW = Gw.Cw.(tw – t’w) = 11605,83 1958,65.10 –3 (108,3 – 40) = 1552579,135 (kJ/h)
Vậy lượng nước lạnh tiêu tốn Gn1:
Bảng 3.6: Kết quả tính toán cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đáy
Nhiệt lượng thiết bị làm nguội sản phẩm đáy (kJ/h)
QW = Gw.Cw.(tw – t’w) ([2], công thức IX.167, trang 198) 1552579,135
Lượng nước lạnh tiêu tốn (kg/h) 37160,82
Nhiệt độ sản phẩm đáy tại thời điểm ban đầu là 108,3°C, trong khi nhiệt độ cuối của sản phẩm đáy sau khi làm nguội đạt 40°C Nhiệt độ nước vào là 30°C và nhiệt độ nước ra là 40°C.
GW (kg/h) 11605,83 Lượng sản phẩm đáy tháp
CB (J/kg) 2004,3 Nhiệt dung riêng của benzen ở 74,15 o C
CT (J/kg) 1956,6 Nhiệt dung riêng của toluen ở 74,15 o C
Cw (J/kg) 1958,65 Nhiệt dung riêng của sản phẩm đáy ở 74,15 o C
Cn (kJ/kg.độ) 4,178 Nhiệt dung riêng của nước ở 35 o C
TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH
Đường kính tháp chưng cất
(công thức IX.89, IX.90, trang 181, [2])
Trong đó: ωtb : tốc độ hơi trung bình đi trong tháp (m/s).
Vtb : lượng hơi trung bình đi trong tháp (m 3 /h). gtb : lượng hơi trung bình đi trong tháp (kg/h).
(ρyωy)tb: tốc độ hơi trung bình đi trong tháp (kg/m 2 s).
Lượng hơi trung bình trong đoạn chưng và đoạn cất có sự khác biệt, dẫn đến đường kính của hai đoạn này cũng không giống nhau Do lượng hơi và lượng lỏng thay đổi theo chiều cao của tháp và khác nhau ở mỗi đoạn, cần thiết phải tính toán lượng hơi trung bình riêng cho từng đoạn.
4.1.1.1 Lượng hơi trung bình đi trong tháp
(công thức IX.91, trang 181, [2]) gd : lượng hơi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp (kg/h). g1 : lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của đoạn cất (kg/h).
Lượng hơi ra khỏi đỉnh tháp: gd = GD.(R+1) = 3394,04 (2,9 + 1) = 13236,756 (kg/h)
Ta có hệ phương trình cân bằng vật liệu và cân bằng nhiệt lượng sau:
Trong quá trình cất, lượng lỏng ở đĩa thứ nhất được ký hiệu là G1 (kg/h), trong khi ẩn nhiệt hoá hơi của hỗn hợp hơi vào đĩa thứ nhất là r1 (kJ/kg) Đối với hỗn hợp hơi thoát ra ở đỉnh tháp, ẩn nhiệt hoá hơi được ký hiệu là rd (kJ/kg).
Suy ra : r1 = rB1.y1 + (1-y1).rT1 = 368,19 + 10,39.y1 (kJ/kg)
Với nhiệt độ tD = 83,35 °C, theo bảng I.212, trang 254, ta tiến hành nội suy để xác định giá trị ẩn nhiệt hóa hơi Kết quả thu được là ẩn nhiệt hóa hơi của benzen là rBd = 93,414 (kcal/kg) tương đương 391,105 (kJ/kg) và ẩn nhiệt hóa hơi của toluen là rTd = 89,998 (kcal/kg) tương đương 376,8 (kJ/kg).
Suy ra : rd = rBd.+ (1-).rTd = 391,105 0,923 + (1 – 0,923) 376,8 = 390 (kJ/kg)
Thay số vào hệ phương trình (4.1), ta được
4.1.1.2 Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp
Tốc độ giới hạn của hơi đi trong tháp với mâm xuyên lỗ có ống chảy chuyền:
xtb : khối lượng riêng trung bình của pha lỏng (kg/m 3 ).
ytb : khối lượng riêng trung bình của pha hơi (kg/m 3 ). ωgh: tốc độ giới hạn trên (m/s)
Nồng độ phần mol trung bình hơi (phương trình đường làm việc đoạn cất)
Dựa vào đồ thị T-xy suy ra nhiệt độ trung bình hơi đoạn cất ttb = 95 o C
Trong bài viết này, chúng ta sẽ xem xét các khái niệm quan trọng liên quan đến khối lượng riêng của các chất lỏng Đầu tiên, ρxtb đại diện cho khối lượng riêng trung bình của pha lỏng, được đo bằng kg/m³ Tiếp theo, ρbenzen là khối lượng riêng trung bình của benzene, được xác định theo nhiệt độ trung bình, cũng được tính bằng kg/m³ Cuối cùng, ρtoluen tương tự, nhưng áp dụng cho toluen Ngoài ra, phần khối lượng trung bình của benzene trong pha lỏng cũng sẽ được đề cập.
Tại: ttb = 90,75, tra bảng I.2, trang 9, [5], ta được:
Khối lượng riêng của benzen: benzen = 803,175 (kg/m 3 )
Khối lượng riêng của toluen: toluen = 797,25 (kg/m 3 )
Suy ra : Để tránh tạo bọt ta chọn tốc độ hơi trung bình đi trong tháp khoảng 80 – 90% (IX.111, trang 186, [2]):
Vậy đường kính đoạn cất :
4.1.2.1 Lượng hơi trung bình đi trong tháp
Trong đó: g’n : lượng hơi ra khỏi đoạn chưng (kg/h). g’1 : lượng hơi đi vào đoạn chưng (kg/h).
Vì lượng hơi bốc lên từ đĩa trên cùng của đoạn chưng bằng lượng hơi đi vào đĩa thứ nhất đoạn cất nên: (kg/h)
Ta có hệ phương trình cân bằng vật liệu và cân bằng nhiệt lượng sau:
G’1: lượng lỏng ở đĩa thứ nhất của đoạn chưng (kg/h) r’1: ẩn nhiệt hoá hơi của hỗn hợp hơi đi vào đĩa thứ nhất của đoạn chưng (kJ/kg)
Từ , ta có: (Tra đồ thị cân bằng lỏng hơi của hệ benzen – toluen, Hình 3.2)
Tính r1 : r1 = rB1.y1 + (1-y1).rT1 = 368,19 + 10,39.y1 = 368,19 + 10,39.0,37 = 372,03 (kJ/kg)
Mw = MB.xw + (1 – xw).MT = 78 0,05 + (1 – 0,05).92 = 91,3 (kg/kmol)
Thay số vào hệ phương trình (4.2), ta được:
4.1.2.2 Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp
Tốc độ giới hạn của hơi đi trong tháp với mâm xuyên lỗ có ống chảy chuyền:
'xtb: khối lượng riêng trung bình của pha lỏng (kg/m 3 )
' ytb : khối lượng riêng trung bình của pha hơi (kg/m 3 ) ω'gh: tốc độ giới hạn trên (m/s)
Nồng độ phần mol trung bình hơi (phương trình đường làm việc đoạn chưng)
Dựa vào đồ thị T-xy suy ra nhiệt độ trung bình hơi đoạn cất t’tb = 105,78 o C
Tại: t’tb = 104,15 o C, tra bảng I.2, trang 9, [5], ta được:
Khối lượng riêng của benzen: ’ B = 788,02 (kg/m 3 )
Khối lượng riêng của toluen: ’ T = 783,435 (kg/m 3 ) Để tránh tạo bọt ta chọn tốc độ hơi trung bình đi trong tháp khoảng 80 – 90% (IX.111,trang 186, [2]):
Vậy đường kính đoạn chưng:
Kết luận : hai đường kính đoạn cất và đoạn chưng không chênh lệch nhau quá lớn nên ta chọn đường kính của toàn tháp là : Dt = 1,6 (m).
Khi đó tốc độ làm việc thực ở :
Chiều cao tháp
Nt: số đĩa thực tế
: bề dày của mâm (m) m = 0,8 1 (m) khoảng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiết bị
Hđ: khoảng cách giữa 2 mâm
Tra bảng IX.5, trang 170, [2], chọn Hđ = 0,6 (m) và = 0,006 (m)
Vậy chiều cao thân tháp chưng cất:
Chiều cao đáy (nắp) thiết bị
Dựa vào Dt = 1,6 m tra bảng XIII.10, trang 382, [2]
Vậy chiều cao đáy (nắp): Hđáy(nắp) = ht + hgờ = 0,4 + 0,025 = 0,425 (m)
Kết luận chiều cao toàn thiết bị là: H = 2.Hnắp + Hthân = 2 0,425 + 11,71 = 12,56 (m)
Trở lực tháp
4.3.1 Cấu tạo mâm xuyên lỗ
Chọn tháp mâm xuyên lỗ có ống chảy truyền:
− Đường kính lỗ dl = 3 (mm) = 0,003 (m)
− Bề dày mâm bằng 6 mm
− Mâm được làm bằng thép không gỉ
Gọi a là số hình lục giác Áp dụng công thức V.139, trang 48, [2], ta có
Số lỗ trên đường chéo: b = 2a – 1 = 2 88 – 1 = 175 lỗ
4.3.2 Trở lực của đĩa khô
Trong bài viết này, chúng ta xem xét các yếu tố liên quan đến tốc độ hơi qua lỗ (ω') và khối lượng riêng trung bình của pha khí (ρH) Hệ số trở lực (ξ) được xác định dựa trên tiết diện tự do của lỗ, cụ thể là ξ = 1,82 khi tiết diện lỗ chiếm 7-10% diện tích chung, và ξ = 1,45 khi tiết diện lỗ chiếm 15-20% diện tích chung Đặc biệt, đối với đĩa có tiết diện lỗ bằng 8% diện tích mâm, hệ số trở lực ξ cũng được xác định là 1,82.
Hình 4.1: Mâm có lỗ bố trí theo hình lục giác đều
4.3.3 Trở lực do sức căng bề mặt
Vì đĩa có đường kính lỗ > 1mm
⇒ Áp dụng công thức IX.142, trang 194, [2]:
Tại nhiệt độ trung bình của pha lỏng trong phần chưng T4,15 o C, tra bảng I.242, trang
Sức căng bề mặt của benzen σBenzen = 0,0183 (N/m)
Sức căng bề mặt của toluen σToluen = 0,019 (N/m) Áp dụng công thức I.76, trang 299, [5], ta được:
Tại nhiệt độ trung bình của pha lỏng trong phần cất T = 90,75 o C, tra bảng I.242, trang
Sức căng bề mặt của benzen σBenzen = 0,01995 (N/m)
Sức căng bề mặt của toluen σToluen = 0,0204 (N/m) Áp dụng công thức I.76, trang 299, [5], ta được:
4.3.4 Trở lực thủy tĩnh do chất lỏng trên đĩa tạo ra
∆Pb = 1,3hbKρLg (N/m 2 ) (công thức trang 285, [4]) Với: hb: chiều cao ống chảy chuyền nhô lên trên đĩa (m)
: khối lượng riêng chất lỏng g: gia tốc trọng trường (9.81 m/s 2 )
Lgờ: chiều dài của gờ chảy tràn (m)
Tính chiều dài gờ chảy tràn
Ta có: Squạt - S∆ = Sbán nguyệt
Khối lượng mol trung bình của pha lỏng trong phần cất
M = xtb 78 + (1 – xtb) 92 = 0,55 78 + (1 – 0,55) 92 = 84,3 (kg/kmol) Suất lượng thể tích của pha lỏng trong phần cất
Nên ∆PbL = 1,3.(hgờ + ∆hlL).K.ρxtb.g = 1,3.(0,025 + 0,022).0,5.800,25.9,81
Hình 4.2: Chiều dài gờ chảy tràn
Khối lượng mol trung bình của pha lỏng trong phần chưng
Suất lượng thể tích của pha lỏng trong phần chưng
Nên ∆PbC = 1,3.(hgờ + ∆hlC).K.ρ’xtb.g = 1,3.(0,025 + 0,05).0,5.784,03.9,81
4.3.5 Tổng trở lực thủy lực của tháp
Tổng trở lực của 1 mâm trong phần cất
Tổng trở lực của 1 mâm trong phần chưng
Tổng trở lực thủy lực của tháp
Với nttL: Số mâm cất thực tế nllC: Số mâm chưng thực tế
4.3.6 Kiểm tra hoạt động của mâm
Kiểm tra lại khoảng cách mâm ∆h = 0,6m đảm bảo cho điều kiện hoạt động bình thường của tháp:
Với các mâm trong phần chưng trở lực thủy lực qua 1 mâm lớn hơn trở lực thủy lực của mâm trong phần cất, nên:
Vậy : Các lỗ trên mâm đều hoạt động.
4.3.8 Kiểm tra ngập lụt khi tháp hoạt động
Khoảng cách giữa 2 mâm: ∆h = 600 (mm)
Chiều cao mực chất lỏng trong ống chảy chuyền của mâm xuyên lỗ được xác định bằng công thức hd = hgờ + ∆h1 + ∆P + hd’ (mm.chất lỏng), trong đó cần bỏ qua sự tạo bọt trong quá trình chảy.
− hgờ: chiều cao gờ chảy tràn (mm).
− ∆h1: chiều cao lớp chất lỏng trên gờ chảy tràn (mm).
− ∆P: tổng trở lực của 1 mâm (mm.chất lỏng).
− hd’: tổn thất thủy lực do dòng chảy từ ống chảy chuyền vào mâm, được xác định theo biểu thức (5.10), trang 115, [3]:
− QL: lưu lượng của chất lỏng (m 3 /h).
− Sd: tiết diện giữa ống chảy chuyền và mâm. Để tháp không bị ngập lụt khi hoạt động thì: hd < ∆h = 300 (mm)
Vậy: Khi hoạt động thì mâm ở phần cất sẽ không bị ngập lụt.
Vậy: Khi hoạt động thì mâm ở phần chưng sẽ không bị ngập lụt.
Kết luận: Khi hoạt động tháp sẽ không bị ngập lụt.
4.3.9 Kiểm tra tính rò rỉ qua lỗ mâm
Giả sử lưu lượng dòng lỏng nhỏ nhất trên mâm bằng 70% lưu lượng dòng lỏng qua mâm:
Chiều cao nhỏ nhất của phần lỏng trên gờ chảy tràn (trang 285, [4]):
Khi lưu lượng nhỏ nhất: howmin + hgờ = 39,98 + 25 = 64,38 (mm)
Từ hình 7.45, trang 112, [6], với howmin + hgờ = 64,38 (mm) ta xác định điểm rò rỉ lỏng là
Tốc độ nhỏ nhất của dòng hơi đi trong lỗ mâm (giới hạn rò rỉ) được tính theo công thức 7,87a, trang 113, [6] là:
Vậy tốc độ hơi qua lỗ lớn hơn so với giới hạn rò rỉ, lỗ mâm hoạt động bình thường.
Bảng 4.1: Tóm tắt một số các đại lượng trong tính toán thiết bị chính
STT Ký hiệu Ý nghĩa Giá trị Thứ nguyên
1 ρxtb khối lượng riêng trung bình của pha lỏng ở đoạn cất 800,25 (kg/m 3 )
2 ρytb khối lượng riêng trung bình của pha hơi ở đoạn cất 2,75 (kg/m 3 )
3 ρ’xtb khối lượng riêng trung bình của pha lỏng ở đoạn chưng 784,03 (kg/m 3 )
4 ρ’ytb khối lượng riêng trung bình của pha hơi ở đoạn chưng 2,858 (kg/m 3 )
5 Dt Đường kính trong thân tháp 1,6 m
6 ωcất Tốc độ làm việc ở phần cất 0,68 m/s
7 ωchưng Tốc độ làm việc ở phần chưng 0,677 m/s
8 Hgờ Chiều cao gờ chảy tràn 25 mm
10 H + Hđáy(nắp) Chiều cao toàn thiết bị 12,56 m
11 N Số lỗ trên mâm 22756 lỗ
Tổng trở lực thủy lực của tháp ở phần cất 3877,92 N/m 2
Tổng trở lực thủy lực của tháp ở phần chưng 5131,584 N/m 2
14 ∆P Tổng trở lực thủy lực của tháp 9014,76 N/m 2
Tính toán cơ khí của tháp
Tháp chưng cất được thiết kế với thân hình trụ bằng phương pháp hàn hồ quang điện, sử dụng kiểu hàn giáp nối 2 phía để hoạt động ở áp suất thường Các mối ghép bích được sử dụng để ghép nối thân tháp, đảm bảo tính chắc chắn và an toàn Để nâng cao chất lượng sản phẩm, thiết bị thân tháp được chọn là thép không gỉ mã.
Tháp làm việc ở áp suất khí quyển, nên ta chọn áp suất tính toán:
Với Pcl: áp suất thủy tĩnh do chất lỏng ở đáy (N/mm 2 )
Chọn áp suất tính toán sao cho tháp hoạt động ở điều kiện nguy hiểm nhất mà vẫn an toàn nên:
Với ρlL = ρxtb; ρlC = ρ’xtb
Chọn nhiệt độ tính toán: ttt = tđáy = 108,3 o C
Hình 1.2, trang 16, [7], ứng suất tiêu chuẩn đối với thép X18H10T:
Vì thiết bị không bọc lớp cách nhiệt: η = 1,0
Vậy: ứng suất cho phép: [σ] = η [σ]* = 142 (N/mm 2 )
Xác định bề dày thân chịu áp suất trong
Ta chọn phương pháp chế tạo thân là phương pháp hàn hồ quang điện, kiểu hàn giáp nối 2 phía nên hệ số bền mối hàn: h = 0,9 (Bảng XIII.8, trang 362, [2])
Vậy bề dày tối thiểu của thân được xác định theo công thức:
Vậy bề dày thực của thân thiết bị: S = S’ + C, (mm)
Trong đó: C là hệ số bổ sung bề dày: C = Ca + Cb + Cc + Co
Cc: hệ số bổ sung do sai lệch khi chế tạo, Cc = 0.
Co: hệ số bổ sung qui tròn, hệ số quy tròn kích thước bằng Co = 5%.S’ = 0,033 (mm). Suy ra: C = 2 + 0 + 0 + 0,033 = 2,033 (mm)
Quy tròn theo chuẩn S = 6 mm (Bảng XIII.9, trang 364, [2])
Kiểm tra công thức tính toán với S t = 6 (mm):
(công thức 5.10, trang 97, tài liệu tham khảo [7])
Kiểm tra áp suất tính toán cho phép: (công thức 5.11, trang 97, [7])
Kết luận: Bề dày thực của thân là St = 6 mm.
4.4.2 Bề dày đáy và nắp thiết bị Đáy và nắp cũng là một bộ phận quan trọng thường được chế tạo cùng loại vật liệu với thân thiết bị Sử dụng thép không gỉ X18H10T Chọn loại đáy, nắp hình ellipise có gờ chịu áp suất trong
Nhận thấy: công thức tính toán bề dày thân, đáy và nắp chịu áp suất trong là như nhau.
Chúng ta nên chọn bề dày của đáy và nắp là Sđ = Sn = 6 mm, theo thông tin từ bảng XIII.25, trang 405, [2] Dựa trên bảng XIII.10, trang 382, [2], chúng ta có các kích thước tiêu chuẩn cho đáy và nắp ellipse có gờ.
− Đường kính trong: Dt = 1600 (mm)
− Chiều cao gờ: hgờ = h = 25 (mm)
− Diện tích mặt trong đáy: Sđáy = 2,9 (m 2 )
Bề dày thành đáy (nắp) cần thỏa mãn điều kiện sau:
Kiểm tra ứng suất cho phép:
Hình 4.3: Đáy và nắp ellipise có gờ
Kết luận : Kích thước của đáy và nắp:
− Đường kính trong: Dt = 1600 (mm)
− Chiều cao gờ: hgờ = 25 (mm)
− Diện tích bề mặt trong: Sđáy = 2,9 (m 2 )
− Áp suất đỉnh: Pđỉnh = 1 at
− Áp suất đáy: Pđáy = 1,05 + 1 = 2,05 at
Các thông số cần tra và chọn phục vụ cho quá trình tính toán:
Nhiệt độ tính toán: t = tw = 108,3 o C Áp suất tính toán: P = Pthủy tĩnh + Pgờ
Chọn bề dày gờ chảy tràn là 6mm.
Thể tích của gờ chảy tràn: V = Lgờ.hgờ.0,006
Tra bảng XII.7, trang 313, [2], ta được:
Khối lượng riêng của thép X18H10T là: ρX18H10T = 7900 (kg/m 3 )
Khối lượng gờ chảy tràn: m = V ρX18H10T = 1,743.10 -4 7900 = 1,38 (kg) Áp suất do gờ chảy tràn tác dụng lên mâm tròn:
Khối lượng riêng của chất lỏng tại đáy tháp:
Ta có: , tw = 108,3 o C, tra bảng I.2, trang 10, [5], ta được:
Khối lượng riêng của benzen: ρB = 783,04 (kg/m 3 )
Khối lượng riêng của toluen: ρT = 778,87 (kg/m 3 ) Áp dụng công thức IX.104a, trang 183, [2], ta có:
Pthủy tĩnh = ρLW.g.(hgờ + ∆hlC)
Hệ số bổ sung do ăn mòn hóa học của môi trường:
Vì thiết bị không bọc lớp cách nhiệt nên η = 1
(trang 17, tài liệu tham khảo [7]) Ứng suất cho phép: [σ] = η [σ]* = 142 (N/mm 2 )
Mô đun đàn hồi: E = 2,0.10 5 (N/cm 2 )
Ứng suất cực đại ở vòng chu vi:
(Công thức 6.36, trang 100, tài liệu tham khảo [8])
Kiểm tra điều kiện bền:
(Công thức 6.35, trang 100, [8]) Để đảm bảo điều kiện bền thỡ: Wlỗ < ẵ S ⇒ Wlỗ < ẵ 6 = 3
⇒ Bề dày S đã chọn thỏa điều kiện.
4.4.4 Bích ghép thân, đáy và nắp
Mặt bích là một bộ phận thiết yếu trong việc kết nối các phần của thiết bị cũng như liên kết các bộ phận khác với thiết bị Có nhiều loại mặt bích được sử dụng phổ biến trong các ứng dụng công nghiệp.
Bích liền là bộ phận kết nối với thiết bị thông qua phương pháp hàn, đúc hoặc rèn Loại bích này thường được sử dụng cho các thiết bị hoạt động ở áp suất thấp và trung bình.
Bích tự do được sử dụng chủ yếu để nối ống dẫn trong các hệ thống làm việc ở nhiệt độ cao Chúng thường được áp dụng để kết nối các bộ phận bằng kim loại màu và hợp kim của chúng, đặc biệt khi cần thiết phải tạo mặt bích từ vật liệu bền hơn so với thiết bị hiện có.
− Bích ren: chủ yếu dùng cho thiết bị làm việc ở áp suất cao
Bích được ghép thân, đáy và nắp làm bằng thép CT3, có cấu tạo là bích liền không cổ, giúp kết nối chắc chắn với thiết bị thông qua các phương pháp hàn, đúc và rèn.
Loại bích này chủ yếu dùng cho thiết bị làm việc với áp suất tháp và áp suất trung bình.
Theo bảng XIII.27, trang 422, [2], với Dt = 1600 (mm) và áp suất tính toán Ptt = 0,106
(N/mm 2 ) ta chọn bích có các thông số sau:
Bảng 4.2: Thông số kích thước bích ghép thân với đáy và nắp
Dt D Db DI Do h Bulông db Z mm cái
Tra bảng IX.5, trang 170, tài liệu tham khảo [2], với ∆h = 600 mm suy ra khoảng cách giữa 2 mặt bích là 4200 mm và số mâm giữa 2 mặt bích là 7.
Vậy chia thân tháp thành 3 đoạn
Để ghép mặt bích, số lượng cần sử dụng là 8 bích, tính theo công thức (3 + 1).2 Độ kín của mối ghép bích phụ thuộc chủ yếu vào vật đệm, thường được làm từ các vật liệu mềm hơn so với bích Khi xiết bu lông, đệm sẽ bị biến dạng và lấp đầy các chỗ gồ ghề trên bề mặt bích Do đó, để đảm bảo độ kín cho thiết bị, việc chọn đệm bằng dây là rất quan trọng.
Hình 4.4: Hình minh họa bích nối thân
4.4.5 Đường kính các ống dẫn – Bích ghép các ống dẫn
Bích được làm bằng thép CT3, cấu tạo của bích là bích liền không cổ.
Suất lượng nhập liệu: GF = 15000 (kg/h)
Khối lượng riêng của chất lỏng nhập liệu ở tF = 100,4 o C và Tại nhiệt độ này ta tra bảng
Khối lượng riêng của benzen: B = 792,52 (kg/m 3 )
Khối lượng riêng của toluen: T = 787,56 (kg/m 3 )
Lưu lượng chất lỏng nhập liệu đi vào tháp: QF = 19,02 (m 3 /h)
Chọn vận tốc chất lỏng nhập liệu (tự chảy từ bồn cao vị vào mâm nhập liệu): vF = 0,5 (m/s) (Tra bảng II.2, trang 370, [5])
⇒ Chọn ống có Dy = 125 (mm) Tra bảng XIII.32, trang 434, [2], chọn chiều dài đoạn ống nhập liệu lF = 120 (mm)
4.4.5.2 Ống dẫn hơi ở đỉnh tháp
Suất lượng hơi ở đỉnh tháp: gd = 13236,756 (kg/h)
Khối lượng riêng của hơi ở đỉnh tháp được tính theo công thức IX.102, trang 183, [2] ở tD
Hình 4.5: Mặt bích nối các bộ phận thiết bị và ống dẫn
Chọn vận tốc hơi ở đỉnh tháp: vh = 25 (m/s), với áp suất hơi bão hòa đi trong ống p 0,106 N/mm 2 = 1,05 at (Tra bảng II.2, trang 370, [5])
Lưu lượng hơi ra khỏi tháp: Đường kính trong của ống dẫn hơi từ đỉnh tháp chưng cất ra thiết bị ngưng tụ:
⇒ Chọn ống có D y = 300 mm Tra bảng XIII.32, trang 434, [2], suy ra chiều dài đoạn ống dẫn hơi ở đỉnh tháp: l = 140 mm.
Suất lượng hoàn lưu: Ghl = GD.R = 3394,04 2,9 = 9842,716 (kg/h)
Khối lượng riêng của chất lỏng hoàn lưu ở tD = 83,35 o C và Tại nhiệt độ này ta tra bảng
Khối lượng riêng của benzen: B = 811,315 (kg/m 3 )
Khối lượng riêng của toluen: T = 804,65 (kg/m 3 )
Lưu lượng chất lỏng hoàn lưu: QF = 12,15 (m 3 /h)
Chọn vận tốc chất lỏng hoàn lưu vào tháp: : vhl = 0,2 (m/s).
(Tra bảng II.2, trang 370, [5]) Đường kính ống hoàn lưu:
⇒ Chọn ống có: Dy = 150 (mm)
Tra bảng XIII.32, trang 434, [2], suy ra chiều dài đoạn ống hoàn lưu: l = 130 mm.
4.4.5.4 Ống dẫn hơi vào đáy tháp
Suất lượng hơi ở đỉnh tháp: g’l = 14174,48 (kg/h)
Khối lượng riêng của hơi vào đáy tháp được tính theo công thức IX.102, trang 183, [2] ở tW = 108,3 o C và yW = 0,118, ta có:
Chọn vận tốc hơi vào đáy tháp: vhd = 40 (m/s)
Lưu lượng hơi ra khỏi tháp: Đường kính trong của ống dẫn hơi
⇒ Chọn ống có D y = 200 mm Tra bảng XIII.32, trang 434, [2], suy ra chiều dài đoạn ống dẫn hơi vào đáy tháp: l = 130 mm
Khối lượng riêng của chất lỏng vào nồi đun ở tw = 108,3 o C và Tại nhiệt độ này tra bảng
Khối lượng riêng của benzen: B = 783,04 (kg/m 3 )
Khối lượng riêng của toluen: T = 778,87 (kg/m 3 )
Lưu lượng chất lỏng vào nồi đun:
Chọn vận tốc chất lỏng vào nồi đun (chất lỏng tự chảy vào nồi đun): vL = 0,6 (m/s)
⇒ Chọn ống có Dy = 0,15 (m) = 150 (mm) Tra bảng XIII.32, trang 434, [2], suy ra chiều dài đoạn ống dẫn chất lỏng ở đáy tháp: l = 130 mm
4.4.5.6 Ống dẫn chất lỏng từ nồi đun (sản phẩm đáy)
Suất lượng sản phẩm đáy: GW = 11605,83 (kg/h)
Khối lượng riêng của sản phẩm đáy: ρW = 779,05 (kg/m 3 )
Lưu lượng sản phẩm đáy:
Chọn vận tốc chất lỏng trong ống dẫn chất lỏng từ nồi đun : vw = 0,5 (m/s)
⇒ Chọn ống có D y = 0,1 (m) Tra bảng XIII.32, trang 434, [2], suy ra chiều dài đoạn ống dẫn chất lỏng từ nồi đun: l = 120 mm.
Các thông số của bích được tra từ bảng XIII.26, trang 413, trang 414, trang 415, [2] ứng với P = 0,106 N/mm 2 :
Bảng 4.3: Kích thước các bích nối các ống dẫn
STT Loại ống dẫn Dy
4 Ống dẫn hơi vào đáy tháp 200 219 290 255 232 M16 8 16 130
5 Ống dẫn chất lỏng ở đáy tháp
6 Ống dẫn chất lỏng từ nồi đun
4.4.6.1 Tính trọng lượng của toàn tháp
Tra bảng XII.7, trang 313, [2], ta có:
Khối lượng của một bích ghép thân (thép CT3, ρCT3 = 7850 (kg/m 3 )):
Khối lượng của một mâm (ρX18H10T = 7900 (kg/m 3 )):
Khối lượng của đáy (nắp) tháp:
Khối lượng lỏng trong tháp:
Khối lượng của toàn tháp: m = 8.m1 + 18.m2 + m3 + 2.m4 + m5 = 5844,606 (kg)
Vậy trọng lượng của toàn tháp: P = m.g = 5844,606 9,81 = 57335,58 (N)
Khi chọn chân đỡ cho tháp, cần sử dụng bốn chân làm bằng thép CT3 Tải trọng cho phép trên mỗi chân được xác định là GC = 2,5 x 10^4 N để đảm bảo an toàn cho thiết bị.
Tra bảng XIII.35, trang 437, [2], chọn chân đỡ có các thông số sau:
Bảng 4.4: Thông số kích thước chân đỡ
Hình 4.6: Hình minh họa chân đỡ tháp chưng cất
Tính khối lượng gần đúng một chân đỡ
Thể tích một chân đỡ:
Khối lượng 1 chân đỡ: m1 chân đỡ = V1 chân đỡ ρCT3 = 3,82.10 -3 7850 = 29,98 (kg)
Chọn tai treo: tai treo được gắn trên thân tháp để giữ cho tháp khỏi bị dao động trong điều kiện ngoại cảnh.
Chọn vật liệu làm tai treo là thép CT3.
Ta chọn bốn tai treo, tải trọng cho phép trên một tai treo: Gt = Gc = 2,5.10 4 (N).
Tra bảng XIII.36, trang 438, [2], ta thu được các thông số sau:
Bảng 4.5: Thông số kích thước tai treo
Hình 4.7: Hình minh họa tai treo thiết bị chưng cất
⇒ Chọn tấm lót tai treo bằng thép CT3 có các thông số sau:
Chiều dài tấm lót: H = 460 (mm)
Chiều rộng tấm lót: B = 320 (mm)
Bề dày tấm lót: SH = 8 (mm)
Thể tích một tấm lót tai treo: Vtấm lót = 460 320 8 10 -9 = 0,0012 (m 3 )
Khối lượng một tấm lót tai treo: mtai treo = Vtấm lót ρCT3 = 9,24 (kg)
4.4.7 Tính bảo ôn thiết bị
Trong quá trình hoạt động, tháp tiếp xúc với không khí, dẫn đến tổn thất nhiệt lớn ra môi trường Để duy trì hoạt động ổn định và đạt thông số thiết kế, cần tăng lượng hơi đốt gia nhiệt cho nồi đun, điều này sẽ làm tăng chi phí Để tránh tình trạng tháp bị nguội mà không làm tăng chi phí hơi đốt, việc thiết kế lớp cách nhiệt bao quanh thân tháp là cần thiết.
Chọn vật liệu cách nhiệt cho thân tháp là amiăng có bề dày là a Tra bảng 28, trang 416,
[4], hệ số dẫn nhiệt của amiăng là a = 0,151 (W/m o K).
Nhiệt lượng tổn thất ra môi trường xung quanh:
Nhiệt tải mất mát riêng:
Với: tv1: Nhiệt độ của lớp cách nhiệt tiếp xúc với bề mặt ngoài của tháp. tv2: Nhiệt độ của lớp cách nhiệt tiếp xúc với không khí
∆tv: hiệu số nhiệt độ giữa 2 bề mặt của lớp cách nhiệt. Để an toàn ta lấy ∆tv = ∆tmax = tđáy - tkk
Chọn tkk = 30 o C, vậy ∆tv = ∆tmax = 108,3 – 30 = 78,3 o C ƒtb: diện tích bề mặt trung bình của tháp (kể cả lớp cách nhiệt), m 2 :
Từ 4.3, ta có phương trình:
Chọn đường kính trong của kính quan sát Dtr = 225 (mm), ta có các thông số sau:
− Đường kính ngoài Dng = 304 (mm)
− Số bulông gắp kính với tháp z = 12
− Đường kính bulông dB = 12 mm, khoảng cách 2 bulông là h = 280 (mm)
