THIẾT KẾ MÂN CHÓP XUYÊN LỖ CÓ ỐNG CHẢY CHUYỀN CHƯNG CẤT HỆ BENZEN TOLUEN

LÝ THUYẾT VỀ CHƯNG CẤT

Chưng cất là quá trình enzym giúp tách các thành phần trong một hỗn hợp lỏng thành những cấu tử riêng biệt, dựa vào sự khác biệt về độ bay hơi của chúng.

Chưng cất và cô đặc đều là các quá trình xử lý chất lỏng, nhưng khác nhau ở điểm cốt lõi: trong chưng cất, cả dung môi và chất tan đều bay hơi, tạo ra hai pha với tỷ lệ khác nhau, trong khi trong cô đặc, chỉ có dung môi bay hơi, còn chất tan giữ lại trong pha lỏng.

Khi tiến hành chưng cất, chúng ta thu được nhiều cấu tử, và số lượng cấu tử thu được thường tương ứng với số lượng sản phẩm Đối với hệ đơn giản chỉ có hai cấu tử, chúng ta sẽ nhận được hai sản phẩm.

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

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

 Đối với hệ Benzen – Toluen:

- Sản phẩm đỉnh chủ yếu gồm enzene và một ít toluene.

- Sản phẩm đáy chủ yếu là toluene và một ít enzene.

Áp suất làm việc : chưng cất áp suất thấp, áp suất thường và áp suất cao

Nguyên lý làm việc: gián đoạn, liên tục và bán liên tục

Theo loại tháp: Tháp đệm, tháp đĩa, tháp phun…

Cấp nhiệt ở đáy tháp: Cấp nhiệt trực tiếp, cấp nhiệt gián tiếp

 Đối với hệ benzene- toluene: Dùng phương pháp chưng cất bằng cách cấp nhiệt gián tiếp qua nồi đun ở áp suất thường.

Trong sản xuất, việc chưng cất thường sử dụng nhiều loại thiết bị khác nhau, nhưng đều có yêu cầu chung là diện tích bề mặt tiếp xúc giữa các pha phải lớn Sự phân tán của một lưu chất vào lưu chất khác quyết định loại thiết bị sử dụng: nếu pha khí phân tán vào pha lỏng, ta sử dụng tháp mâm; còn nếu pha lỏng phân tán vào pha khí, ta dùng tháp chêm hoặc tháp phun Bài viết này sẽ tập trung khảo sát hai loại thiết bị chưng cất phổ biến là tháp mâm và tháp chêm.

Tháp mâm là một loại thiết bị có thân hình trụ đứng, bên trong được trang bị các mâm với cấu tạo khác nhau Trong tháp này, pha lỏng và pha hơi được đưa vào tiếp xúc với nhau, tạo điều kiện cho các quá trình trao đổi nhiệt và chất Cấu tạo của các mâm sẽ ảnh hưởng đến hiệu quả hoạt động của tháp.

Tháp mâm xuyên lỗ là loại tháp có thiết kế mâm với các lỗ xuyên tròn và xupap, cùng với ống chảy chuyền có nhiều tiết diện khác nhau Thiết kế này phụ thuộc vào suất lượng pha lỏng, giúp tối ưu hóa quá trình tách pha và nâng cao hiệu suất hoạt động của tháp.

+ Tháp mâm xuyên lỗ: trên mâm có nhiều lỗ hay rãnh, đường kính từ 3-12mm, tổng các lỗ trên mâm chiếm từ 8-15% tiết diện của tháp.

Tháp chêm, hay còn gọi là tháp đệm, là một cấu trúc hình trụ được thiết kế với nhiều bậc nối liền nhau thông qua mặt bích hoặc hàn Vật chêm được đưa vào tháp theo hai phương pháp chính: xếp ngẫu nhiên hoặc xếp theo thứ tự.

Bảng 1.1: So sánh ưu nhược điểm của các loại tháp Tháp chêm Tháp mâm xuyên lỗ Tháp xuyên lỗ Ưu điểm

- Cấu tạo khá đơn giản.

- Làm việc được với chất lỏng bẩn nếu enz đệm cầu có  

-Trở lực tương đối thấp.

- Hiệu suất truyền khối cao

- Do có hiệu ứng thành nên hiệu suất truyền khối thấp.

- Độ ổn định không cao, khó vận hành.

- Khó chế tạo được kích thước lớn, qui mô công nghiệp.

- Thiết bị khá nặng nề.

- Kết cấu khá phức tạp - Có trở lực lớn.

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

 Hệ Benzen – Toluen : chưng cất bằng tháp mâm xuyên lỗ.

GIỚI THIỆU SƠ BỘ VỀ NGUYÊN LIỆU

Benzen là một hợp chất lỏng không màu, có mùi thơm nhẹ và công thức phân tử C6H6 Là một chất không phân cực, benzen dễ hòa tan trong các dung môi hữu cơ không phân cực nhưng chỉ tan rất ít trong nước Trước đây, benzen được sử dụng phổ biến làm dung môi, nhưng do phát hiện nồng độ benzen trong không khí chỉ cần khoảng 1ppm đã có thể gây ra bệnh bạch cầu, nên hiện nay việc sử dụng benzen đã bị hạn chế.

Các tính chất vật lí của enzene:

Toluen là một hợp chất lỏng, có tính thơm và cấu trúc mạch vòng, với công thức phân tử tương tự như benzen nhưng có nhóm –CH3 gắn thêm Nó không phân cực, do đó tan tốt trong benzen Toluen có tính chất dung môi tương tự như benzen nhưng độc tính thấp hơn nhiều, vì vậy hiện nay thường được sử dụng thay thế benzen làm dung môi trong phòng thí nghiệm và trong ngành công nghiệp.

Các tính chất vật lí của enzene: o Khối lượng phân tử: 92,13 o Tỉ trọng (20 o C): 0,866 o Nhiệt độ sôi: 111 o C o Nhiệt độ nóng chảy: -95 o C

1.2.1 Các phương thức điều chế

 Đi từ nguồn thiên nhiên

Thông thường các hydrocacbon ít được điều chế trong phòng thí nghiệm, vì có thể thu được lượng lớn nó bằng phương pháp chưng cất than đá, dầu mỏ…

 Đóng vòng và dehydro hóa ankan

Các ankan có khả năng tham gia vào quá trình đóng vòng và dehydro hóa, dẫn đến sự hình thành hydro cacbon thơm khi được thực hiện ở nhiệt độ cao và có sự hiện diện của các chất xúc tác như Cr2O3, hoặc các kim loại chuyển tiếp như Pd và Pt.

Các cycloankan có thể trải qua quá trình dehydro hóa ở nhiệt độ cao khi có mặt của các xúc tác kim loại chuyển tiếp, dẫn đến sự hình thành của enzene hoặc các dẫn xuất của enzene.

 Đi từ enzene e Đun acetane trong sự có mặt cảu của xúc tác là than hoạt tính hay phức của niken như Ni(CO)[(C6H5)P] sẽ thu được enzene

Benzene can be converted into its derivatives through the Friedel-Crafts reaction, which involves the alkylation of benzene using alkyl halide derivatives in the presence of anhydrous AlCl3 catalyst.

Bảng 1.2: Thành phần lỏng (x)–hơi (y) và nhiệt độ sôi của hỗn hợp Benzen – Toluen ở 760mmHg.

N hi ệt đ ộ ( 0C ) Đường cân bằng pha hệ Benzen – Toluen

CÔNG NGHỆ CHƯNG CẤT BENZEN – TOLUEN

1.3.1 Thuyết minh nguyên lí làm việc

Hỗn hợp Benzen – Toluen với nồng độ Benzen 32% phần khối lượng và nhiệt độ ban đầu 32°C được bơm từ bình chứa nguyên liệu lên bồn cao vị Sau đó, nguyên liệu được đưa vào thiết bị trao đổi nhiệt để làm nóng trước khi vào thiết bị đun sôi dòng nhập liệu Tại đây, sản phẩm đỉnh đạt đến nhiệt độ sôi và được chuyển vào đĩa nhập liệu của tháp Lưu lượng dòng nhập liệu được kiểm soát thông qua lưu lượng kế.

Trên đĩa nhập liệu, chất lỏng được trộn với phần lỏng từ đoạn luyện của tháp Trong tháp, hơi đi từ dưới lên gặp lỏng đi từ trên xuống, tạo ra sự tiếp xúc và trao đổi giữa hai pha Khi pha lỏng di chuyển xuống, nồng độ các cấu tử dễ bay hơi giảm dần do đã bị pha hơi tạo ra từ nồi đun.

Khi nhiệt độ tăng lên, cấu tử dễ bay hơi sẽ được tách ra trong quá trình chưng cất Toluene, với nhiệt độ sôi cao, sẽ ngưng tụ lại khi hơi đi qua các đĩa từ dưới lên Cuối cùng, hỗn hợp thu được ở đỉnh tháp sẽ có benzen chiếm ưu thế, đạt nồng độ 97,5% khối lượng Hơi này sau đó được đưa vào thiết bị ngưng tụ, nơi nó được ngưng tụ hoàn toàn Một phần chất lỏng ngưng tụ tiếp tục được làm lạnh qua thiết bị trao đổi nhiệt ống lồng ống trước khi được chuyển vào bồn chứa sản phẩm đỉnh.

Chất lỏng ngưng tụ được hoàn lưu về tháp qua đĩa trên cùng với tỉ số hoàn lưu được kiểm soát bằng lưu lượng kế Ở đáy tháp, ta thu được hỗn hợp lỏng chủ yếu là Toluen, với nồng độ Benzen chỉ 1,8% khối lượng Hỗn hợp này sau đó đi ra khỏi tháp vào nồi đun, nơi một phần sẽ bốc hơi để cung cấp lại cho tháp, trong khi phần còn lại được trao đổi với dòng nhập liệu và đưa vào bồn chứa sản phẩm đáy.

Hệ thống làm việc liên tục cho ra sản phẩm đỉnh là benzen, sản phẩm đáy là toluen

2.1 CÁC THÔNG SỐ BAN ĐẦU

Năng suất nhập liệu: GF = 5000 kg/h

Nồng độ nhập liệu: ´ x F = 32% khối lượng

Nồng độ sản phẩm đỉnh: ´ x D = 97,5% khối lượng

Nồng độ sản phẩm đáy: ´ x W = 1,8% khối lượng

Khối lượng phân tử của Benzen và Toluene: MB x, MT

+ Nhiệt độ sản phẩm đỉnh sau khi làm nguội: t’D 5 o C

+ Nhiệt độ sản phẩm đáy sau khi trao đổi nhiệt: t’W = 35 o C

+ Trạng thái nhập liệu là trạng thái lỏng- sôi

+ GF, F: suất lượng nhập liệu tính theo kg/h, kmol/h

+ GD, D: suất lượng sản phẩm đỉnh tính theo kg/h, kmol/h

+ GW, W: suất lượng sản phẩm đáy tính theo kg/h, kmol/h

+ xi,´ x i: phân mol, phân khối lượng của cấu tử i

2.2.1 Xác định suất lượng sản phẩm đỉnh và sản phẩm đáy

 Cân bằng vật chất cho toàn tháp: F = D + W (1)

 Cân bằng cấu tử benzen (cấu tử nhẹ): F xF= D xD + W xW (2) Trong đó :

Khối lượng phân tử trung bình dòng nhập liệu:

MF= 78 xF + (1- xF).92= 87 (kg/kmol)

Khối lượng phân tử trung bình dòng sản phẩm đỉnh:

MD= 78 xD + (1- xD).92= 78,3 (kg/kmol)

Khối lượng phân tử trung bình dòng sản phẩm đáy:

MW = 78 xW + (1- xW).92 = 91,7kg/kmol

 Giải hệ phương trình (1) và (2), ta được:

 Năng suất sản phẩm thu được:

 Suất lượng và nồng độ các dòng:

Dòng kg/h kmol/h Kmol B/ Kmol hh Kg B/ Kg hh

Nhập liệu GF= 5000 F= 57,47 xF = 0,357 ´ x F = 0,320 Sản phẩm đỉnh GD 82 D= 20,2 xD = 0,979 ´ x D = 0,975 Sản phẩm đáy GW 418 W= 37,27 xW = 0,02 ´ x w ¿ 0,018

2.2.2 Xác định chỉ số hoàn lưu thích hợp

Xác định chỉ số hoàn lưu tối thiểu

Tỉ số hoàn lưu tối thiểu là chỉ số quan trọng phản ánh lượng hoàn lưu tối thiểu cần thiết để đảm bảo năng suất và hiệu suất tối ưu cho thiết bị lý tưởng.

Tỷ số hoàn lưu tối thiểu là trạng thái hoạt động khi số mâm lý thuyết đạt đến vô cực, dẫn đến chi phí cố định cũng trở nên vô cực Tuy nhiên, chi phí điều hành như nhiên liệu, toluene và bơm lại ở mức tối thiểu.

Trong đó: y F ¿ - nồng độ phần mol của cấu tử dễ bay hơi trong pha hơi Với xF = 0,357, dựa vào bảng cân bằng Hệ Benzen – Toluen, ta có y F ¿ = 0,579 v yậ :R min =0,979−0,579

 Xác định chỉ số hoàn lưu thích hợp

Tỷ số hoàn lưu làm việc: R =1.3Rmin + 0.3= 2,64

Khi R tăng, số mâm giảm nhưng đường kính tháp, thiết bị ngưng tụ, nồi đun và công suất bơm lại tăng Chi phí cố định giảm dần đến mức tối thiểu rồi tăng lên vô hạn khi hoàn lưu toàn phần, trong khi lượng nhiệt và toluene sử dụng cũng tăng theo tỷ lệ hoàn lưu.

Tổng chi phí bao gồm chi phí cố định và chi phí điều hành, trong đó tỷ số hoàn lưu làm việc tối ưu liên quan đến tổng chi phí cần đạt mức tối thiểu.

Để tính tỷ số hoàn lưu thích hợp trong điều kiện tháp nhỏ nhất mà không tính đến chi phí vận hành, cần thiết lập mối quan hệ giữa tỷ số hoàn lưu và thể tích tháp Từ đó, xác định giá trị Rth tương ứng với thể tích tháp nhỏ nhất nhằm tối ưu hóa quá trình vận hành.

2.2.3 Phương trình đường làm việc:

20,2 = 2,85 Phương trình đoạn cất (luyện) có dạng: y= R

2,64+1=0,725x+0,269 Phương trình đoạn chưng có dạng: y=R+f

2.3.4 Xác định số mâm lý thuyết và số mâm thực tế

 Xác định số mâm lý thuyết Để xác định số mâm lý thuyết ta dựa vào đồ thị sau:

Số bậc thay đổi nồng độ trong hệ Benzen – Toluen được xác định qua đồ thị, cho thấy có tổng cộng 15 bậc, bao gồm 7 mâm cất và 8 mâm chưng.

 Xác định số mâm thực tế

Số mâm thực tế tính theo hiệu suất trung bình:

- tb: hiệu suất trung bình của đĩa.

- Ntt: số mâm thực tế.

- Nlt: số mâm lý thuyết.

Tra độ nhớt μB, μT bẳng I.101 trang 91(2), sau đó xác định μhh theo công thức: μhh = x1 μB + (1- x1) μT

Độ bay tương đối của cấu tử dễ bay hơi: α F = y ¿

Tính μ.α và tra hiệu suất η trang 171(1).

Tính trung bình cộng hiệu suất η ta được μtb.

 Tính toán ta thu được giá trị như bảng sau:

Nhiệt độ ( o C) 96,5 80,5 109,5 x (phần mol) 0,357 0,979 0,02 y (phần mol) 0,579 0,992 0,047 μB (cp) 0,274 0,3145 0,2404 μT (cp) 0,2824 0,3176 0,2514 μhh (cp) 0,279 0,31452 0,2512 α 2,477 2,455 2,3548 μhh.α 0,69 0,772 0,5916 η 0,54 0,52 0,56 μtb 0,54

Vậy số đĩa thực tế là: N tt =N lt μ tb

0,54',8Vậy chọn Ntt = 28 mâm, gồm : 13 mâm cất ; 15 mâm chưng

Vtb: lượng hơi trung bình đi trong tháp (m 3 /h).

tb: tốc độ hơi trung bình đi trong tháp (m/s). gtb: lượng hơi trung bình đi trong tháp (Kg/h).

Lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng và đoạn cất khác nhau Do đó, đường kính đoạn chưng và đoạn cất cũng khác nhau.

 Lượng hơi trung bình đi trong tháp:

 kg/h (IX.91/181, [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).

Xác định gd: gd = D.(R+1) ,2 (2,64+1) = 73,53 (kmol/h) = 5757 kg/h

Xác định g1: Từ hệ phương trình : g1= G1 + GD g1 ´ y 1= G1.´ x 1+ GD ´x D g1 r1= gd rd

Trong quá trình chưng cất, lượng lỏng ở đĩa thứ nhất đóng vai trò quan trọng, liên quan đến ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp hơi đi vào và ra khỏi đĩa này Cụ thể, ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp hơi đi vào đĩa thứ nhất và ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp hơi ra ở đỉnh tháp đều ảnh hưởng đến hiệu suất của quá trình chưng cất.

* Tính r1: t1 = tF = 96,6 o C, tra tài liệu tham khảo (Bảng I.212/254, [2]), ta có Ẩn nhiệt hoá hơi của Benzen: rB = 382,33 (kJ/kg) Ẩn nhiệt hoá hơi của Toluene: rT = 370,72 (kJ/kg)

Suy ra : r1 = rB ´ y 1+ (1-´ y 1).rT = 370,72 + 11,61.´ y 1 (kJ/kg).

* Tính rd : tD = 80,5 o C, tra tài liệu tham khảo (bảng I.212/254, [2]),ta có : Ẩn nhiệt hoá hơi của Benzen: rB = 393,14 (kJ/kg) Ẩn nhiệt hoá hơi của Toluene: rT = 378,21 (kJ/kg)

Suy ra : rd = rB ´ y d + (1-´ y d ).rT = 393,14 0,991 + (1- 0,991) 378,21= 393 (kJ/kg) (yd yD=0,992, từ đồ thị t-xy ta suy ra´ y d =0,991)

Giải hệ (3.1) , ta được : g1= 6010 (kg/h)

 Tốc độ hơi trung bình trong tháp ở đoạn cất:

Nồng đô phần mol trung bình của pha hơi :y tb =y 1 + y d

Nhiệt độ trung bình : T tb =T F + T d

Khối lượng mol trung bình :

Mtb= MB ytb + (1- ytb) MT = 78 0,763 + (1- 0,763) 92,3 (kg/kmol)

Khối lượng riêng trung bình: ρ ytb =M tb T 0 P

Nồng độ phần mol trung bình của pha lỏng :x tb =x 1 + x d

Nhiệt độ trung bình : T tb =T F + T d

Tra khối lượng riêng của benzene, Toluene: ρB= 803,3 (kg/m 3 ); ρT= 797,6 (kg/m 3 ).

 Lượng hơi trung bình đi trong tháp ở đoạn chưng:

; kg/h g’n : lượng hơi ra khỏi đoạn chưng ; kg/h. g’1 : lượng hơi đi vào đoạn chưng ; kg/h.

Xác định g’1 : Từ hệ phương trình :

Trong quá trình chưng cất, lượng lỏng ở đĩa thứ nhất của đoạn chưng được ký hiệu là G’1 Ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp hơi vào đĩa thứ nhất được biểu thị bằng r’1 Trong khi đó, ẩn nhiệt hóa hơi của hỗn hợp hơi thoát ra từ đĩa trên cùng của đoạn chưng được ký hiệu là r’n = r1.

* Tính r’1: t’1 = tw = 109,5 0 C, tra tài liệu tham khảo (Bảng I.212/254, [2]), Ẩn nhiệt hoá hơi của Benzen: r’B = 370,3 (kJ/kg) Ẩn nhiệt hoá hơi của Toluene: r’T = 361,7 (kJ/kg)

G’1= 9669 (kg/h) g’1= 6251 (kg/h) ´x ' 1 = 0,0186 ( phần khối lượng)

 Tốc độ hơi trung bình trong tháp ở đoạn cất:

Nồng đô phần mol trung bình của pha hơi :y tb = y 1 + y w

Nhiệt độ trung bình : T tb =T F + T W

Khối lượng mol trung bình :

Mtb= MB ytb + (1- ytb) MT = 78 0,3 + (1- 0,3) 92,8 (kg/kmol)

Khối lượng riêng trung bình: ρ ytb =M tb T 0 P

Nồng độ phần mol trung bình của pha lỏng :´x tb =´x 1 + ´x w

Nhiệt độ trung bình : T tb =T F + T W

Tra khối lượng riêng của benzene, Toluene: ρB= 788,5(kg/m 3 ); ρT= 784,2(kg/m 3 ).

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 = 1,2 m.

Từ công thức IX.54 trang 170, [2] ta tính chiều cao toàn tháp:

 Nt: số mâm thực tế

 Hđ: khoảng cách giữa các mâm (m)

Tra bảng IX.4a trang 170, [2] chọn giá trị hmâm = 0,4 m; δ = 6 mm = 6.10 -3 m

H = 28 (0,4 + 6.10 -3 ) + 1 = 12,4 (m) Chiều cao của thân tháp: Hthân ,4 (m)

Chiều cao của đáy và nắp: Hđ = Hn =0,25 D = 0,3 (m)

(Xem ở phần (III.2): Đáy và Nắp thiết bị).

Chiều cao của tháp: H = Hthân + Hđ + Hn = 13 m

• Tiết diện tự do bằng 8% diện tích mâm

• Chiều cao gờ chảy tràn: 0,065 m

• Diện tích hình viên phân (bán nguyệt) bằng 20% diện tích mâm

• Lỗ bố trí theo hình lục giác đều

• Khoảng cách giữa 2 tâm lỗ: 0,03 m

• Bề dày mâm bằng 0,6 lần đường kính lỗ: 0,005 m

• Mâm được làm bằng thép không gỉ: X18H10T

Tính số lỗ trên mâm:

Diện tích của 1 lỗ: S lo =π d lo 2

Diện tích của 1 mâm: s mam =π D t 2

Số lỗ trên mâm: 0,08* s S mam lo

=0,08∗1,13 5.10 −5 08(lỗ) Gọi a là số hình lục giác: (V.139 tập 2 trang 48) ta có:

Suy ra số lỗ thực N= 1801 lỗ

Số lỗ trên đường chéo: b= 2a – 1 = 2x25 – 1 I.

4.2.1 Trở lực của đĩa khô:

2 ρy: khối lượng riêng của pha hơi (kg/m 3 ) ω0: vận tốc của pha khí qua lỗ (m/s), được tính: ω 0=ω / 0,08, v i ớ Ɛ: 1,82 (trang 194 tập

Phần chưng Phần cất ρy 2,85 2,74 ω0 6,63 6,88 ΔPk (N/m 2 ) 114 118

4.2.2 Trở lực do sức căng bề mặt

Phần chưng Phần cất ttb ( 0 C) 103 88 σB 0,0184 0,0211 σT 0,0191 0,0206 σ 0,00938 0,0104 dl 0,004 0,004 ΔPS 7,21 8

4.2.3 Trở lực thủy tĩnh do chất lỏng trên đĩa tạo ra

• Lc: chiều dài ống chảy tràn

• hg chiều dài gờ chảy tràn (bằng 65mm)

 Tính chiều dài ống chảy tràn :

Diện tích dành cho ống chảy chuyền là 20% diện tích mân nên ta có phương trình: πα

180 0 - sin α= 0,2π suy ra α= 93,3 0 suy ra: Lc= Dt* sin α 2= 1,2

 Lưu lượng lỏng tính theo công thức:

Trở lực thủy tĩnh được tính toán và thu được giá trị như bảng sau:

Phần chưng Phần cất ρx(kg/m 3 ) 784,9 801,2

Tổng trở lực thủy lực của pha khí qua 1 mâm:

 Đoạn chưng: ΔPc=ΔPkc+ΔPσc+ΔPbc4+7,21+281,23= 402,44 N/m 2

 Đoạn luyện: ΔPL=ΔPkl+ΔPσl+ΔPbl8 + 8 + 267,49 93,49 N/m 2

Trở lực trung bình của 1 mâm trong tháp là: (402,44 + 393,49)/2= 397,97

Tổng trở lực của toàn tháp: ΔP tổng = Ntt ΔPtb( 397,97143 N/m 2

 Kiểm tra lại khoảng cách h=0,4 m bảo bảo cho điều kiện hoạt động bình thường của tháp: h>1,8*∆P ρ x g

Chiều cao mực chất lỏng trong ống chảy chuyền khi tháp hoạt động qua mâm xuyên lỗ được tính bằng công thức h c = h g + h t + h d + h ow, trong đó h g là chiều cao gờ chảy tràn với giá trị 0,065m Độ giảm áp của pha khí qua một mâm được xác định bằng ht = ∆P / (ρ x g) * 1000 Tổn thất thủy lực do dòng chảy từ ống chảy chuyền vào mâm là hd = 0,128.

Sd: tiết diện giữa ống chảy chuyền vào mâm: Sd=0,1Smâm=0,1.1,13=0,113m 2 hOW: chiều cao mực chất lỏng trên mâm: how= 43,4 ¿

Lc: chiều dài gờ chảy tràn Đơn vị mm chất lỏng Phần chưng Phần cất ht 52,27 50,06 hd 0,154 0,029 how 13,4 7,7 hc 130,9 122,8

5.1 TÍNH TOÁN PHẦN THÂN THÁP

Tháp chưng cất được thiết kế với thân hình trụ bằng phương pháp hàn giáp mối, phù hợp với áp suất thường Các mối ghép bích được sử dụng để kết nối các phần của thân tháp Để đảm bảo chất lượng sản phẩm và khả năng chống ăn mòn, vật liệu chế tạo thân tháp được chọn là thép không gỉ mã X18H10T.

Tháp làm việc ở áp suất khí quyển, nên ta chọn áp suất tính toán:

Với: Px: 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:

Chọn nhiệt độ tính toán: ttt = tsôi = 110,5 o C.

Tra tài liệu tham khảo [5], ứng suất tiêu chuẩn đối với thép X18H10T:[] * = 142 N/mm 2

Thân tháp có lớp bọc cách nhiệt nên chon η=0,95

Vậy: ứng suất cho phép: [] = .[] * = 134,9 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 bằng tay nên hệ số bền mối hàn: h = 0,9

210374 10 -6 0,9d4,7>25 do đó, bề dày tính toán của thân được tính theo công thức sau :

Suy ra: bề dày thực của thân : Sttt = St + Ca + Co = 0,93 + 1 + 1 = 2,93 ;mm.

+ Ca : hệ số bổ sung do ăn mòn hoá học trong khoảng 20 năm, do đó Ca =2 mm.

+ C0: là sai số do tính toán, thiết kế

Quy tròn theo chuẩn: S = 3 mm (Bảng 5.1 trang 94, [2])

* Kiểm tra công thức tính toán với St = 3 mm :

* Kiểm tra áp suất tính toán cho phép:

5.2 TÍNH TOÁN ĐÁY VÀ NẮP

Chọn đáy và nắp có dạn hình elip tiêu chuẩn có gờ, làm bằng thép X18H10T

Chọn bề dày đáy và nắp bằng với bề dày thân tháp S = 3 mm

Vì đáy và nắp có hình elip tiêu chuẩn với ht = Dt.0,25= 300 (XIII.11/383, [2])

Suy ra: điều kiện trên được thoả như đã kiểm tra ờ phần thân tháp

 Kích thước của đáy và nắp

• Đường kính trong: Dt = 1200mm

5.3 TÍNH TOÁN CHI TIẾT ỐNG DẪN

• Ống dẫn thường được nối với thiết bị bằng mối ghép tháo được hoặc không tháo được Trong thiết bị này, ta sử dụng mối ghép tháo được.

• Đối với mối ghép tháo được, người ta làm đoạn ống nối, đó là đoạn ống ngắn có mặt bích hay ren để nối với ống dẫn

• Loại có mặt bích thường dùng với ống có đường kính d > 10 mm

• Loại ren chủ yếu dùng với ống có đường kính d ≤10 mm , đôi khi có thể dùng với d ≤32mm

• Ống dẫn được làm bằng thép X18H10T

• Bích được làm bằng thép CT3, cấu tạo của bích là bích liền không cổ

Công thức xác định đường kính ống dẫn khi biết lưu lượng và tốc độ: d=√ 0,785 V ω (m) ¿

• ω: Tốc độ trung bình trung bình của chất lỏng và khí chuyển động trong ống dẫn; m/s

5.3.1 Ống dẫn hơi vào thiết bị ngưng tụ

Nồng độ trung bình của pha hơi ở đỉnh tháp:

Ta có xD = 0,975 suy ra tD = 80,5 0 C và yD = 0,989

Khối lượng riêng của hơi ra khỏi đỉnh tháp: ρ 1= 2,71 kg/m 3

Chọn tốc độ trung bình của hơi quá nhiệt chuyển động trong ống ω1 = 35 m/s

Lưu lượng hơi ra khỏi đỉnh tháp:

Đường kính trong của ống nối d 1 =√ 0,785 V 1 ω 1 = √ 0,785.35 0,58 =0,145 m

Tra bảng XIII.32 trang 434, [2] suy ra chiều dài đoạn ống nối là: l = 130 mm

Tra bảng XIII.26, trang 414,[2] với P=0,210374 N/mm 2 ta thu được bảng số liệu:

Dy Dn D D δ Dl h l Bu lông dB z mm cái

5.3.2 Ống dẫn dòng hồi lưu dòng sản phẩm đỉnh

Nồng độ trung bình của pha hơi ở đỉnh tháp: xD = 0,975 suy ra tD = 80,5 0 C và yD = 0,989

Khối lượng riêng của hơi ra khỏi đỉnh tháp: ρ 1= 790 kg/m 3

Suất lượng dòng hoàn lưu:

Lưu lượng dòng hoàn lưu:

Chọn loại ống nối cắm sâu vào thiết bị

Chọn tốc độ trung bình của chất lỏng tự chảy là ω2 = 0.5 m/s

Đường kính trong của ống nối d 2 =√ 0,785 V 2 ω 2 = √ 1,45 10 0,785.0 4 −3 = 0.0061m

Suy ra chọn đường kính ống nối là: d2 = 60 mm

Tra bảng XIII.32 trang 434, [2] suy ra chiều dài đoạn ống nối là: l = 100 mm

Tra bảng XIII.26, trang 414, [2] với P = 0,21965 N/mm 2 ta thu được bảng số liệu sau:

Dy Dn D D δ Dl h l Bu lông dB z mm cái

5.3.3 Ống dẫn dòng nhập liệu

Nồng độ trung bình của pha hơi ở đỉnh tháp: xD = 0,375 suy ra tD = 96,5 0 C

Khối lượng riêng của hơi ra khỏi đỉnh tháp: ρ 1= 789 kg/m 3

Lưu lượng dòng nhập liệu:

Chọn loại ống nối cắm sâu vào thiết bị

Chọn vân tốc chất lỏng trong ống nối là ω3 = 1,3 m/s

Đường kính của ống nối: d 3 =√ 0,785 V 3 ω 3 = √ 1,76 10 0,785.1,3 −3 =0.042 m

Suy ra chọn ống có đường kính: d 3@mm

Tra bảng XIII.32 trang 434, [2] suy ra chiều dài đoạn ống nối là: l = 100 mm

Tra bảng XIII.26, trang 414, [2] với P=0,21965 N/mm 2 ta thu được bảng số liệu

Dy Dn D D δ Dl h l Bu lông dB z mm cái

5.3.4 Ống dẫn dòng sản phẩm đáy:

Nồng độ trung bình của pha hơi ở đỉnh tháp: xD = 0,002 suy ra tD = 109,5 0 C

Khối lượng riêng của hơi ra khỏi đỉnh tháp: ρ 1= 801 kg/m 3

Lưu lượng dòng sản phẩm đáy:

Chọn loại ống nối cắm sâu vào thiết bị

Chọn vân tốc chất lỏng trong ống nối là ω3 = 0,4 m/s

Đường kính của ống nối: d 3 =√ 0,785 V 3 ω 3 = √ 8,82 10 0,785.1 −4 =0.103 m

Suy ra chọn ống có đường kính: d 40mm

Tra bảng XIII.32 trang 434, [2] suy ra chiều dài đoạn ống nối là: l = 100 mm

Tra bảng XIII.26, trang 414, [2] với P = 0,21965 N/mm 2 ta thu được bảng số liệu sau:

Dy Dn D D δ Dl h l Bu lông dB z mm cái

5.3.5 Ống dẫn hơi vào đáy tháp

Nồng độ trung bình của pha hơi ở đỉnh tháp:

Ta có xD = 0,002 suy ra tD = 109,5 0 C và

Khối lượng riêng của hơi ra khỏi đỉnh tháp: ρ 1= 2,69 kg/m 3

Lưu lượng dòng sản phẩm đáy:

Chọn loại ống nối cắm sâu vào thiết bị

 Tốc độ trung bình của hơi quá nhiệt chuyển động trong ống dẫn là ω3@m/s

Đường kính của ống nối: d 5 =√ 0,785 V 5 ω 5 = √ 0,785.40 1,38 = 0.143 m

Suy ra chọn ống có đường kính: d 50mm

Tra bảng XIII.32 trang 434, [2] suy ra chiều dài đoạn ống nối là: l = 130 mm

Tra bảng XIII.26, trang 414,[2] với P=0,21965 N/mm 2 ta thu được bảng số liệu:

Dy Dn D D δ Dl h l Bu lông dB z mm cái

5.4 MẶT BÍCH VÀ VÒNG ĐỆM

5.4.1 Bích và đệm để nối và bít kín thiết bị

Chọn bích được ghép thân, đáy và nắp làm bằng thép CT3, cấu tạo của bích là bích liền không cổ.

Tra (XIII.27/419,[2]) với D t 00mm và áp suất tính toán P = 210374.10 -6 N/mm 2

Dt D Db DI Do h Bu lông dB z

Với Dt00mm chọn số đĩa giữa 2 mặt bích là 5 nên số bích 6

Vây khoảng cách giữa 2 mặt bích là: 2000 mm ( giữa 5 bích có 4 khoảng)

5.4.2 Bích để nối các ống dẫn

Chọn vật liệu là thép CT3, chọn kiểu 1, theo (ST2: Bảng XIII.26/409), ta có bảng sau: với đơn vị là (mm) ngoài trừ z có đơn vị là (cái)

1 Vào thiết bị ngưng 150 159 260 225 202 M16 8 16 130 tụ

Theo Bảng XIII.30/432, tương ứng với Bảng XIII.26/409, kích thước bề mặt đệm bích kính được trình bày trong bảng dưới đây, với đơn vị tính là mm, ngoại trừ z có đơn vị là rãnh.

5.5 CHÂN ĐỠ THÁP VÀ TAI TREO

5.5.1 Tính trọng lượng toàn tháp

Tra sổ tay XII.7 trang 315, [2] có khối lượng riêng của tháp CT3 là ρct3y00kg/m 3 Khối lượng của các bích ghép thân

Bỏ qua khối lượng của đệm m b í ch =6.π

Khối lượng của mâm m m â m =N tt π

Khối lượng của thân tháp m th á p =π

4.(1,206 2 −1,2 2 ).13 790010kg¿ Khối lượng của đáy (nắp) tháp m đá y(n ắ p) =2.S b ề mặ t S đá y ρ X18H 10T =2.1,66.0,004 79005;kg

Khối lượng ống chảy chuyền:

Chọn bề dày ống chảy chuyền bằng 2mm m chả y chuy ền =N tt n π

Khối lượng lỏng trong tháp:

Xét trường hợp xấu nhất, chất lỏng nhập đầy tháp m l ỏng =ρ V=(ρ¿¿xtb+ρ ' xtb )

Khối lượng của toàn tháp: m= mbích ghép thân+ m mâm + m thân + m đáy + m l ng ỏ + m chóp + m h i ơ + mch y chuy n ả ề ¿264+1025+1110+105+11725229kg9586N

 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 1 tai treo là: Gt = GC = 4000N

Tra bảng XIII.36, trang 440, [2] ta thu được các thông số sau:

Khối lượng một tai treo là: mtay treo = 7,35 kg

 Chọn chân đỡ: tháp được đỡ trên bốn chân

 Vật liệu làm chân đỡ tháp là thép CT3

 Tải trọng cho phép trên một chân là: G c =P

4 4896N Để đảm bảo độ an toàn cho thiết bị ta chọn GC = 40000 N

Tra bảng XIII.35 trang 439, [2] ta thu được bảng số liệu sau:

Tính khối lượng gần đúng một chân đỡ:

Thể tích một chân đỡ:

Khối lượng một chân đỡ: m1 chânđỡ = V1 chânđỡ CT3 = 3,82.10 -3 7850 = 30 kg

Cân bằng nhiệt lượng cho toàn tháp chưng cất:

6.1 THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT:

QW = GW CW (tv – tR )W = G F C F (t v – t R ) F ;;kJ/h (IX.160/198, [2])

- Chọn nhiệt độ toluene vào và toluene ra làm lạnh: t w 9,5 0 C và t R e 0 C

 Nhiệt độ trung bình: t wtb= 109,5 2 +65 ,5 0 C

Nhiệt dung riêng của Benzen: CB 90,5; J/kg.độ

Nhiệt dung riêng của toluene: CT = 1951,8J/kg.độ

- Chọn nhiệt độ của dòng nhập liệu: t V 2 0 C và t R P 0 C

Tra bảng I.147 trang 165, [I] ở ´ t = 46 0 C  C N =1,990 ; kJ/kg.độ t R =Q w

6.2 THIẾT BỊ GIA NHIỆT DÒNG NHẬP LIỆU:

QF = GF CF (tv – tR )F = G n r n ; ; kJ/h (IX.152/197, [2]) Chọn hơi đốt sử dụng áp suất tuyệt đối 2,5at

Nhiệt hóa hơi: r N !89 ; kJ/kg

Nhiệt độ trung bình: t Ftb =t FV –t FR

Tra bảng I.154 trang 172, [I] tại ´ td,5 0 C

Nhiệt dung riêng của Benzen: CB 54,5 J/kg.độ

Nhiệt dung riêng của toluene: CT = 1917,3; J/kg.độ

- Lượng hơi đốt cần dùng:

6.3 THIẾT BỊ NGƯNG TỤ ĐỈNH:

Chọn hơi sản phẩm đỉnh ngưng tụ hoàn toàn thành lỏng.

- Chọn nhiệt độ nước vào và nước ra làm lạnh: t V 0 0 C và t R B 0 C

 Nhiệt độ trung bình: t ntb 0+42

2 6 0 C Tra bảng I.147 trang 165, [I] ở ´ t 6 0 C  C n =4,182 ; kJ/kg.độ

- Ẩn nhiệt ngưng tụ sản phẩm đỉnh:

Tại nhiệt độ tD = 80,5 °C, ẩn nhiệt hóa hơi của Benzen là rB = 393,14 kJ/kg và của Toluene là rT = 378,21 kJ/kg Tính toán ẩn nhiệt hóa hơi rD cho hỗn hợp, ta có công thức: rD = rB × xD + (1 - xD) × rT Thay số vào công thức, ta tính được rD = 393,14 × 0,975 + (1 - 0,975) × 378,21 = 392,7 kJ/kg.

- Vậy lượng toluene lạnh cần tiêu tốn là:

6.4 THIẾT BỊ LÀM NGUỘI SẢN PHẨM ĐỈNH

QD = GD CD (tDR –tDV )= G n 2 C n ( t R −t V ) ; ;kJ/h (CT IX.167/198, [2]) Với: Nhiệt độ của sản phẩm đỉnh tDV ,5 0 C

Nhiệt độ ra của sản phẩm đỉnh tDR = 35C

Nhiệt độ trung bình: t Dtb= 80,5 2 +35 X 0 C

Nhiệt dung riêng của Benzen: CB 18,5; J/kg.độ

Nhiệt dung riêng của toluene: CT = 1890,4J/kg.độ

Qm : nhiệt lượng tổn thất ra môi trường xung quanh.

Chọn Qm = 0,05.Qđ, Qm: nhiệt lượng tổn thất ra môi trường xung quanh.

Chọn hơi đốt sử dụng áp suất tuyệt đối 2,5at

Nhiệt hóa hơi: r n !89 ; kJ/kg

Lượng hơi đốt cần dùng:

• Nhiệt độ dòng nhập liệu là tF = 28 o C.

• Tại nhiệt độ này thì: ρ F= 868,5(kg/m 3 )

• Suất lượng thể tích của dòng nhập liệu đi trong ống:

Chọn bơm ly tâm có năng suất QF = 6 m 3 /h.

• Chọn mặt cắt (1-1) : là mặt thoáng trên bề mặt của bồn chứa dòng nhập liệu

• Mặt cắt (2-2) : là vị trí mâm nhập liệu của tháp chưng cất. Áp dụng phương trình Bernoulli cho 2 mặt cắt (1-1) và (2-2): z 1 + g

 z1: độ cao của mặt thoáng (1-

1) so với mặt đất :chon z1= 0.5 m.

 z2: độ cao mặt thoáng (2-2) so với mặt đất :

Ta có : z2=h chân đỡ +h đáy + (Nttc-1)Δh +1 =1,62+0,3+(13-1).0,4+0,7 =7,42m ( 0,7 m là giá trị khoảng cách mâm dưới cùng so với măt bích thân và đáy,Δh : khoảng cách giữa

 P1: áp suất tại mặt thoàng (1-1) chọn P1t= 9,81.10 4 Pa

 P2: áp suất tại mặt (2-2), P2= Pa + NttL.ΔPL.402=9,81 10 4 + 6030 4130

 V1: vận tốc tại mặt (1-1) chọn v1=0 m/s

 V2: vận tốc của dòng nhập liệu vào tháp, v2= vF= 3 m/s

7.2.1 Tổng trở lực trong đường ống

• Chọn đường kính trong của ống hút và ống đẩy bằng nhau: dtr = 80 (mm)

 Độ nhám của ống:  = 0,2 (mm) = 0,0002 (m) (ăn mòn ít)

• Tổng trở lực trong ống hút và ống đẩy h 1 ¿ ¿ Trong đó:

- lh : chiều dài ống hút, chọn 6 m

- lđ : chiều dài ống đẩy, chọn lđ = 25 (m).

- h : tổng tổn thất cục bộ trong ống hút.

- đ : tổng tổn thất cục bộ trong ống đẩy.

- : hệ số ma sát trong ống hút và ống đẩy.

Vận tốc dòng nhập liệu trong ống hút và ống đẩy: v F =1,3.(d F d t r )

Xác định hệ số ma sát trong ống hút và ống đẩy:

• Xác định chế độ chảy:

• Chuẩn số Reynolds giới hạn:

• Khi xuất hiện vùng nhám:

 Regh < Re < Ren: khu vực chảy rối, khi đó hệ số tổn thất ma sát cho đoạn ống hút và đẩy: λ = 0,1× ( 1,46× ε d td

 Hệ số tổn thất cục bộ:

• Hệ số tổn thất cục bộ trong ống hút qua:1 van cầu (độ mở 50%) : vh= 9,5

• Lối vào ống (mép nhọn ) :t = 0,5

• 1 van cầu (độ mở 50%): vd= 9,5

Vậy tổng tổn thất cục bộ: = h + h= 22,7

 Tổng trở lực trong đường ống h1¿( λ l h d + t đ l đ

7.2.2 Trở lực trong thiết trao đổi nhiệt:

- 2 : tổng tổn thất cục bộ

- : hệ số ma sát trong ống

- l2 : chiều dài đường ống dẫn, chọn thiết bị có 19 ống với l2 = 3 (m).

- d2 : đường kính ống dẫn, d2 = dtr = 0,032(m).

- v2 : vận tốc dòng nhập liệu trong ống dẫn

 Vận tốc dòng nhập liệu trong thiết bị v 2 =1,3.( d d F 2 ) 2 / 19=0,11 ( m / s )

 Hệ số ma sát trong đường ống :

• Xác định chế độ chảy:

• Chuẩn số Reynolds giới hạn:

• Khi xuất hiện vùng nhám:

 Regh < Re < Ren: khu vực chảy rối, khi đó hệ số tổn thất ma sát cho đoạn ống hút và đẩy: λ = 0,1× ( 1,46× ε d tb1

 Tổng hệ số tổn thất cục bộ :

Thiết bị có 60 chữ U, tổng tổn thất cục bộ do chữ U là = 2,2 60 = 132

 Tổng tổn thất cục bộ trong thiết bị:  = U + đột thu +đột mở = 133,2

 Trở lực trong thiết trao đổi nhiệt: ¿( 0,034 3∗190,032+133,2) 2× 0 , 9,8111 2 =1,09m

7.2.3 Trở lực thiết bị đun h3¿( λ 3 d l 3 3

- 3 : tổng tổn thất cục bộ

- 3: hệ số ma sát trong ống

- L3 : chiều dài đường ống dẫn, chọn thiết bị có 19 ống với l2 = 3 (m).

- D3 : đường kính ống dẫn, d2 = dtr = 0,032(m).

- V3 : vận tốc dòng nhập liệu trong ống dẫn

 Vận tốc dòng nhập liệu trong thiết bị v 3 =1,3.( d d F 3 ) 2 / 19= 0,11( m / s )

 Hệ số ma sát trong đường ống :

• Xác định chế độ chảy:

• Chuẩn số Reynolds giới hạn:

• Khi xuất hiện vùng nhám:

 Regh < Re < Ren: khu vực chảy rối, khi đó hệ số tổn thất ma sát cho đoạn ống hút và đẩy: λ = 0,1× ( 1,46× ε d tb1

 Tổng hệ số tổn thất cục bộ :

Thiết bị có 60 chữ U, tổng tổn thất cục bộ do chữ U là = 2,2 60 = 132

 Tổng tổn thất cục bộ trong thiết bị:  = U + đột thu +đột mở = 133,2

 Trở lực trong đun sôi: h 3 ¿( λ 3 d l 3 3

Công suất thực tế của bơm là: