Luận văn Chưng luyện để tách hỗn hộp các cấu tử trong công nghiệp

681,33110. 2 3682,91.81,9.013,458 3 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −=Δ −tcP (N/m2) Trở lực thuỷ tĩnh đoạn luyện: 83,30110.2 4082,95.81,9.799,405 3 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −=Δ −tcP (N/m2) 4/ Trở lực của tháp : ⇒ Tổng trở lực của một đĩa đoạn luyện là : tLsLkLdL PPPP Δ+Δ+Δ=Δ 681,331922,5869,389 ++= 472,727= (N/m2) ⇒ Tổng trở lực của một đĩa đoạn ch−ng là : tCsCkCdC PPPP Δ+Δ+Δ=Δ 83,301075,6474,381 ++= 379,689= (N/m2) ⇒ Trở lực của đoạn luyện là : 982,39983379,689.58. ==Δ=Δ dLLTTL PNP (N/m2) ⇒ Trở lực của đoạn ch−ng là : 608,10184472,727.14. ==Δ=Δ dCCTTC PNP (N/m2) ⇒ Trở lực của toàn tháp là : 59,50168982,39983608,10184 =+=Δ+Δ=Δ CL PPP (N/m2) 31 V. tính toán cơ khí : 1.Tính chóp và kích th−ớc cơ bản của chóp. - Đ−ờng kính ống hơi của chóp: 50, 75, 100, 125, 150 (mm) Chọn dh=0,075(m) với chiều dày →= )(2 mmδ đ−ờng kính trong dh= 0,071(m) - Số chóp phân bố trên đĩa: 2 2 .1,0 hd Dn = [II.236] D: Đ−ờng kính trong của tháp(m) dh: Đ−ờng kính ống hơi(m) Thay số: →== 3,79 071,0 2.1,0 2 2 n Qui chuẩn n = 80 - Chiều cao chóp phía trên ống dẫn hơi: hdh 25,02 = [II.236] )(01775,0071,0.25,02 mh ==→ -Đ−ờng kính chóp : ( )22 2 chhhch ddd δ++= [II.236] chδ : Chiều dày chóp , )(32 mmch ữ=δ , Chọn chδ = 2(mm) = 0,002 ( ) )(100)(108)(108,0002,0.2071,0071,0 22 mmdmmmd chch =→==++= - Khoảng cách từ mặt đĩa đến chân chóp: )(250 mmS ữ= ; Chọn S = 15(mm) - Chiều cao mức chất lỏng trên khe chóp: )(40151 mmh ữ= Chọn h1 = 30(mm) - Chiều cao khe chóp: x yy g b ρ ρωξ . .. 2= [II.236] 32 Trong đó: nd V h y y ...3600 .4 2πω = Vy: L−u l−ợng hơi đi trong tháp (m3/h). ξ : Trở lực đĩa chóp, 25,1 ữ=ξ chọn ξ = 2 xy ρρ , : Khối l−ợng riêng trung bình của pha lỏng và pha hơi (Kg/m3) g = 9,81m/s2. 4 ..3600. 2DV tby ωπ= + Đối với đoạn ch−ng: )/(907,11493 4 2.0168,1.3600. 3 2 hmVy == π )/(0852.10 80.071,0..3600 907,11493.4 2 2 smytbc == πω )/(5333,1 3mKgxtbc =ρ →Chiều cao khe chóp đoạn ch−ng: )(0347,0 576,910.81,9 5333,1.0852,10.2 2 mb == , Chọn b = 36(mm) + Đối với đoạn luyện: )/(12631,13230 4 2.1698,1.3600. 3 2 hmVy == π )/(602,11 80.071,0..3600 12631,13230.4 2 2 smytbl == πω )/(59,811 3mKgxtbl =ρ )/(1336,1 3mKgytbl =ρ →Chiều cao khe chóp đoạn luyện: 33 )(0383,0 598,811.81,9 1336,1.602,11.2 2 mb == , Chọn b = 40(mm) - Chiều rộng các khe chóp: a = 5(mm) - Khoảng cách giữa các khe: c = )(43 mmữ , ở đây chọn c = 4(mm) - Số l−ợng khe hở mỗi chóp: ⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −= b d d c i hch .4 2π [II.236] . Đoạn ch−ng: 5201,51 36.4 71100 4 2 =→=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −= ii π . Đoạn luyện: 5476,53 40.4 71100 4 2 =→=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −= ii π - Đ−ờng kính ống chảy chuyền: z G d cx x c ....3600 .4 ωρπ= (m) Gx: L−u l−ợng lỏng trung bình đi trong tháp (Kg/h) xρ : Khối l−ợng riêng của lỏng(Kg/m3) z : Số ống chảy chuyền z = 1 cω : Tốc độ chất lỏng trong ống chảy chuyền )/(2,01,0 smc ữ=ω Chọn cω =0,1(m/s) . Đoạn ch−ng: )(190)(1895,0 1.1,0.0267,916..3600 3600.030,20.129,0.4 mmmdc === π . Đoạn luyện: )(220)(22,0 1.1,0.598,811..3600 35,32.0956,0.4 mmmdc === π Chuẩn dc = 152(mm) 34 - Khoảng cách từ đĩa đến ống chảy chuyền: S1 = 0,25.dc [II.237] Thay số: S1c = 0,25.190 = 47,5(mm) S1l = 0,250.220 = 55(mm) - Chiều cao ống chảy chuyền trên đĩa ( ) hSbhhc Δ−++= 1 (mm) [II.237] 2 3 ..85,1.3600 ⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛=Δ cd Vh π V: Thể tích chất lỏng chảy qua (m3/h) . Đoạn ch−ng: )/(10.82,2 0267,916 5836,2 33 smGV xtb x c −=== ρ )(20)(0187,0 190,0..85,1.3600 10.3600.82,2 2 3 3 mmmh ==⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛=Δ − π ( ) )(6120153630 mmhc =−++= . Đoạn luyện: )/(10.81,3 598,811 35,32.0956,0 33 smGV xtb x l −=== ρ )(22)(0207,0 22,0..85,1.3600 3600.10.81,3 2 3 3 mmmh ==⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛=Δ − π ( ) )(6322154030 mmhc =−++= - B−ớc tối thiểu của chóp trên đĩa: 2min .2 ldt chch ++= δ [II.237] l2 = 12,5 + 0,25.dch Thay số: l2 = 12,5 + 0,25.100 = 37,5 35 )(5,1415,372.2100min mmt =++= → Qui chuẩn tmin = 142(mm) - Khoảng cách từ tâm ống chảy chuyền đến tâm chóp gần nhất: 11 22 l dd t chchcc ++++= δδ (mm) cδ : Bề dày ống chảy chuyền →ữ= )(42 mmcδ Chọn cδ = 2(mm) l1 : Khoảng cách nhỏ nhất giữa chóp và ống chảy chuyền, th−ờng chọn l1= 75(mm) )(224752 2 1002 2 190 1 mmt =++++= 2/ Thân tháp : Thân hình trụ là bộ phận chủ yếu của để tạo thành thiết bị hoá chất. Tuỳ theo điều kiện làm việc mà ng−ời ta chọn vật liệu và ph−ơng pháp chế tạo. Do điều kiện đàu bài là tháp làm việc ở áp suất th−ờng, nhiệt độ làm việc không cao lắm, dung dịch chứa Etylic và N−ớc do đó ta chọn loại vật liệu là thép hợp kim ( thép không gỉ ) X18H10T làm thân tháp, đó là một vật liệu bền chịu nhiệt. Nó đ−ợc chế tạo bằng cách cuốn tấm vật liệu với kích th−ớc đã định sau đó hàn giáp mối lại . Khi chế tạo loại này ta chú ý : áp suất và nhiệt độ làm ảnh h−ởng đến chiều dày vật liệu. Chọn vật liệu phụ thuộc vào môi tr−ờng làm việc Bảo đảm đ−ờng hàn càng ngắn càng tốt Chỉ hàn giáp mối Bố trí đ−ờng hàn dọc (ở các đ−ờng thân riêng biệt lân cận ) cách nhau ít nhất là 100mm Bố trí mối hàn ở vị trí dễ quan sát Không khoan lỗ qua mối hàn. Thân tháp là thân hình trụ hàn, làm việc chịu áp suất trong, không bị đốt nóng trực tiếp ⇒ Thiết bị loại I nhóm 2 ⇒ Hệ số điều chỉnh là : η = 0,9 [II.356] . ⇒ Theo bảng tính chất cơ học của vật liệu ( III.4 - II.310), chọn độ dày thiết bị trong khoảng (1- 3 mm), ta có giới hạn bền kéo và bền chảy của vật liệu : 36 σk = 540.106 (N/m2) σch = 220.106 (N/m2) ⇒ Hệ số an toàn bền kéo và bền chảy của vật liệu là : nk = 2,6 nc = 1,5 [II.356] ⇒ ứng suất giới hạn bền kéo là : 6 6 k k k 10.9,1869,0.6,2 10.540 . n ][ ==ησ=σ (N/m2) ⇒ ứng suất giới hạn bền chảy là : 6 6 k k k 10.1329,0.5,1 10.220 . n ][ ==ησ=σ (N/m2) ⇒ Chọn ứng suất cho phép là ứng suất bé nhất trong hai ứng suất trên : [σ] = [σk] = 132.106 (N/m2) ♦ Chọn cách chế tạo : Dt > 700(mm) [II.362] - Cách hàn: Hàn tay bằng hồ quang điện. - Hàn giáp mối 2 bên. - Hệ số bền mối hàn là : ϕh = 0,95 ♦ Chiều dày thân tháp hình trụ là : (m) ].[2 . C P PDS t ++= ϕσ [II.360] Trong đó : Dt : Đ−ờng kính trong của tháp (m) Theo thông số đĩa đã chọn : Dt = 2(m) P : áp suất trong thiết bị (N/m2) llmtlmt H..gPPPP ρ+=+= (N/m2) Với : Pmt : áp suất của hơi trong tháp (N/m 2) Tháp làm việc ở áp suất th−ờng nên Pmt = 1 (at) = 105 (N/m2) 37 Pl : áp suất thủy tĩnh của cột chất lỏng trong tháp (N/m2) ρl : Khối l−ợng riêng của chất lỏng trong tháp (kg/m3) Ta lấy theo khối l−ợng riêng lớn nhất là khối l−ợng riêng trung bình pha lỏng đoạn ch−ng : ρl = ρxC = 916,0267 (kg/m3) Hl : Chiều cao cột chất lỏng trong tháp (m) Ta lấy chiều cao lớn nhất là chiều cao tháp : Hl = H = 33 (m) g : Gia tốc trọng tr−ờng : g = 9,81 (m/s2) ⇒ P = 105 + 9,81 . 916,0267 . 33 = 3,3965.105 (N/m2) [σ] : ứng suất cho phép với loại vật liệu đã chọn (N/m2) ϕ : Hệ số bền của thành hình trụ theo ph−ơng dọc Vì tháp kín không đục lỗ nên ϕ = ϕh = 0,95 C : Số bổ sung do ăn mòn, bào mòn và dung sai của chiều dày tấm thép (m) C = C1 + C2 + C3 (m) [II.363] C1 : Bổ sung do ăn mòn, xuất phát từ điều kiện ăn mòn vật liệu của môi tr−ờng và thời gian làm việc của tháp chọn C1 = 1 (mm) = 10 -3 (m) C2 : Bổ sung do bào mòn (m) Tháp ch−ng luyện chỉ chứa lỏng và hơi nên ít bào mòn ⇒ C2 = 0 C3 : Bổ sung do dung sai về chiều dày (m) Chọn dung sai, Chọn C3 = 0,8 mm = 0,8.10 -3 (m) [II.364] ⇒ C = 0,8.10-3 +10-3 = 1,8.10-3 (m) ⇒ Chiều dày thân tháp hình trụ là : (mm) 967,4(m) .10967,410.8,1 10.965,395,0.10.132.2 10.965,3.2 3-3 56 5 ==+−= −S ⇒ Theo quy chuẩn lấy chiều dày tháp là : S = 7 mm ♦ Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử( Dùng n−ớc ) : - áp suất thử : Po = Pth + Pl (N/m 2) 38 Trong đó : Pth : áp suất thủy lực (N/m 2) Theo bảng áp suất thuỷ lực khi thử [XIII.5 – II.358] : ⇒ Pth = 1,5.P = 1,5 . 3,965.105 = 5,9475.105 (N/m2) Pl : áp suất cột chất lỏng trong tháp (N/m 2) Pl = g . ρl . Hl = 2,965.105 (N/m2) ⇒ Po =5,9475.105 + 2,965.105 = 8,9125.105 (N/m2) - ứng suất theo áp suất thử : 6 3 53 10.884,180 95,0.10).8,17.(2 10.9125,8].10).8,17(2[ ).(2 )].([ =− −+=− −+= − − ϕσ CS PCSD ot (N/m2) 6 6 ch 10.333,183 2,1 10.220 2,1 ==σ<σ⇒ (N/m2) ⇒ Vậy chọn S = 7 mm là phù hợp. 2/ Nắp và đáy tháp : ♦ Chọn cùng vật liệu với thân tháp. ♦ Chi tiết cấu tạo : - Đáy và nắp elip có gờ chịu áp suất trong. - Các kích th−ớc : - Đ−ờng kính : Dt = 2 (m) - Chiều cao phần lồi : hb = 0,25 . Dt = 0,25 . 2= 0,5 (m) - Chiều cao gờ : h = 25 (mm) ♦ Chiều dày đáy và nắp : (m) Ch.2 D . P.k]..[8,3 P.D S b t hk t +−ϕσ= [II.385] Trong đó : ϕ : Hệ số bền mối hàn h−ớng tâm ϕh = 0,95 k : Hệ số không thứ nguyên : 39 tD dk −= 1 [II.385] d: Đ−ờng kính lớn nhất của lỗ không d−ợc tăng cứng, d = 0,1(m) 95,0 2 1,01 =−=k [ ] 95,0. 10.965,3 95,0.10.132. 5 6 = p k hϕσ >30 nên đại l−ợng p ở mẫu có thể bỏ qua. [ ] Ch D k pD S b t h t += 2 . ..8,3 . ϕσ P : áp suất trong : - Nắp : P = Phơi = 1 at = 1.10 5 (N/m2) - Đáy : P = Ptháp = 3,965. 10 5(N/m2) ⇒ Chiều dày nắp tháp là : (m) C 8,835.10 5,0.2 2. 95,0.95,0.10.132.8,3 .10.1.2 4- 6 5 +=+= CS →S - C=8,835.10-4 (m) = 0,8835 (mm) Ta thấy S – C < 10 ( mm) Nên phải tăng C lên 2(mm), khi đó C=3,8mm Do đó S = 0,8835 + 3,8 = 4,6835( mm). Chọn S = 7( mm). ♦ Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử : Pth = 1,5 . Phơi = 1,5 . 1.10 5 = 1,5 . 105 (N/m2) )(N/m 10.18,175 10).8,17.(5,0.95,0.95,0.6,7 10.5,1].10).8,17.(5,0.22[ ).(...6,7 )].(.2[ 26 3 532 2 =− −+= − −+=⇒ − − CShk PCShD bh obt ϕσ [II.386] 40 6 6 ch 10.333,183 2,1 10.220 2,1 ==σ<σ⇒ (N/m2) ⇒ Vậy chọn S = 7 mm là phù hợp. - Với đáy tháp : Pth = Po = 8,9125.10 5 (N/m2) S = )(10.5,3 5,0.2 2. 95,0.95,0.10.132.8,3 10.965,3.2 3 6 5 mC −=+ Ta thấy S – C < 10 ( mm) Nên phải tăng C lên 2(mm), khi đó C = 3,8mm Do đó S = 3,5 + 3,8 = 7,3( mm). Chọn S = 8( mm). ♦ Kiểm tra ứng suất theo áp suất thử : )(N/m 10.93,167 10).8,18.(5,0.95,0.95,0.6,7 10.9125,8].10).8,18.(5,0.22[ ).(...6,7 )].(.2[ 26 3 532 2 =− −+= − −+=⇒ − − CShk PCShD bh obt ϕσ 6 6 ch 10.333,183 2,1 10.220 2,1 ==σ<σ⇒ (N/m2) ⇒ Vậy chọn S = 8( mm) là phù hợp. 3/ Chọn mặt bích : Chọn bích liền bằng thép X18H10T (kiểu 1) với các thông số chọn theo bảng [II.421] ]\với yP = 0,1.106 N/m2 : - Số bích : 26 cặp bích - B−ớc bích : 1,5 (m) - Đ−ờng kính trong : Dt = 2000 (mm) - D = 2141 (mm) - Db = 2090 (mm) - D1 = 2060 (mm) 41 - D0 = 2015 (mm) - Bu lông : 44 (cái ) loại M20 - Chiều dày bích : h = 25 (mm) 4/ Tính đ−ờng kính các ống dẫn : Chọn vật liệu ống dẫn cùng loại vật liệu tháp, dày 3 mm. (m) w.785,0 V d = [II.448] Trong đó : V : L−u l−ợng thể tích (m3/s) w : Vận tốc trung bình (m/s) a/ ống chảy chuyền : L−ợng lỏng trung bình đi trong : 42 - Đoạn luyện : VxL = 2,82.10 -3 (m3/s) - Đoạn ch−ng : VxC = 3,81.10-3 (m3/s) Chọn vận tốc lỏng qua ống chảy chuyền là w = 0,2 (m/s) Chọn số ống chảy chuyền với mỗi đĩa : Z = 1 (ống) ⇒ Đ−ờng kính của ống chảy chuyền đoạn luyện là : (m) 0,1557 2,0.785,0 10.81,3 3 == − d , chuẩn hoá d = 160(mm) ⇒ Đ−ờng kính của ống chảy chuyền đoạn ch−ng là : (m) 0,134 2,0.785,0 10.82,2 3 == − d , qui chuẩn d = 140(mm) b/ ống dẫn hỗn hợp đầu vào tháp : L−ợng hỗn hợp đầu vào tháp là F = 2400 (kg/h) Nhiệt độ của hỗn hợp đầu tF = 84,6628 oC ⇒ Khối l−ợng riêng của Etylic và N−ớc (bảng I-10) theo t = tF : 627,730=Aρ (kg/m3) 778,969=Bρ (kg/m3) Nồng độ khối l−ợng của hỗn hợp đầu aF = 30% ⇒ Khối l−ợng riêng của hỗn hợp đầu là : 483,882 778,969 30,01 627,730 30,01 11 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −+=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −+= −− B F A F F aa ρρρ (kg/m3) ⇒ L−u l−ợng thể tích của hỗn hợp đầu là : 410.554,7 483,882.3600 2400 −=== F FV ρ (m3/s) Chọn tốc độ hỗn hợp đầu là : w = 0,3 (m/s) ⇒ Đ−ờng kính của ống dẫn hỗn hợp đầu là : 43 (m) 0,0566 3,0.785,0 10.554,7 4 == − d Quy chuẩn : d = 0,06 (m) = 60 (mm) Chiều dài đoạn ống nối : l = 100 (mm) [II.434] ⇒ Tốc độ thực tế của hỗn hợp đầu : (m/s) 0,27 06,0.785,0 10.554,7 .785,0 2 4 2 === − d VwTT b/ ống dẫn hơi đỉnh tháp : L−ợng hơi đỉnh tháp là gđ = 0,0952 (kmol/s) Nhiệt độ của hơi đỉnh tháp tP = 78,1272 oC ⇒ L−u l−ợng thể tích của hơi đỉnh tháp là : 742,2 273 )1272,78273.(4,22.0952,0 273 )273.(4,22. =+=+= Pd tgV (m3/s) Chọn tốc độ hơi đỉnh tháp là : w = 20 (m/s) ⇒ Đ−ờng kính của ống dẫn hơi đỉnh tháp là : (m) 0,417 20.785,0 742,2 ==d Quy chuẩn : d = 420 (mm) Chiều dài đoạn ống nối : l = 150 (mm) [II.434] ⇒ Tốc độ thực tế của hơi đỉnh tháp : (m/s) ,80119 42,0.785,0 472,2 .785,0 22 === d VwTT c/ ống dẫn sản phẩm đáy : L−ợng sản phẩm đáy là W = 0,458 (kg/s) Nhiệt độ của hỗn hợp đáy tW = 99,6007 oC ⇒ Khối l−ợng riêng của Etylic và N−ớc (bảng I-10) theo t = tW : 44 379,716=Aρ (kg/m3) 28,958=Bρ (kg/m3) Nồng độ khối l−ợng của sản phẩm đáy aW = 0,04% ⇒ Khối l−ợng riêng của sản phẩm đáy là : 987,956 28,958 004,01 379,716 004,01 11 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −+=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −+= −− B W A W W aa ρρρ (kg/m3) ⇒ L−u l−ợng thể tích của sản phẩm đáy là : 410.785,4 987,956 458,0 −=== W WV ρ (m3/s) Chọn tốc độ sản phẩm đáy là : w = 0,2 (m/s) ⇒ Đ−ờng kính của ống dẫn sản phẩm đáy là : 0,055(m) 2,0.785,0 10.785,4 4 == − d Quy chuẩn : d = 0,06 (m) = 60 (mm) Chiều dài đoạn ống nối : l = 100 (mm) [II.434] ⇒ Tốc độ thực tế của sản phẩm đáy : (m/s) ,16930 06,0.785,0 10.785,4 .785,0 2 4 2 === − d VwTT d/ ống dẫn hơi ng−ng tụ hồi l−u : L−ợng hơi ng−ng tụ hồi l−u là GR = P.R = 729,6.2087,0 = 1,4043 (kg/s) Nhiệt độ của hơi ng−ng tụ hồi l−u tR = tP = 78,1272 oC ⇒ Khối l−ợng riêng của Etylic và N−ớc (bảng I-10) theo t = tR : 78,736=Aρ (kg/m3) 03,973=Bρ (kg/m3) Nồng độ khối l−ợng của hơi ng−ng tụ hồi l−u aR = aP = 95% ⇒ Khối l−ợng riêng của hơi ng−ng tụ hồi l−u là : 45 83,745 03,973 95,01 78,736 95,01 11 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −+=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −+= −− B R A R R aa ρρρ (kg/m3) ⇒ L−u l−ợng thể tích của hơi ng−ng tụ hồi l−u là : 310.882,1 83,745 403,1 −=== R RGV ρ (m3/s) Chọn tốc độ hơi ng−ng tụ hồi l−u là : w = 0,3 (m/s) ⇒ Đ−ờng kính của ống dẫn hơi ng−ng tụ hồi l−u là : (m) 0,089 3,0.785,0 10.882,1 3 == − d Quy chuẩn : d = 0,90 (m) = 90 (mm) Chiều dài đoạn ống nối : l = 110 (mm) [II.434] ⇒ Tốc độ thực tế của hơi ng−ng tụ hồi k−u : (m/s) ,2950 9,0.785,0 10.882,1 .785,0 2 3 2 === − d VwTT e/ ống dẫn hơi sản phẩm đáy hồi l−u : L−ợng hơi sản phẩm đáy hồi l−u là g1’ = 0,1014 (kmol/h) Nhiệt độ của hơi sản phẩm đáy hồi l−u tW = 99,6007 oC ⇒ L−u l−ợng thể tích của hơi sản phẩm đáy hồi l−u là : 1,3 273 )6007,99273.(4,22.1014,0 273 )273.(4,22.'1 =+=+= WtgV (m3/s) Chọn tốc độ hơi sản phẩm đáy hồi l−u là : w = 20 (m/s) ⇒ Đ−ờng kính của ống dẫn hơi sản phẩm đáy hồi l−u là : (m) 0,444 20.785,0 1,3 ==d Quy chuẩn : d = 0,45 (m) = 450 (mm) Chiều dài đoạn ống nối : l = 150 (mm) [II.434] 46 ⇒ Tốc độ thực tế của hơi sản phẩm đáy : (m/s) ,5819 45,0.785,0 1,3 .785,0 22 === d VwTT 5/ Khối l−ợng tháp : G = GT + GN-Đ + GB + Gbl + GĐ + GÔ + GL (kg) Trong đó : GT : Khối l−ợng thân tháp trụ (kg) GN-Đ : Khối l−ợng nắp và đáy tháp (kg) GB : Khối l−ợng bích (kg) Gbl : Khối l−ợng bu lông nối bích (kg) GĐ : Khối l−ợng đĩa lỗ trong tháp (kg) GÔ : Khối l−ợng ống chảy chuyền (kg) GL : Khối l−ợng chất lỏng điền đầy tháp (kg) a/ Khối l−ợng thân tháp trụ : - Khối l−ợng riêng của thép là ρT = 7,9.103 (kg/m3) [II.313] - Đ−ờng kính trong của thân tháp : Theo các thông số đĩa đã chọn : Dt = 2 (m) - Chiều dày thân tháp : S = 7 (mm) - Chiều cao thân tháp : H = 33 (m) ⇒ Khối l−ợng thân tháp là : (kg) 1254,574310.9,7.33. 4 ]2)10.72.[(14,3 .. 4 ]).[( 3 223 22 =−+= −+= − T tt T H DSDG ρπ b/ Khối l−ợng nắp và đáy tháp : Theo các thông số của nắp và đáy tháp đã chọn : - Bề mặt trong của nắp, đáy tháp : F = 4,48 (m2) [II.382] - Chiều dày của nắp, đáy tháp lấy chung : S = 8 (mm) =8.10-3 (m) 47 ⇒ Khối l−ợng nắp và đáy tháp là : (kg) 136,28310.9,7.10.8.24,2.2..2 33 === −− TDN SFG ρ c/ Khối l−ợng bích : Theo các thông số của bích đã chọn : - Đ−ờng kính trong của bích : Dt = 2(m) - Đ−ờng kính ngoài của bích : D = 2,141 (m) - Chiều dày bích : h = 0,025 (m) - Số bích : n = 26 (cặp) = 42 (chiếc) ⇒ Khối l−ợng bích là : (kg) 913,380342.10.9,7.025,0. 4 ]2141,2.[14,3... 4 ].[ 322 22 =−=−= nhDDG TtB ρπ d/ Khối l−ợng bu lông nối bích : Theo các thông số của bích đã chọn : Cần 26 cặp bích, mỗi cặp cần 44 bu lông loại M20 (khối l−ợng : 0,15 kg/cái) . ⇒ Khối l−ợng bu lông nối bích là : (kg) 6,17115,0.44.26 ==blG e/ Khối l−ợng đĩa lỗ trong tháp : Theo các thông số đĩa đã chọn : - Đ−ờng kính đĩa : D = 2 (m) - Chiều dày đĩa : δ = 0,002 (m) - Số đĩa : n = 72 (chiếc) ⇒ Khối l−ợng đĩa trong tháp là : (kg) 876,357372.10.9,7.002,0. 4 2.14,3... 4 . 32 2 === nDG Td ρδπ f/ Khối l−ợng ống chảy chuyền : Khối l−ợng một ống chảy chuyền là : 48 (kg) 701,010.9,7.28,0. 4 ]1,0)002,01,0[(14,3.. 4 ])[( 32222 =−+=−+= Toooo hDSDm ρπ ⇒ Số ống chảy chuyền là : nÔ = 72.1 = 72 (ống) ⇒ Khối l−ợng ống chảy chuyền là : GÔ = nÔ . mÔ = 72 . 0,701 = 50,472 (kg) g/ Khối l−ợng chất lỏng điền đầy tháp : Ta lấy theo khối l−ợng riêng lớn nhất là khối l−ợng riêng trung bình pha lỏng đoạn ch−ng : ρL = ρxC = 916,0267 (kg/m3) ⇒ Khối l−ợng chất lỏng chứa trong tháp là : (kg) 6,949180267,916.33. 4 2.14,3.. 4 . 22 === LL H D G ρπ ⇒ Khối l−ợng tháp là : G = 5743,1254 + 283,136 + 3803,913 +171,6 + 3573,876 +50,472+94918,6 = 108544,7224 (kg) 6/ Tính tai treo : Trọng l−ợng tháp là : P = G . g = 108544,7224 . 9,81 = 1064823,727 (N) Chọn 18 tai treo bằng thép CT3, tải trọng trên 1 tai treo là : 6,0.104 (N) ⇒ Các thông số của tai treo (Kiểu VIII) (II-438) - Tải trọng cho phép trên bề mặt đỡ : 1,33.106 (N/m2) - Bề mặt đỡ : F = 451.10-4 (m2) L B B1 H S l a d Tải trọng cho phép trên một tai treo G.10-4, N Bề mặt đỡ F.104, m2 Tải trọng cho phép lên mặt đỡ q.10- 6N/m2 mm Khối l−ợng một tai treo, Kg 6,0 451 1,33 230 200 205 350 12 100 25 34 13,2 ⇒ Tải trọng của cả 18 tai treo : 18. 6,0.104 = 108.104 (N) > P ⇒ Phù hợp 49 7/ Tính chân đỡ : Chọn chân thép: 18 chân L B B1 B2 H h s l d Tải trọng cho phép trên một chân G.10-4N Bề mặt đỡ F.104, m2 Tải trọng cho phép trên bề mặt đỡ q.10-6, N/m2 mm 6,0 711 0,84 300 240 260 370 450 226 18 110 34 ⇒ Tải trọng của cả 18 chân đỡ : 18. 6,0.104 = 48.104 (N) > P ⇒ Phù hợp *Chọn tấm lót cho tai treo bằng thép: Tải trọng cho phép trên một tai treo. G.10- 4,N Chiều dầy tối thiểu của thành thiết bị khi không có lót Chiều dầy tối thiểu của thiết bị khi có lót S H b sh mm 6 20 10 550 340 8 50 51 tính cân bằng nhiệt I. thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu : Ph−ơng trình cân bằng nhiệt l−ợng của thiết bị đun nóng hỗn hợp đầu (II-196) : (J/h) QQQQQ 1xq1ngFf1D ++=+ Trong đó : QD1 : Nhiệt l−ợng do hơi đốt mang vào (J/h) Qf : Nhiệt l−ợng do hỗn hợp đầu mang vào (J/h) QF : Nhiệt l−ợng do hỗn hợp đầu mang ra (J/h) 1ngQ : Nhiệt l−ợng do n−ớc ng−ng mang ra (J/h) 1xqQ : Nhiệt l−ợng mất mát ra môi tr−ờng xung quanh (J/h) Chọn hơi đốt là hơi n−ớc bão hoà ở áp suất 2 at, có to sôi = 119,62 oC 1/ Nhiệt l−ợng do hơi đốt mang vào : (J/h) )C.r.(D.DQ 1111111D θ+=λ= [II.196] Trong đó : D1 : L−ợng hơi đốt (kg/h) λ1 : Hàm nhiệt (nhiệt l−ợng riêng) của hơi đốt (J/kg) θ1 : Nhiệt độ n−ớc ng−ng (oC) : θ1 = 119,62 oC 52 r1 : ẩn nhiệt hoá hơi của hơi đốt (J/kg) Theo bảng số liệu Nhiệt hoá hơi – to (I-301) tại to = θ1, nội suy ta có : r1 = 526,7 (kcal/kg) = 526,7 . 4,18.10 3 (J/kg) = 2201,4.103 (J/kg) C1 : Nhiệt dung riêng của n−ớc ng−ng (J/kg.độ) 2/ Nhiệt l−ợng do hỗn hợp đầu mang vào : (J/h) t.C.FQ fff = [II.196] Trong đó : F : L−ợng hỗn hợp đầu (kg/h) F = 2400 (kg/h) tf : Nhiệt độ đầu của hỗn hợp ( oC) Hỗn hợp vào ở nhiệt độ th−ờng tf = 20 oC Cf : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu (J/kg.độ) Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-202), ta có : C E = 0,99947 ( kcal/kg.độ)=4,1778( kJ/kg.độ) CN =2,480( kJ/kg.độ) Nồng độ hỗn hợp đầu : af = aF = 30% ⇒ Cf = CA.af + CB.(1 – af) = 4,1778 . 0,30 + 2,48 .(1 – 0,30) = 2,98934 (kJ/kg.độ) 3/ Nhiệt l−ợng do hỗn hợp đầu mang ra : (J/h) t.C.FQ FFF = [II.196] Trong đó : tF : Nhiệt độ của hỗn hợp đầu sau khi đun nóng ( oC) : tF = 84,6028 oC CF : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp đầu khi đi ra (J/kg.độ) 53 Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-202) tại to = tF, nội suy ta có : CA = 3289,042(J/kg.độ) CB = 4196,07 (J/kg.độ) Nồng độ hỗn hợp đầu : aF = 30% ⇒ CF = CA.aF + CB.(1 – aF) = 3289,042 . 0,3 + 4196,07 .(1 – 0,30) = 3923,961 (J/kg.độ) (J/h) 10.741,796744002 . 6028,48 . 961,3923 3==⇒ FQ 4/ Nhiệt l−ợng do n−ớc ng−ng mang ra : (J/h) .C.D.C.GQ 111111ng1ng θ=θ= [I.197] Trong đó : 1ngG : L−ợng n−ớc ng−ng, bằng l−ợng hơi đốt D1 (kg/h) 5/ Nhiệt l−ợng mất ra môi tr−ờng xung quanh : L−ợng nhiệt mất ra môi tr−ờng lấy bằng 5% l−ợng nhiệt tiêu tốn : (J/h) r.D.05,0Q 111xq = [II.197] 6/ L−ợng hơi đốt cần thiết : 1 fF 1 f1xq1ngF 1 r.95,0 QQQQQQ D −=λ −++= [II.197] (kg/h) r.95,0 )t.Ct.C.(F D 1 ffFF 1 −= (kg/h) 365,312 10.4,2201.95,0 )20.34,29896028,84.961,3923.(2400 31 =−=⇒ D 54 II. tháp ch−ng luyện : Ph−ơng trình cân bằng nhiệt l−ợng của tháp ch−ng luyện : (J/h) QQQQQQQ 2ng2xqwyR2DF +++=++ [II.197] Trong đó : QF : Nhiệt l−ợng do hỗn hợp đầu mang vào tháp (J/h) QD2 : Nhiệt l−ợng do hơi đốt mang vào tháp (J/h) QR : Nhiệt l−ợng do l−ợng lỏng hồi l−u mang vào (J/h) yQ : Nhiệt l−ợng do hơi mang ra ở đỉnh tháp (J/h) Qw : Nhiệt l−ợng do sản phẩm đáy mang ra (J/h) 2xqQ : Nhiệt l−ợng mất mát ra môi tr−ờng xung quanh (J/h) 2ngQ : Nhiệt l−ợng do n−ớc ng−ng mang ra (J/h) Chọn hơi đốt là hơi n−ớc bão hoà ở áp suất 2 at, có to sôi = 119,62 oC 1/ Nhiệt l−ợng do hơi đốt mang vào tháp : (J/h) )C.r.(D.DQ 2222222D θ+=λ= [II.197] Trong đó : D2 : L−ợng hơi đốt (kg/h) λ2 : Hàm nhiệt (nhiệt l−ợng riêng) của hơi đốt (J/kg) θ2 : Nhiệt độ n−ớc ng−ng (oC) : θ2 = 119,62 oC r2 : ẩn nhiệt hoá hơi của hơi đốt (J/kg) r2 = r1 = 2201,4.10 3 (J/kg) C2 : Nhiệt dung riêng của n−ớc ng−ng (J/kg.độ) 2/ Nhiệt l−ợng do l−ợng lỏng hồi l−u mang vào : 55 (J/h) t.C.GQ RRRR = [II.197] Trong đó : GR : L−ợng lỏng hồi l−u (kg/h) GR = P . Rx Với : P : L−ợng sản phẩm đỉnh (kg/h) P = 751,32 (kg/h) Rx : Chỉ số hồi l−u : Rx = 6,729 ⇒ GR = 751,32.6,729 (kg/h) = 5055,48 (kg/h) tR : Nhiệt độ của l−ợng lỏng hồi l−u (oC) L−ợng lỏng hồi l−u (sau khi qua thiết bị ng−ng tụ) ở trạng thái sôi, có nồng độ bằng nồng độ của hơi ở đỉnh tháp : x = yP = xP = 0,8814 ⇒ Theo bảng số liệu nồng độ – to sôi ), nội suy ta có : tR = 78,1272 oC CR : Nhiệt dung riêng của l−ợng lỏng hồi l−u (J/kg.độ) Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-202), nội suy ta có : C1 = 3196,59 (J/kg.độ) C2 = 4190,868(J/kg.độ) Nồng độ l−ợng lỏng hồi l−u bằng nồng độ sản phẩm đỉnh: aR = aP = 95% ⇒ CR = C1.aR + C2.(1 – aR) = 3196,59 . 0,95 + 4190,868 .(1 – 0,95) = 3246,303 (J/kg.độ) (J/h) .10910,1282193 303,3246.1272,78.48,5055 3==⇒ RQ 3/ Nhiệt l−ợng do hơi mang ra ở đỉnh tháp : (J/h) ).R1.(PQ dxy λ+= [II.197] Trong đó : λd : Hàm nhiệt (nhiệt l−ợng riêng) của hơi ở đỉnh tháp (J/kg) 56 )a1.(a. 21d −λ+λ=λ (J/kg) [II.197] Với : λ1, λ2 : Nhiệt l−ợng riêng của Etylic và N−ớc (J/kg) ⎩⎨ ⎧ θ+=λ θ+=λ (J/kg) .Cr (J/kg) .Cr 2222 1111 Mà θ1 = θ2 = tR = 78,1272 oC ⇒ Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-202), nội suy ta có : C1 = 3196,59 (J/kg.độ) C2 = 4190,68 (J/kg.độ) ⇒ Theo bảng số liệu Nhiệt hoá hơi – to (I-301), nội suy ta có : r1 = 202,749(kcal/kg) = 847,490.10 3 (J/kg) r2 = 560,8718(kcal/kg) = 2344,448.10 3 (J/kg) ⎪⎩ ⎪⎨⎧ =+= =+=⇒ (J/kg) 26718681272,78.68,419010.448,2344 (J/kg) 10972301272,78.59,319610.490,847 3 2 3 1 λ λ a : Nồng độ phần khối l−ợng của Etylic : a = aP = 0,95 (J/kg) 9,11756105,0.267186895,0.1097230 =+=⇒ dλ (J/h) 10.636,68287549,117561).729,61.(2087,0 3=+=⇒ yQ 4/ Nhiệt l−ợng do sản phẩm đáy mang ra : (J/h) t.C.WQ wWW = [II.197] Trong đó : W : L−ợng sản phẩm đáy (kg/h) W = 0,458(kg/s) tW : Nhiệt độ của l−ợng sản phẩm đáy (oC) : tW = 99,6007 oC CW : Nhiệt dung riêng của sản phẩm đáy (J/kg.độ) 57 Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-202) tại tW, nội suy ta có : C1 = 3514(J/kg.độ) C2 = 4218,26(J/kg.độ) Nồng độ sản phẩm đáy: aW = 0,4% ⇒ CW = C1.aW + C2.(1 – aW) = 3514.0,004 + 4218,26 .(1 – 0,004) = 4215,443 (J/kg.độ) (J/h) .10932,692266 443,4215.6007,99.3600.458,0 3==⇒ WQ 5/ Nhiệt l−ợng mất ra môi tr−ờng xung quanh : L−ợng nhiệt mất ra môi tr−ờng lấy bằng 5% l−ợng nhiệt tiêu tốn ở đáy tháp : (J/h) r.D.05,0Q 222xq = [II.197] 6/ Nhiệt l−ợng do n−ớc ng−ng mang ra : (J/h) .C.D.C.GQ 222222ng2ng θ=θ= [II.198] Trong đó : 2ngG : L−ợng n−ớc ng−ng, bằng l−ợng hơi đốt (kg/h) 7/ L−ợng hơi đốt cần thiết : 2 RFWy 2 RF2xq2ngWy 2 r.95,0 QQQQQQQQQQ D −−+=λ −−+++= [ II.198] (kg/h) 444,1 10.4,2201.95,0 53,59540710.5,110810.96,94591210.8986403 3 333 2 =−−+=⇒D III. thiết bị ng−ng tụ : 58 Ph−ơng trình cân bằng nhiệt l−ợng của thiết bị ng−ng tụ (ng−ng tụ hoàn toàn): )tt.(C.Gr).1R.(P 12nnx −=+ [II.198] Trong đó : r : ẩn nhiệt hoá hơi của hơi đỉnh tháp (J/kg) Nhiệt độ của hơi đỉnh tháp là tđ = 78,1272 oC ⇒ Theo bảng số liệu Nhiệt hoá hơi – to (I-301), nội suy ta có : r1 = 847,490.10 3 (J/kg) r2 = 2344,448.10 3 (J/kg) Nồng độ phần khối l−ợng của hơi đỉnh tháp là aP = 95% ⇒ r = r1.aP + r2.(1- aP) = 847,490.103 . 0,95 + 2344,448.103.(1- 0,95) = 922,338 . 103 (J/kg) Gn : L−ợng n−ớc lạnh tiêu tốn (kg/h) t1,t2 : Nhiệt độ vào và ra của n−ớc làm lạnh (oC) Nhiệt độ vào của n−ớc lạnh lấy là nhiệt độ th−ờng : t1 = 20 oC Nhiệt độ ra của n−ớc lạ nh chọn : t2 = 40 oC ⇒ ttb = 30 oC Cn : Nhiệt dung riêng của n−ớc ở nhiệt độ trung bình ttb (J/kg.độ) Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-195), nội suy ta có : Cn = 4174,4 (J/kg.độ) ⇒ L−ợng n−ớc lạnh cần thiết là : (kg/h) 10.222,64 )2040.(4,4174 10.338,922).1729,6.(2807,0 ).( ).1.( 33 12 =− +=− += ttC rRPG n x n IV. thiết bị lμm lạnh : Ph−ơng trình cân bằng nhiệt l−ợng của thiết bị làm lạnh : )tt.(C.G)tt(C.P 12n2n ' 2 ' 1P −=− [II.198] 59 Trong đó : Gn2 : L−ợng n−ớc lạnh tiêu tốn (kg/h) ' 2 ' 1 t,t : Nhiệt độ đầu và cuối của sản phẩm đỉnh đã ng−ng tụ (oC) Sản phẩm đỉnh sau ng−ng tụ ở trạng thái sôi : ⇒ Nhiệt độ vào chính bằng nhiệt độ sôi ở đỉnh tháp : '1t = 78,125 oC Nhiệt độ ra của sản phẩm lấy là : ' 2t = 25 oC ⇒ 'tbt = 52oC CP : Nhiệt dung riêng của sản phẩm đỉnh đã ng−ng tụ (J/kg.độ) Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-202) tại ' tbt , nội suy ta có : C1 = 0,69 (kcal/kg.độ) = 2884(J/kg.độ) C2 = 1,01 (kcal/kg.độ) = 4222(J/kg.độ) Nồng độ sản phẩm đỉnh: aP = 95% ⇒ CP = C1.aP + C2.(1 – aP) = 2884 . 0,95 + 4222 .(1 – 0,95) = 2950,9 (J/kg.độ) ⇒ L−ợng n−ớc lạnh cần thiết là : (kg/h) 8222,1410 )2040.(4,4174 )251272,78.(9,2950.3600.2087,0 ).( )(. 12 ' 2 ' 1 2 =− −=− −= ttC ttCPG n P n 60 tính vμ chọn thiết bị phụ I. thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu : Để đun nóng hỗn hợp đầu ( theo phần khối l−ợng ) với năng suất 3000 kg/h . giả thiết dung dịch đầu có nhiệt độ ban đầu t=200C ,cần đun nóng đến nhiệt độ sôi tF =84,6628 0C( nhiệt độ sôi tra theo đ−ờng cân bằng x-y-t ) .Để đun nóng hỗn hợp đầu ta dùng thiết bị gia nhiệt loại ống chùm loại đứng ,dùng hơi n−ớc bão hoà để đun nóng hỗn hợp đầu ,chọn áp suất tuyệt đối của hơi n−ớc bão hòa là P = 2at ,khi đó nhiệt độ của hơi n−ớc bão hoà là tbh= 119,620C . Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm thẳng đứng với các thông số : - Bề mặt truyền nhiệt trên 1 đơn vị thể tích(m2/m3): 15 – 40 - L−ợng kim loại cần cho 1 đơn vị nhiệt tải: 1 - L−ợng kim loại cần cho 1 đơn vị bề mặt đốt: 30 – 80 - Chiều cao ống : hO = 1,0 (m) - Đ−ờng kính ống : d = 25 (mm) - Chiều dày thành ống : δ = 2,5 (mm) ⇒ Đ−ờng kính trong của ống là : dO = 20 (mm) - Dung dịch đi trong ống, hơi đốt đi ngoài ống. Chọn vật liệu chế tạo ống là thép không gỉ 2X13 ⇒ Theo I-148, hệ số dẫn nhiệt của vật liệu là : λ = 25,4 (W/m.độ) Chọn hơi đốt là hơi n−ớc bão hoà ở áp suất 2 at, có to sôi = 119,62 oC 1/ Hiệu số nhiệt độ trung bình : Nhiệt độ vào của dung dịch là tđ = 20 oC Nhiệt độ ra của dung dịch là tc = tsôi = tF = 84,6628 oC Hơi đốt là hơi n−ớc bão hoà nên nhiệt độ không thay đổi và là nhiệt độ sôi ở áp suất đã chọn (2 at) : 119,62 oC ⇒ Δt1 = 119,62 – 20 = 99,62 oC ⇒ Δt2 = 119,62 – 84,6628 = 34,96 oC 61 ⇒ Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa hai l−u thể là : C 748,61 96,34 62,99ln 96,3462,99 ln O 2 1 21 =−= Δ Δ Δ−Δ=Δ t t ttttb ⇒ Nhiệt độ trung bình của hơi đốt là ttb1 = 119,62 oC ⇒ Nhiệt độ trung bình của dung dịch là ttb2 = ttb1 - Δttb = 119,62 – 61,748 = 57,872 oC 2/ L−ợng nhiệt trao đổi : )tt.(C.mQ dcP −= (J/s) Trong đó : m : L−ợng dung dịch đ−a vào (kg/s) m = F = 0,6667 (kg/s) PC : Nhiệt dung riêng của dung dịch (J/kg.độ) Theo bảng số liệu Nhiệt dung riêng – to (I-202) tại to = ttb2, nội suy ta có : C1 = 0,72 (kcal/kg.độ) = 3009,6(J/kg.độ) C2 = 1,1 (kcal/kg.độ) = 4598(J/kg.độ) Nồng độ hỗn hợp đầu : aF = 30% ⇒ CP = C1.aF + C2.(1 – aF) = 3009,6 . 0,30 + 4598 .(1 – 0,30) = 4121,48 (J/kg.độ) tđ, tc : Nhiệt độ vào và ra của dung dịch ( oC) ⇒ Q = 0,6667 . 4121,48 . (84,6628 - 20) = 177679,841 (J/s) 3/ Diện tích trao đổi nhiệt : 62 Δt1 Δt2 ΔtT th tdd tT1 tT2 q1 q2 δ α1 α2 qT Ký hiệu : th : Nhiệt độ hơi đốt – hơi n−ớc bão hoà ở 2 at (oC) : th = ttb1 = 119,62 oC tT1 : Nhiệt độ mặt ngoài ống ( oC) tT2 : Nhiệt độ mặt trong ống ( oC) tdd : Nhiệt độ dung dịch ( oC) : tdd = ttb2 = 57,872 oC Δt1 : Hiệu nhiệt độ giữa hơi đốt và mặt ngoài ống (oC) : Δt1 = th – tT1 Δt2 : Hiệu nhiệt độ giữa mặt trong ống và dung dịch (oC) : Δt1 = tT2 – tdd ΔtT : Hiệu nhiệt độ giữa mặt ngoài ống và mặt trong ống (oC) : ΔtT = tT1 – tT2 δ : Chiều dày thành ống (m) tm : Nhiệt độ màng n−ớc ng−ng (oC) : tm = 0,5.( th + tT1) q1 : Nhiệt tải riêng phía hơi ng−ng tụ (W/m2) q2 : Nhiệt tải riêng phía dung dịch (W/m 2) α1 : Hệ số cấp nhiệt phía hơi ng−ng tụ (W/m2.độ) α2 : Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch (W/m2.độ) a/ Hệ số cấp nhiệt phía hơi ng−ng tụ : 4 1 H.t r .A.04,2 Δ=α (W/m2.độ) [II-28] Trong đó : A : Phụ thuộc nhiệt độ màng n−ớc ng−ng tm r : ẩn nhiệt hoá hơi lấy theo nhiệt độ hơi bão hoà th (J/kg) 63 Theo bảng số liệu Nhiệt hoá hơi – to (I-301), nội suy ta có : r = 2201,4.103 (J/kg) Δt : Hiệu nhiệt độ giữa hơi đốt và mặt ngoài ống (oC) : Δt = Δt1 H : Chiều cao ống (m) : H = hO = 1,0 (m) b/ Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch : Ph−ơng trình chuẩn số cấp nhiệt đối l−u c−ỡng bức : 25,0 t 43,08,0 1 Pr Pr.Pr.Re..021,0Nu ⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ε= [I.14] Trong đó : ♦ ε1 : Hệ số hiệu chỉnh : 150020,0 0,1 d h 1 O O =ε⇒== ♦ Nu : Chuẩn số Nuyxen : λ α= l.Nu α : Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch (W/m2.độ) : α = α2 l : Kích th−ớc hình học chủ yếu (m) : l = dO = 0,020 (m) λ : Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch (W/m.độ) 3P M ..C.A ρρ=λ (W/m.độ) [I.143] A : Hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của dung dịch Etylic và N−ớc là hỗn hợp lỏng liên kết : A = 3,58.10-8 CP : Nhiệt dung riêng của dung dịch (J/kg.độ) : CP = 3827,64 (J/kg.độ) ρ : Khối l−ợng riêng của dung dịch (kg/m3) Khối l−ợng riêng của Etylic và N−ớc theo ttb2 = 57,872°C : 915,755=Aρ (kg/m3) 957,983=Bρ (kg/m3) Nồng độ khối l−ợng của dung dịch : aF = 30% Ta có : 64 296,902 957,983 30,01 915,755 30,01 11 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −+=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −+= −− B F A F aa ρρρ (kg/m3) M : Khối l−ợng mol phân tử của dung dịch (kg/kmol) Nồng độ phần mol của dung dịch là : xF = 0,1436 (kmol/kmol) ⇒ M = MA.xF + MB.(1-xF) = 46.0,1436 + 18.(1- 0,1436) = 22,021 (kg/kmol) 426,0 021,22 296,902.64,3827.296,902.10.58,3 38 ==⇒ −λ (W/m.độ) ♦ Re : Chuẩn số Reynolt Để quá trình truyền nhiệt đạt hiệu quả, dung dịch phải ở chế độ chảy xoáy ⇒ Chọn Re = 10000 ♦ Pr : Chuẩn số Prand của dòng tính theo nhiệt độ dòng : λ μ= .CPr P μ : Độ nhớt của dung dịch (N.s/m2) Theo bảng và toán đồ (I-102) với nhiệt độ dung dịch ttb2 = 57,872°C : μ1 = 0,62 (cP) μ2 = 0,49 (cP) Theo công thức (I-93), ta có : 295,0 )49,0lg().1436,01()62,0lg(.1436,0 )lg().1()lg(.lg 21 −= −+= −+= μμμ FF xx ⇒ μ = 0,506 (cP) = 0,506 . 10-3 (N.s/m2) 546,4 426,0 10.506,0.64,3827Pr 3 ==⇒ − ♦ Prt : Chuẩn số Prand tính theo nhiệt độ t−ờng : 65 3/4 t 3/1 t 3 t t t t tPt t .A M. M ..A .C Pr ρ μ=ρρ μ=λ μ= 3/4 6 3/48 3/1 .10.3,78 .10.58,3 872,22.Pr t t t t t ρ μ ρ μ ==⇒ − 25,025,0 43,08,0 Pr Pr.826,63 Pr Pr.546,4.10000.021,0 ⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛=⇒ tt Nu c/ Tổng nhiệt trở thành ống : T 21O rrr λ δ++= (m2.độ/W) Trong đó : r1 : Nhiệt trở do lớp cặn bám bên ngoài thành ống : r1 = 0,232.10 -3 (m2.độ/W) r2 : Nhiệt trở do lớp cặn bám bên trong thành ống : r2 = 0,387.10 -3 (m2.độ/W) δ : Chiều dày thành ống : δ = 2,5 (mm) = 2,5.10-3 (m) λT : Hệ số dẫn nhiệt của thành ống : λT = 25,4 (W/m.độ) 33 O 10.72,010.4,25 5,2 387,0232,0r −− =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ ++=⇒ (m2.độ/W) d/ Nhiệt tải riêng trung bình : ♦ Giả sử Δt1 = 2,3 oC ⇒ tT1 = th - Δt1 = 119,62 – 2,3 = 117,32 (oC) ⇒ tm = 0,5.(th + tT1) = 0,5.(119,62 + 117,32) = 118,47 (oC) ⇒ Theo bảng số liệu A – tm (II-29), nội suy ta có : A = 187 04,11932 0,1.3,2 10.4,2201.0,187.04,2 4 3 1 ==⇒α (W/m2.độ) ⇒ q1 = α1 . Δt1 = 11932,04 . 2,3 = 27443,68 (W/m2) ⇒ qT = q1 = 27443,68 (W/m2) 66 ⇒ ΔtT = qT . rO = 27443,68 . 0,72.10-3 = 19,76 (oC) ⇒ tT2 = tT1 - ΔtT = 117,32 – 19,76 = 97,56 (oC) Theo bảng và toán đồ (I-102) với nhiệt độ t−ờng tT2 : μ1 = 0,33 (cP) μ2 = 0,26 (cP) Theo (I-93), ta có : 554,0 )26,0lg().1436,01()33,0lg(.1436,0 )lg().1()lg(.lg 21 −= −+= −+= μμμ FFt xx ⇒ μt = 0,279 (cP) = 0,279 . 10-3 (N.s/m2) Khối l−ợng riêng của Etylic và N−ớc (I-10) theo tT2 : 715=Aρ (kg/m3) 71,959=Bρ (kg/m3) ⇒ Theo (II-183), ta có : 352,870 71,959 30,01 715 30,01 11 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −+=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −+= −− B F A F t aa ρρρ (kg/m3) 623,2 352,870 10.279,0.10.3,78Pr 3/4 3 6 ==⇒ − t 098,73 623,2 546,4.826,63 25,0 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛=⇒Nu 89,1556 020,0 426,0.0938,73. 2 ===⇒ l Nuλα (W/m2.độ) ⇒ Δt2 = tT2 – tdd = 97,56 – 57,872 = 39,688 (oC) ⇒ q2 = α2 . Δt2 = 1556,89 . 39,688 = 61789,85 (W/m2) Ta thấy q1 và q2 khác nhau nhiều và q1 < q2 nên giả thuyết ch−a thoả mãn Giả thuyết Δt1=4,2°C T−ơng tự ta có tT1=115,42°C tm=117,52 theo bảng (II- 29) ta nội suy đ−ợc 67 A=187 Nên hệ số cấp nhiệt: 25,03 1 1.2,4 410,2201.187.04,2 ⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛=α =10264,41 W/m2.độ. Suy ra q1 = 10264,41.4,2 = 43110,54 W/m 2 ΔtT = tT1- tT2 = q1.Σr = 43110,54.0,72.10 –3 = 31,04°C; suy ra tT2=115,42 – 31,04 = 84,38°C Theo bảng và toán đồ (I-102) với nhiệt độ t−ờng tT2 : μ1 = 0,42 (cP) μ2 = 0,362 (cP) Theo (I-93), ta có : 44,0 )362,0lg().1436,01()42,0lg(.1436,0 )lg().1()lg(.lg 21 −= −+= −+= μμμ FFt xx ⇒ μt = 0,362 (cP) = 0,362 . 10-3 (N.s/m2) Khối l−ợng riêng của Etylic và N−ớc (I-10) theo tT2 : 84,730=Aρ (kg/m3) 934,968=Bρ (kg/m3) ⇒ Theo (II-183), ta có : 667,882 934,968 30,01 84,730 30,01 11 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −+=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −+= −− B F A F t aa ρρρ (kg/m3) 58,2 667,882 10.279,0.10.3,78Pr 3/4 3 6 ==⇒ − t 17,73 58,2 546,4.826,63 25,0 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛=⇒Nu 521,1558 020,0 426,0.17,73. 2 ===⇒ l Nuλα (W/m2.độ) ⇒ Δt2 = tT2 – tdd = 84,38 – 57,872 = 26,508 (oC) ⇒ q2 = α2 . Δt2 = 1558,521 . 26,508 = 41313,275 (W/m2) 68 %5%17,4 54,43110 275,4131354,43110 1 21 <=−=−⇒ q qq ⇒ Chấp nhận đ−ợc ⇒ Nhiệt tải riêng trung bình : 9075,42211 2 275,4131354,43110 2 21 =+=+= qqqtb (W/m2) e/ Diện tích trao đổi nhiệt : 2,4 9075,42211 841,177679 === tbq QF (m2) ⇒ Số ống truyền nhiệt cần dùng là : 66 0,1.020,0.14,3 2,4 .. === OO O hd Fn π (ống) Chọn cách xếp ống theo hình lục giác, gọi a là số ống trên một cạnh hình lục giác ⇒ Tổng số ống là : nO = 3.a.(a-1) + 1 (ống) [II.48] ⇒ Chọn a = 6, nO = 3.6.(6-1)+1 = 91 (ống) Số ống trên đ−ờng chéo hình lục giác : b = 2a – 1 = 11 (ống) Chọn b−ớc ống là : t = 0,03 (m) (1,2d –1,5 d) Đ−ờng kính ngoài của ống là : d = 0,025 (m) ⇒ Đ−ờng kính trong của thiết bị là : D = t.(b - 1) + 4.d = 0,03.(11 - 1) + 4 . 0,025 = 0,4 (m) [II.48] ⇒ Vận tốc dung dịch trong ống : - Theo giả thiết ( chế độ chảy xoáy với Re = 104) : (m/s) 2804,0 02,0.296,902 10.506,0.10 . .Re 34 === − O GT d w ρ μ - Theo tính toán : 69 (m/s) 026,0 4 02,0.14,3.91.296,902 6667,0 4 ... 22 === O O TT dn mw πρ %5%90 2804,0 026,02804,0 >=−=−⇒ GT TTGT w ww ⇒ Ta cần phải chia ngăn thiết bị, số ngăn chia là : 78,10 026,0 2804,0 == TT GT w w (ngăn) Quy chuẩn, ta chia thiết bị làm 12 ngăn. II. tính bơm : Bơm làm việc liên tục trong quá trình ch−ng luyện, đ−a dung dịch từ bể chứa lên thùng cao vị, mức chất lỏng trong thùng cao vị đ−ợc giữ ở mức không đổi nhờ ống chảy tràn để duy trì áp suất ổn định cho quá trình cấp liệu. ⇒ L−u l−ợng bơm : GB = GF = 3000 (kg/h) Kí hiệu : H0 : Chiều cao tính từ mặt thoáng bể chứa dung dịch đến mặt thoáng thùng cao vị (m) H1 : Chiều cao tính từ đáy tháp đến đĩa tiếp liệu (m) H2 : Chiều cao tính từ nơi đặt bơm đến đáy tháp (m) Z : Chiều cao tính từ đĩa tiếp liệu đến mặt thoáng thùng cao vị (m) Z H1 H2 H0 1 1 2 2 1/ Các trở lực của quá trình cấp liệu : Tronh quá trình sản xuất a/ Trở lực trong ống dẫn từ thùng cao vị đến thiết bị gia nhiệt : 70 ΔP m1 = ΔP ms1 + ΔP cb1 + ΔPw (N/m2) Trong đó : ΔP ms1 : Trở lực ma sát (N/m2) ΔP cb1 : Trở lực cục bộ (N/m2) Số liệu : - Chiều dài ống : L1 = 22 (m) - Đ−ờng kính ống : dO = 0,1 (m) - L−u l−ợng : GF = 0,6667 (kg/s) ♦ Thế năng vận tốc của chất lỏng trong ống : 2 w. P 2 1O1 1w ρ=Δ (N/m2) [I.458] Trong đó : ρ1 : Khối l−ợng riêng dung dịch tr−ớc khi gia nhiệt (kg/m3) Nhiệt độ của dung dịch lúc đầu : t = 20 oC ⇒ Khối l−ợng riêng của Etylic và N−ớc (bảng I-10) theo t : ρA = 780 (kg/m3) ρB = 998,23 (kg/m3) Nồng độ khối l−ợng của dung dịch a = aF = 30% ⇒ Khối l−ợng riêng của dung dịch lúc đầu là : 932,920 23,998 3,01 780 30,01 11 11 1 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −+=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −+= −− BA aa ρρρ (kg/m3) wO1 : Vận tốc dung dịch trong ống (m/s) 0922,0 1,0.785,0.932,920 667,0 .785,0. 221 1 === O F O d Gw ρ (m/s) 914,3 2 0922,0.932,920 2 1 ==Δ⇒ wP (N/m2) ♦ Trở lực ma sát : 1w O 1 1ms P.d L P Δλ=Δ (N/m2) [I.458] 71 Trong đó : λ : Hệ số ma sát Nhiệt độ dung dịch trong ống là : t = 20 oC Theo toán đồ xác định độ nhớt theo nhiệt độ (I-102), ta có : μA = 1,19 (cP) μB = 1 (cP) Nồng độ dung dịch : x = 0,1436 ⇒ lg(μ1) = x.lg(μA) + (1- x).lg(μB) = 0,1436 . lg(1,19) + (1- 0,1436) . lg(1) = 0,0108 ⇒ μ1 = 1,0252 (cP) = 1,0252.10-3 (Ns/m2) 3 3 1 11 10.282,8 10.0252,1 1,0.932,920.0922,0..Re ===⇒ −μ ρ OO dw >4000 , Chế độ chảy xoáy rối 7 8 .6Re ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛= ε td gh D [I.461] Thay số 7 8 1,0 100.6Re ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛=gh = 1,61.104 Vậy hệ số trở lực ma sát 033,0=λ Với loại ống thép không gỉ ta đã chọn, theo bảng I-466, ta có độ nhám tuyệt đối ε = 0,1 (mm) )(N/m 9162,12914,3. 1,0 10.033,0 21 ==Δ⇒ msP ♦ Trở lực cục bộ : 1w1cb P.P Δξ=Δ ∑ (N/m2) Trong đó : ξ : Hệ số trở lực cục bộ Các trở lực cục bộ trong ống gồm : 72 - Trở lực cửa vào từ thùng cao vị vào ống : với cạnh nhẵn ⇒ ξ = 0,5 - Trở lực do đột mở từ ống vào thiết bị gia nhiệt : Thiết bị có đ−ờng kính d = 0,4 (m) Tiết diện đầu thiết bị (chia 12 ngăn) là : 0105,0 12 4,0.785,0 12 .785,0 22 1 === df (m2) Tiết diện ống là : 00785,01,0.785,0.785,0 22 === OdfO (m2) 064,0 0105,0 00785,011 22 1 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −=⇒ f fOξ - Trở lực do van : Coi van mở 50% ⇒ ξ = 2,1 - Trở lực do ống chuyển h−ớng 2 lần với góc chuyển là 90o ⇒ ξ = 1,19 [I.479] 0436,20914,3).19,1 . 21,2064,05,0(1 =+++=Δ⇒ cbP (N/m2) 96,329162,120436,201 =+=Δ⇒ mP (N/m2) )(00408,0 81,9.932,920 914,396,32 . 111 1 mg PPP h wmcbm =+=Δ+Δ+Δ= ρ b/ Trở lực trong ống dẫn từ thiết bị gia nhiệt đến tháp : ΔP m2 = ΔP ms2 + ΔP cb2 +ΔPw (N/m2) Trong đó : ΔP ms2 : Trở lực ma sát (N/m2) ΔP cb2 : Trở lực cục bộ (N/m2) Số liệu : - Chiều dài ống : L2 =1,5 (m) - Đ−ờng kính ống : dO = 0,1(m) - L−u l−ợng : GF = 0,6667 (kg/s) ♦ Thế năng vận tốc của chất lỏng trong ống : 73 2 w. P 2 2O2 2w ρ=Δ (N/m2) Trong đó : ρ2 : Khối l−ợng riêng dung dịch sau khi gia nhiệt (kg/m3) : ρ2 = ρF = 882,483 (kg/m3) 0962,0 1,0.785,0.483,882 6667,0 .785,0. 222 2 === O F O d Gw ρ 083,42 0962,0.483,882 2 2 ==Δ⇒ wP (N/m2) ♦ Trở lực ma sát : 2w O 2 2ms P.d L P Δλ=Δ (N/m2) Trong đó : λ : Hệ số ma sát Nhiệt độ dung dịch trong ống là : t = 84,6628 oC Theo toán đồ xác định độ nhớt theo nhiệt độ (I-102), ta có : μA = 0,38 (cP) μB = 0,29 (cP) Nồng độ dung dịch : x = 0,1436 ⇒ lg(μ2) = x.lg(μA) + (1- x).lg(μB) = 0,1436 . lg(0,38) + (1- 0,1436) . lg(0,29) = - 0,52 ⇒ μ2 = 0,301 (cP) = 0,301.10-3 (Ns/m2) 44 3 2 22 1010.813,2 10.301,0 1,0.783,882.0962,0..Re >===⇒ −μ ρ OO dw 74 ⇒ Chế độ chảy xoáy ⇒ Xác định λ theo công thức II-464 : ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ Δ+⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛−=λ 7,3Re 81,6 lg.2 1 9,0 2 9,0 7,3Re 81,6 lg.2 − ⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ Δ+⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛−=λ⇒ 023,0 7,3 10.1 28130 81,6lg.2 2 39,0 =⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ +⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛−= −− )(N/m 408,1083,4. 1,0 5,1023,0 22 ==Δ⇒ msP ♦ Trở lực cục bộ : 2w2cb P.P Δξ=Δ ∑ (N/m2) Trong đó : ξ : Hệ số trở lực cục bộ Các trở lực cục bộ trong ống gồm : - Trở lực do đột thu từ thiết bị gia nhiệt vào ống : 197,0747,0 0105,0 00785,0 1 =⇒==⇒ ξ f fO - Trở lực cửa ra từ ống vào tháp : ⇒ ξ = 1,0 - Trở lực do van : Coi van mở 50% ⇒ ξ = 2,1 - Trở lực do ống chuyển h−ớng với góc chuyển là 90o ⇒ ξ = 1,19 32,18083,4).19,11,20,1197,0(2 =+++=Δ⇒ cbP (N/m2) 728,1932,18408,12 =+=Δ⇒ mP (N/m2) )(00275,0 81,9.483,882 083,4728,19 .2 m g PPPh Wmcbm =+=Δ+Δ+Δ= ρ 75 c/ Trở lực trong thiết bị gia nhiệt : ΔP m3 = ΔP ms3 + ΔP cb3 +ΔPw3 + ΔPH(N/m2) Trong đó : ΔP ms3 : Trở lực ma sát (N/m2) ΔP cb3 : Trở lực cục bộ (N/m2) ♦ Thế năng vận tốc của chất lỏng trong ống truyền nhiệt: 2 w. P 2 w ρ=Δ (N/m2) Trong đó : ρ : Khối l−ợng riêng dung dịch trong ống (kg/m3) : ρ = 882,483 (kg/m3) w : Vận tốc dung dịch trong ống truyền nhiệt (m/s) : Thiết bị chia làm 12 ngăn : w = 12 . wTT = 12. 0,026= 0,312 (m/s) 952,42 2 312,0.483,882 2 ==Δ⇒ wP (N/m2) ♦ Trở lực ma sát : 33 . w O ms Pd LP Δ=Δ λ (N/m2) Trong đó : L : Chiều dài ống truyền nhiệt do chia12 ngăn : L = 12 . 1,0 = 12,0 (m) dO : Đ−ờng kính ống truyền nhiệt (m) : dO = 0,02 (m) λ : Hệ số ma sát Độ nhớt dung dịch trong ống : μ = 0,301 . 10-3 (N.s/m2) 44 3 1010.83,110.301,0 02,0.483,882.312,0..Re >===⇒ −μ ρ Odw ⇒ Chế độ chảy xoáy ⇒ Xác định λ theo công thức II-464 : 76 ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ Δ+⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛−=λ 7,3Re 81,6 lg.2 1 9,0 Với loại ống thép không gỉ ta đã chọn, theo bảng I-466, ta có độ nhám tuyệt đối ε = 0,1 (mm) Độ nhám t−ơng đối : Δ = ε/dO = 0,1/20 = 5.10-3 29,0 7,3Re 81,6lg.2 − ⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ Δ+⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛−=⇒ λ 0352,0 7,3 10.5 18300 81,6lg.2 2 39,0 =⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ +⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛−= −− )(N/m 14624,907952,42. 02,0 0,12.0352,0 23 ==Δ⇒ msP ♦ Trở lực cục bộ : w3cb P.P Δξ=Δ ∑ (N/m2) Trong đó : ξ : Hệ số trở lực cục bộ a b d c e h f g Các trở lực cục bộ trong thiết bị gia nhiệt gồm : - Trở lực do đột thu từ đầu thiết bị vào chùm ống : 77 Thiết bị có số ống truyền nhiệt nO = 91 chia làm12 ngăn Tiết diện chùm ống ở 1 ngăn là : 00238,0 12 91.02,0.785,0 12 ..785,0 22 2 === OO ndf (m2) 4318,0226,0 0105,0 00238,0 1 2 =⇒==⇒ ξ f f - Trở lực do đột mở từ chùm ống ra đầu thiết bị: 598,0 0105,0 00238,011 22 1 2 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −=⇒ f fξ - Khi dòng chảy từ ống vào thiết bị, ta có đột mở: 0637,0 0105,0 00785,011 22 1 =⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ −=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ −=⇒ f fOξ - Khi dòng chảy từ ngoài thiết bị, ta có đột thu: 175,075,0 0105,0 00785,0 1 =⇒==⇒ ξ f fO Trở lực do dòng chuyển h−ớng 22 lần với góc chuyển là 90o 1,19 86,1755952,42).175,0067,019,1 . 221,2598,0.124318,0.12(3 =+++++=Δ⇒ cbP (N/m2) - 006,266386,175514624,9073 =+=Δ⇒ mP (N/m2) + hPΔ : áp suất cần thiết để nâng chất lỏng lên cao hoặc để khắc phục áp suất thuỷ tĩnh, N/m2 158,86571.81,9.483,882..3 ===Δ HgPH ρ (N/m2) )(312,1 81,9.483,882 952,42158,8657006,2663 .3 m g PPPPh wHmcbm =++=Δ+Δ+Δ+Δ= ρ 78 2/ Tính chiều cao của thùng cao vị so với đĩa tiếp liệu: Viết ph−ơng trình Becnuli cho hai mặt cắt 1-1 và 2-2 (lấy 2-2 làm mặt chuẩn) : mhg w g P g w g PZ Δ++=++ .2..2. 2 2 2 2 2 1 1 1 ρρ Trong đó : P1, P2 : áp suất tại mặt cắt 1 và 2 (N/m 2) P1 = Pa = 10 5 (N/m2) P2 = P1 +ΔPL=39983,982+ 105 (N/m2) =139983,982(N/m2) hm=hm1 + hm2 + hm3 = 0,00408 + 0,00275 + 1,312 = 1,3188(m) w1 : Vận tốc dung dịch tại mặt cắt 1 (m/s) Coi w1 = 0 vì tiết diện thùng cao vị rất lớn so với tiết diện ống. w2 : Vận tốc dung dịch tại mặt cắt 2 : w2 = 0,0962 (m/s) ρ1 : Khối l−ợng riêng dung dịch tr−ớc khi gia nhiệt (kg/m3): ρ1 = 920,932 (kg/m3) ρ2 : Khối l−ợng riêng dung dịch sau khi gia nhiệt (kg/m3) : ρ2 = 882,483(kg/m3) (m) 16,163 318,1 81,9.2 0962,0) 81,9.932,920 10 81,9.483,882 982,139983( .2 ) .. ( 25 2 2 1 1 2 2 =⎥⎦ ⎤⎢⎣ ⎡ ++−= ⎥⎦ ⎤⎢⎣ ⎡ ++−=⇒ mhg w g P g PZ ρρ 3/ tính bơm: Bơm ly tâm làm việc ở áp suất th−ờng, ở 200C thì chiều cao hút của bơm là 5(m)[Bảng II.34a – I.539] Chiều cao đẩy của bơm là: H0 = Z + Hc + h ’ + hnắp 79 h’ : Khoảng cho phép từ đĩa trên cùng với nắp chọn h’ = 0,4(m) hnắp = 0,5(m) H0 = 16,163 + 4,4 + 0,4 + 0,5 = 21,463(m) Chiều cao làm việc của bơm: HF = H0 + Hh = 21,463 + 5 = 26,463(m) a/ Trở lực trong ống dẫn từ bể chứa lên thùng cao vị : ΔP m0 = ΔP ms0 + ΔP cb0 (N/m2) Trong đó : ΔP ms0 : Trở lực ma sát (N/m2) ΔP cb0 : Trở lực cục bộ (N/m2) Số liệu : - Chiều dài ống : L0 = H0 + 0,2 = 21,463 + 0,2 = 21,663 (m) - Đ−ờng kính ống : dO = 0,1 (m) - L−u l−ợng : GB =0,6667 (kg/s) ♦ Thế năng vận tốc của chất lỏng trong ống : 2 w. P 2 01 0w ρ=Δ (N/m2) Trong đó : ρ1 : Khối l−ợng riêng dung dịch tr−ớc khi gia nhiệt (kg/m3) w0 : Vận tốc dung dịch trong ống (m/s) 0922,0 1,0.785,0.932,920 6667,0 .785,0. 221 1 === O F O d Gw ρ (m/s) 9124,3 2 0922,0.932,920 2 0 ==Δ⇒ wP (N/m2) ♦ Trở lực ma sát : 0 0 0 . w O ms Pd LP Δ=Δ λ (N/m2) [I.458] Trong đó : 80 λ : Hệ số ma sát Nhiệt độ dung dịch trong ống là : t = 20 oC Theo toán đồ xác định độ nhớt theo nhiệt độ (I-102), ta có : μA = 1,19 (cP) μB = 1 (cP) Nồng độ dung dịch : x = 0,1436 ⇒ lg(μ0) = x.lg(μA) + (1- x).lg(μB) = 0,1436 . lg(1,19) + (1- 0,1436) . lg(1) = 0,0108 ⇒ μ0 = 1,025 (cP) = 1,025.10-3 (Ns/m2) 40008279 10.025,1 1,0.483,920.0922,0..Re 3 0 11 >===⇒ −μ ρ OO dw ⇒ Chế độ chảy xoáy rối 7 8 .6Re ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛= ε td gh D [I.461] Thay số 7 8 1,0 100.6Re ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛=gh = 1,61.104 Vậy hệ số trở lực ma sát 033,0=λ )(N/m 966,27912,3. 1,0 663,21.033,0 20 ==Δ⇒ msP ♦ Trở lực cục bộ : 0w0cb P.P Δξ=Δ ∑ (N/m2) Trong đó : ξ : Hệ số trở lực cục bộ Các trở lực cục bộ trong ống gồm : - Trở lực do van : Coi van mở 50% ⇒ ξ = 2,1 81 - Trở lực do ống chuyển h−ớng với góc chuyển là 90o ⇒ ξ = 1,19 008,92966,27).19,11,2(0 =+=Δ⇒ cbP (N/m2) 886,123008,92966,27912,30 =++=Δ⇒ mP (N/m2) Chiều cao cột chất lỏng t−ơng ứng: )(0137,081,9.932,920 886,123 . 0 m g PHm ==Δ= ρ b/ áp suất toàn phần của bơm : H = HF + Hm = 26,463+ 0,0137 = 26,476 (N/m 2) c/ Năng suất bơm : η ρ .1000 ... HgQN = (KW) Trong đó : Q : L−u l−ợng thể tích của bơm (m3/s) 4 1 10.239,7 932,920 6667,0 −=== ρ BGQ (m3/s) η: Hiệu suất toàn phần của bơm, η=η0.ηtl.ηck η0 : Hiệu suất thể tích (do hao hụt khi chuyển từ Pcao → Pthấp, η0=0,88 ηtl: Hiệu suất thuỷ lực tính đến ma sát và sự tạo dòng xoáy trong bơm tlη =0,8 ηck: Hiệu suất cơ khí, tính đến ma sát cơ khí ở ổ bi ổ lót trục, ηck=0,92 *Hiệu suất toàn phần của bơm: η=0,880,80.0,92=0,64768 Vậy )(267,03600.64768,0.1000 81,9.2400.476,26 kwNb == Chọn bơm có công suất 0,3(kw) khi đó công suất mô tơ: ηtr:hiệu suất truyền động trục ηtr=1 ηđc: hiệu suất truyền động cơ ηđc=0,8 82 )(334,0 8,0.1 267,0 kwNmoto == Thông th−ờng để đảm bảo an toàn ng−ời ta chọn động cơ có công suất lớn hơn công suất tính toán l−ợng dự trữ dựa vào khả năng quá tải của bơm: moto t moto NN .β= [I-439] Trong đó β hệ số dự trữ công suất và trong tr−ờng hợp này ta chọn β=2(do Nmôtơ<1) Do đó: Ntmôtơ=2.0,334=0,668(kw) Vậy ta chọn bơm có công suất 0,7 kw 83 tμi liệu tham khảo I. Bộ môn quá trình thiết bị và công nghệ hoá chất (Khoa Hoá, tr−ờng Đại học Bách Khoa Hà Nội) – Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất, Tập I – NXB Khoa học và kỹ thuật (1978). II. Bộ môn quá trình thiết bị và công nghệ hoá chất (Khoa Hoá, tr−ờng Đại học Bách Khoa Hà Nội) – Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất, Tập II – NXB Khoa học và kỹ thuật (1999). III. Cơ sở các quá trình và thiết bị công nghệ hoá học(Tr−ờng Đại học Bách Khoa Hà Nội, Tập 2 - 2000) 84 85 Phụ Lục