Đề tài Thiết kế tháp chưng cất cồn thô với năng xuất theo nguyên liệu đầu vào 5000 KG/H
Đꢀ TÀI
THIẾT KẾ THÁP CHƯNG CẤT CỒN
THÔ VỚI NĂNG XUẤT THEO
NGUYÊN LIỆU ĐẦU VÀO 5000 KG/H
Giáo viên thꢀc hiꢀn
Sinh viên thꢀc hiꢀn
:
:
Phần 1: giới thiệu sơ lược về etanol
Phần 2: Thuyết minh quy trình
Phần 3: Cân bằng vật chất
Phần 4: Tính kích thước tháp
Phần 5: Tính cơ khí
Phần 6: Tính cân bằng năng lượng
Phần 7: Tính các thiết bị phụ
Kết luận
Tài liệu tham khảo
MỞ ĐẦU
Trong nhiều ngành sản xuất hoá học cũng như sử dụng, nguyên liệu cần có
độ tinh khiết cao .Để có được sản phẩm có độ tinh khiết cao, ta cần tách chúng từ
hỗn hợp nguyên liệu, thường hỗn hợp lỏng hoặc hỗn hợp khí
Các phương pháp phổ biến để tách riêng hỗn hợp cũng như nâng cao nồng
độ gồm: chưng cất , trích ly ,cô đặc ,hấp thu …
Tuỳ theo đặc tính của hỗn hợp cũng như yêu cầu của ssản phẩm mà ta chọn
phương pháp tách phù hợp
.Đối với hệ etanol-nước để tách cồn và nước , nâng cao nồng độ cồn ta dùng
phương pháp chưng cất.
Chưng cất là quá trình tách các cấu tử của một hỗn hợp lỏng hoặc hỗn hợp
khí thành những cấu tử riêng biệt dựa vào độ bay hơi khác nhau của chúng trong
hỗn hợp.
Có nhiều phương pháp chưng cất khác nhau:
• Chưng cất đơn giản
• Chưng bằng hơi nước trực tiếp
• Chưng gián đoạn …
Thiết bị chưng cất có nhiều loại:
• Tháp mâm chóp
• Tháp đệm
• Tháp mâm xuyên lỗ
Qúa trinh chưng cất được ứng dụng rộng rãi và có ý nghĩa quan trọng trong kĩ
thuật hóa học. Tuỳ theo tính chất của hệ cấu tử đem chưng cất, độ tinh khiết của
sản phẩm, hiệu suất chưng cất, … mà ta chọn phương pháp và thiết kế tháp cho
phù hợp. Vì vậy việc thiết kế tháp chưng cất cho phù hợp với yêu cầu sản xuất,
đáp ứng yêu cầu kĩ thuật và quan tâm đến tính kinh tế là vấn đề quan trọng.
Đồ án môn học này thiết kế tháp chưng cất cồn thô với năng xuất theo
nguyên liệu đầu vào 5000 kg/h. Nồng độ dung dịch đầu 35% (khối lượng), sản
phẩm đỉnh có độ thu hồi 99.5% Tháp chưng loại mâm chóp tròn , đun bằng cách
sục hơi nước trực tiếp, đáy chủ yếu là nước. Áp suất hơi đốt :2.5 at
PHẦN 1: SƠ LƯỢC VỀ ETANOL (hỏi thằng Trí thêm)
1. Tính chất vật lý cơ bản của Etanol:
Hệ số bay hơi K của etylic
% khối lượng
Hệ số bay
% khối lượng
Hệ số bay
rượu
hơi
rượu
hơi
10
8
6
4
2
5.16
5.78
6.63
7.80
9.25
0.9
0.7
0.5
0.3
0.1
10.6
11.1
11.3
11.2
11.0
Quan hệ giữa nồng độ rượu và nhiệt độ sôi
% khối lượng
Thể lỏng Thể
hơi
Nhiệt
độ sôi
oC
% phân tử
Thể lỏng
Thể hơi
99.8
99.3
98.75
91.3
89.0
87
85.7
84.7
83.1
81.9
80.96
80.2
79.5
78.5
0.1
0.5
1.0
10
15
20
25
30
40
50
60
70
80
90
1.3
6.1
10.75
52.2
60
0.04
0.19
0.39
4.16
6.46
0.51
2.48
4.51
29.92
36.98
42.09
46.08
49.16
53.46
56.71
60.29
64.21
70.09
80.42
65
8.92
68.7
71.3
74.6
77
79.5
82.1
85.8
91.3
11.55
14.35
20.68
28.12
36.98
47.72
61.02
77.8
Khối lượng riêng và thể tích riêng của hỗn hợp etilic-nước ở áp suất
P= 1 & 1.1 at
% khối Nhiệt
Khối
Thể
Nhiệt
Khối Thể tích
lượng độ sôi, lượng 1
trong
tích
của 1
độ sôi, lượng
của 1
oC
m3 ở
oC
1 m3 ở Kg , m3
hơi
P=1.1 at Kg ,
P=1.0
at
m3
0
5
100.0
99.5
99.0
98.0
92.4
84.5
78.4
0.638
0.670
0.693
0.768
0.95
1.567
1.492
1.443
1.302
1.052
0.802
0.571
100.0
95.0
91.5
85.8
81.9
79.7
78.2
0.589
0.620
0.643
0.722
0.887
1.145
1.592
1.697
1.513
1.555
1.385
1.127
0.812
0.622
10
25
50
75
100
1.247
1.75
2. Các nguồn điều chế Etanol :
a. Hidrat hóa anken: Đun nóng anken với nước
CH2 =CH2 + H-OH CH3-CH2-OH
Phương pháp này được dùng phổ biến trong sản xuất công nghiệp
b. Thuỷ phân dẫn xuất halogen trong dung dich kiềm
C2H5-Br + NaOH C2H5-OH + NaBr
Phương pháp này chỉ dùg trong phòng thí nghiệm.
3. Ứng dụng của Etanol:
- Là nghuyên liệu để sản xuất cao su tổng hợp .
- Rượu etylic dùng để điều chế một số hợp chất hữu cơ như acid acetic,
dietyl ete, etylacetat…
- Do có khả năng hoà tan tốt một số chất hữu cơ nên rượu etylic dùng để
pha vecni, dược phẩm , nước hoa…
- Khi cháy toả nhiều nhiệt nên rượu etylic còn được dùng làm nhiên liệu
PHẦN 2: THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ
Chưng cất được ứng dụng rộng rãi trong công nghiệp hóa học và có khả
năng tách hoàn toàn hỗn hợp các cấu tử dễ bay hơi có tính chất hòa tan một phần
hoặc hoàn toàn. Hỗn hợp cần chưng cất là etanol-nước.
Để cho qúa trình chưng cất được liên tục cần cho hỗn hợp đi vào phân li tiếp
xúc trực tiếp với luồng hơi có nộng độ cấu tử khó bay hơi lớn hơn so với dung
dịch. Do đó trong hệ thống thiết bị để chưng cất liên tục, tháp gồm hai phần đoạn
chưng và đoạn luyện.
Ơ đoạn chưng của tháp xảy ra: cấu tử dễ bay hơi được tách ra khỏi chất lỏng
chảy ở trên xuống, còn ở đoạn cất thì hơi đi lên càng giàu cấu tử dễ bay hơi.
Hệ thống thiết bị chưng cất (xem sơ đồ) :
Hỗn hợp etanol-nước có nồng độ 35%(khối lượng) etanol tại bình chứa 3 có
nhiệt độ 25 0C được bơm vào thiết bị gia nhiệt 2. Ở đó hỗn hợp được làm nóng lên
đến nhiệt độ sôi của nhập liệu (tF =83.8oC), sau đó được đưa vào tháp chưng cất.
Từ thiết bị gia nhiệt, hỗn hợp đi vào tháp chưng cất 1, ở đĩa nhập liệu (đĩa trên
cùng của đoạn chưng). Tại đây qúa trình chưng cất xảy ra.
Trên đĩa nhập liệu , chất lỏng được trộn lẫn với phần lỏng từ đoạn cất của tháp
chảy xuống. Trong tháp hơi đi từ dưới lên gặp chất lỏng đi từ trên xuống. Hơi từ
đĩa dưới đi vào các ống hơi của các chóp, vào trục qua lớp chất lỏng, một phần
chóp ngập vào chất lỏng , chóp có răng cưa , hơi đi qua đó, tạo thành những tia rất
nhỏ để làm tăng bề mặt tiếp xúc giữa hơi và lỏng. Vì nhiệt độ càng lên trên càng
thấp nên phần dưới là cấu tử có nhiệt độ bay hơi cao. Trên đỉnh, ta thu được hỗn
hợp hơi gồm etanol chiếm tỉ lệ cao. Hơi đó đi vào thiết bị ngưng tụ 5 và được
ngưng tụ hoàn toàn, thiết bị ngưng tụ với chất làm lạnh là nước, nhiệt độ vào là 25
oC , nhiệt độ ra là 45oC
Một phần chất lỏng ngưng đi qua thiết bị làm nguội sản phẩm 4, phần còn lại
của chất lỏng ngưng được hồi lưu về tháp ở đĩa trên cùng với chỉ số hồi lưu R= 2.5
Chất lỏng đi từ trên xuống gặp hơi có nhiệt độ cao hơn , một phần cấu tử có
nhiệt độ sôi thấp : etanol được bốc hơi ra do đó nồng độ cấu tử khó bay hơi trong
chất lỏng ngày càng tăng và cuối cùng ở đáy thápthu được hỗn hợp lỏng hầu hết là
nước. Dung dịch lỏng ở đáy tháp ra khỏi tháp một phần dược đưa vào thiết bị nồi
hơi để đung bốc hơi cung cấp cho tháp, một phần qua thết bị làm nguội sau đó đưa
vào bình chứa.
Hệ thống làm việc liên tục cho etanol ở đỉnh tháp
PHẦN 1: TÍNH TOÁN THÁP
Cân bằng vật chất và năng lượng cho toàn tháp trong trường hợp đun bằng
hơi nước trực tiếp:
Cồn loại 1 theo tiêu chuẩn Việt Nam (TCVN-71) > = 96%(tt)
Chọn xD= 96%(tt) . Đổi ra 92.8% (khối lượng)
F + Gn+1 = D + W
FxF + 0 = DxD + WxW
FhF +Gn+1HG n+1= DHD + WHW + QC
QC = (R+1)D (HG – HD)
R = 1.3 Rm + 0.3
Lượng Etanol có trong nhập liệu:
Lượng Etanol có trong sản phẩm đỉnh:
5000* 0.35= 1750 kg/h
0.995*1750=1741.25 kg/h
1741.25
Suất lượng sản phẩm đỉnh:
D=
kg/h
0.928
Đổi ra phân mol:
xF
0.35
M E tan ol
46
0.65
xF =
xD=
=
= 0.174
xF
(1 xF )
0.35
46
18
M E tan ol
M nuoc
0.928
46
=0.834
0.928
0.072
46
18
xF = 0.174 từ đồ thị T-x,y => yF* = 0.51
Từ đồ thị, kẻ tiếp tuyến => yo = 0.31
xD
Ta có
= yo => Rmin = 1.69
(R 1)
R = 1.3 Rm + 0.3 = 1.3* 1.69 + 0.3 = 2.4974 , lấy Rmin = 2.5
MtbF = xF* M etanol + (1- xF) Mnước
= 0.174*46 + (1- 0.174)*18
= 22.872 kg/ kmol
F
= F/Mtb,F = 5000/ 22.872 = 218.6 kmol/h
D
= D/ Mtb,D= 1876.35/ 41.352= 45.375 kmol/h
Mtb,D = 0.834 *46 +(1-0.834) *18 = 41.352 kg/kmol
Mtb,W= 18.02 kg/kmol
Từ giản đồ (T-xy)
xF= 0.174 => tF,L= 83.8oC
xD= 0.834 => tD,L= 78.6oC
CF= 3.81 kj/kgoC
CD= 3.325 kj/kgoC
Cw= 4.18 kj/kgoC (Sản phẩm đáy xem như là nước nguyên chất ).
Hơi nước bão hoà ở Pt d = 2 at.
Có HG h= 2710 kj/kg.
Qui về to = 20oC :
HG h= [2710 kj/kg -4.18 kj/kg(20oC -0OC) ]-18kg/kmol
= 47275.2 kj/kmol.
Sản phẩm đáy xem như là nước nguyên chất , sôi ở 1 at => Hw=415,2 kj/kg
Hw = 415.2 kj/kg ×18 kg/kmol =7473.6 kj/kmol
(t chuẩn = 20oC)
Quy về 20oC :
Hw =7473.6 -18×4.18×20
= 5968.8kj/kmol.
• HF = CF( tF-to)×Mtb,F + Hs
Xem CF = const , Hs = 0,
HF = 3.81 kj/kgoC×(83.8 oC -20oC)×22.872 kg/kmol
= 4640.36 kj/kmol.
• HD = 3.325 kj/kgoC×(78,6oC – 20oC)× 40.344 kg/kmol
= 7860.8 kj/kmol
Như vậy hệ phương trình (I) được viết lại :
218.6 + Gn+1 = 45.375 +W
218.6 *0.174 = 45.375*0.834 + W
218.6*4640.36 + 45275.2 Gn1 = 45.375*7860.8 + 5968.8*W+4565857.7
• QC = (R+1)*D*(HG – HD)
= (2.4974 +1)*45.375*(47275.2-7860.8)
= 4565857.7 kj/kmol.
Giải hệ phương trình trên ta được :
Gn= 119.645 kmol/h
W = 292.87 kmol/h
XW = 0.00066
Nồng độ
Suất lượng
Phần mol
Phần khối lượng
Phần mol
Phần khối
lượng
Đỉnh
Nhập liệu
Đáy
0.834
0.174
0.9277
0.35
45.375
218.6
1876.35
5000
0.00066
0.00168
292.87
5277.5
-
Phương trình đường làm việc phần luyện biểu thị quan hệ giữa nồng độ của cấu tử có
nhiệt độ sôi thấp; trong hơi đi lên (y) ,trong chất lỏng chảy xuống (x), trong sản phẩm
(xD) chỉ số hổi lưu R và được biểu diễn bằng phương trình:
R
xD
Ym+1=
xM +
R 1
R 1
= 0.714 x M + 0.238
Phương trình đường làm việc phần chưng :
R f
R 1
f 1
R 1
Ym+1=
x +
xW
Phương trình đường làm việc biểu diễn sự ra , vào khỏi một mâm trên tháp. Việc xác
định phương trình hai đường làm việc giúp ta xác định số mâm lý thuyết & vị trí mâm nhập liệu .
-
-
Số mâm lý thuyết :
Vẽ hai đường làm việc trên đồ thị xy. Hai đường này cắt nhau tại một điểm chính là
vị trí mâm nhập liệu. Vẽ các đường bậc thang tạo bởi hai đường làm việc và đường
can bằng (hình vẽ) , ta xác định được số mâm lý thuyết cũng là số bậc thang :15 mâm
Xác định số mâm thực tế
-
Công thức xác định số mâm thực tế : Nt = Nlt/
: hiệu suất trung bình của đãi
Ntt: số mâm thực tế
Nlt: số mâm lý thuyết
Hiệu suất mâm phụ thuộc vào độ bay hơi tương đối & độ nhớt của hỗn hợp : =
f(,)
Độ bay hơi tương đối :
y* 1 x
= =
1 y*
x
• vị trí mâm nhập liệu :
to = 83.8oC [1]
xo = xF = 0.174
*
yo = 0.31
0.31 1 0.174
1 0.31 0.174
=
= 2.133
độ nhớt = 0.6 Ns / m2
*= 2.133*0.6 = 1.28
tra đồ thị ta được o = 0.47 [3] đồ thị IX-11
• tại đỉnh tháp :
tD= 78.6oC
xD= 0.834oC
yD= 0.835oC
= 0.5025oC
0.835
1 0.834
0.835
=
= 1
1 0.835
=> * = 0.505
D = 0.585 [3]
tại đáy tháp :
tW = 99.2oC
•
xW = 0.00066
yW = 0.06
= 0.284 Ns/ m2
0.06
1 0.00066
=
= 96.65
1 0.06` 0.00066
= 27.448
W = 0.3
hiệu suất trung bình:
= (o + D +W)*1/3 = (0.47 + 0.585 + 0.3) *1/3= 0.452
số mâm thực tế :
Ntt = Nlt/ = 15 / 0.452 = 33.21
Chọn Nt = 34 mâm
13
Tính riêng cho phần cất : Nt cất =
= 28.7
0.452
2
Tính riêng cho phần cất : Nt chưng =
= 4.4
0.452
Vị trí mâm nhậo liệu tại giao điểm đường làm việc phần chưng & phần cất. Đối với mâm
lý thuyết, vị trí mâm nhập liệu là mâm thứ 14. Đối với thực tế nhập liệu ở mâm thứ 30
đếm từ trên xuống
Vậy: số mâm thực là 33 mâm (trừ 1 mâm làm nồi đun)
Vị trí nhập liệu trên mâm thứ 30 (tính từ trên xuống)
Phần cất có 28 đĩa
Phần chưng có 5 đĩa
PHẦN III: KÍCH THƯỚC THÁP
Đường kính tháp được xác định theo công thức sau:
4Vtb
D =
, m
3.14*3600*wtb
gtb
= 0.0188
,m
(y*wy)tb
trong đó :
Vtb: lượng hơi (khí ) trung bình đi trong tháp , m3/h
wtb: tốc độ hơi (khí ) trung bình đi trong tháp , m/s
gtb: lượng hơi (khí ) trung bình đi trong tháp , kg/h
(y wy )tb : tốc độ (khí ) trung bình đi trong tháp , m3/h
lượng hơi (khí ) trung bình đi qua tháp luyện có thể tính gần đúng b82ng trung bình cộng của
lượng hơi đi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp & lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của đoạn luyện
gtb = 0.5(g1+gd)
-
lượng hơi đi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp:
gD = GR + GD = GD + (1+ R)
= 1876.35(1+2.5)
= 6557.225 kg/h
-
lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của đoạn luyện:
g1 = G1+ GD
Lượng hơi g1, hàm lượng hơi y1 & lượng lỏng G1 đối với đĩa thứ nhất của đoạn luyện được xác
định theo hệ phương trình can bằng vật chất và cân bằng nhiệt:
g1 = G1 + GD
g1y1= g1x1 + GDxD
g1r1 = gdrd
xem x1 = xF
r1: ẩn nhiệt hoá hơi của hỗn hợp hơi đi vào đĩa thứ nhất
Ở t = 83.8oC (tại vị trí mâm nhập lịêu )
r1 = retanol y1 + (1-y1)rnước
retanol= 852.72 kj/kg [2]/ 256
rnước = 2303.5 kj/kg [4]/441
thay vào :
r1 = 852.72 y1 + (1-y1) 2303.5
= 957.2 kj/kg
r1= 2303.5 – 1450.78 y1
Ở t = 78.6 oC (mâm trên cùng của tháp)
retanol = 869.44 kj/kg [2]/ 269
rnước = 2315.5 kj/kg [4]/ 441
rD = 869.44* 0.9277 + (1- 0.9277) 2315.5
= 974 kj/ kg
Ta có:
g1 = G1 + 1876.35 (1)
g1y1= 0.35G1 + 1740.69 (2)
3203.5g1- 1450.78g1y1 = 6567.225*974 (3)
Giải hệ 3 phương trình trên ta được
G1 = 2561.48 kg/h
y1 = 0.594
g1 = 4437.8 kg/h
r1 = 1441.35 kj/kg
gtb = 0.5(gd + g1) = 0.5(6567.225 + 4437.8) = 5502.5 kg/h
Xác định vận tốc hơi đi trong phần cất :
(ywy)tb = 0.065 H
Do hh > 20 dyn/ cm => = 1
Chọn chiều cao moat đĩa (khoảng cách giữa hai mâm )
H = 400 mm
Tính h :
[ytbMetanol (1 ytb)Mnuoc]273
h =
22.4T
ytb: phân mol pha hơi trung bìmh trong phần cất
T: nhiệt độ tuyệt đối (oK)
ytb = 0.5(ydt + ytl)
ydt , ytl : nồng độ phần mol của pha hơi tại đỉnh tháp và đĩa tiếp liệu
0.835 0.51
ytb =
= 0.673
2
T = 273+ ttb
ttb = 0.5(78.6 + 83.8) = 81.2
T = 273 + 81.2 = 354.2 oK
[0.673*46 (1 0.673)*18]273
h =
= 1.268
22.4*354.2
1
xtb 1 xtb
=
+
xtb : phần khối lượng trung bình trong phần cất
xtb = 0.5(xF + xD ) = 0.5(0.35 + 0.9277)= 0.693
Ở ttb = 81.2 oC:
etanol = 897 kg/m3
nước = 972 kg/m3
1
0.693 1 0.693
=
+
897
972
L = 922.7 kg/m3
Vậy (ywy)tb = 0.065*1* 0.4*922.7*1.268 = 1.406 (kg/m3.h)
5502.5
Dluyện = 0.0188
= 1.176 m
1.406
2. Phần chưng:
gtb
Dchưng = 0.0188
(w)tb
Lượng hơi trung bình: gtb = 0.5(g’1 + g’c)
Lượng hơi ra khỏi đoạn chưng bằng với lượng hơi vào đoạn cất
g’c = g1= 4437.8 kg/h
G’1 + Gnước = g’1+ W (1)
G’1 x’1 = g’1yW + WyW (2)
g’1r’1 = g’cr c + Gnước rnước (3)
Ở đáy:
tW = 99.2oC ; yW = 0.03
retanol = 823.46 kj/kg [2]/ 256
rnước = 2260 kj/kg [4]/ 441
r’1 = y’1retanol + (1- y’1) rnước
y’1: phần khối lượng của hơi tại đáy tháp
y’1 = yw = Metanolyw / Mtb,M = 46*0.055/18.02 = 0.14
yc = y1= 0.594 (Lượng hơi ra khỏi đoạn chưng bằng với lượng hơi vào đoạn cất)
r’1= 0.14*823.46 +(1-0.14) 2260 = 2059.2 kj/kg
Gnước rnước = (119.465*18)2207 = 4745866.6 kj/h
Ap suất hơi nước sục vào là 2.5 at (tuyệt đối)
t = 120 oC [4]/427 , rnước = 2207 kj/kg
G’1 + 2150.37 = g’1 + 5277.5
g’1x’1 = 0.14 g’1+ 8.866
2059.2g’1= 4437.8 * 1406.7 + 4745866.6
r’c = 0.594*823.46 + (1- 0.594) 2260
= 1406.7 kj/ kg
giải hệ ba phương trình trên ta được:
g’1 = 5336.3 kg/h
G’1= 8463.43 kg/h
x’1= 0.089
gtb = 0.5( g’1+ g’c) = 0.5(5336.3 + 4437.8) = 4887.05 kg/h
Xác định vận tốc hơi đi trong phần chưng :
(ywy)tb = 0.065 H
Tính h :
[ytbMetanol (1 ytb)Mnuoc]273
h =
22.4T
ytb: phân mol pha hơi trung bình của pha hơi đi trong phần chưng
T: nhiệt độ tuyệt đối (oK)
ytb = 0.5(y1 + y2)
ydt , ytl : nồng độ phần mol của pha hơi tại đáy tháp và đĩa tiếp liệu
ytb = 0.5(yd + ytl) = 0.5(0.51 + 0.031) = 0.27
ttb: nhiệt độ trung bình của phần chưng
ttb = 0.5( tw + tF ) = 0.5(99.2 + 83.8) = 91.5 oC
= 91.5 + 273 = 364.5 o K
[0.27*46 (1 0.27)*18]273
h =
= 0.855 kg/m3
22.4*364.5
1
xtb 1 xtb
=
+
xtb : phần khối lượng trung bình trong phần chưng
xtb = 0.5(xW + xF ) = 0.5(0.00168 + 0.35)= 0.176
Ở ttb = 91.5 oC:
etanol = 928 kg/m3 [4]/397
nước = 956 kg/m3 [4]/397
1
0.176 1 0.176
=
+
928
965
L = 958.28 kg/m3
Ở 91.5oC hh> 20 dyn/cm [2]/299
=> = 1
Vậy (ywy)tb = 0.065*1* 0.4*958.28*0.855 = 1.2 (kg/m3.h)
4887.05
Dchưng= 0.0188
= 1.2 m
1.2
Chọn D = 1.2 m cho toàn tháp
PHẦN IV: TÍNH CHIỀU CAO THÁP VÀ TÍNH CHÓP
1. Chiều cao tháp:
H = Nt(h + ) + (0.8 1)m
: chiều dày của đĩa(35) mm
Chọn = 5 mm
Nt : số mâm thực
h: khoảng cách giữa hai đĩa
H = 33(0.4 + 0.005)+ 1 = 14.365 m
2. Kiểm tra khoảng cách của đĩa :
FW
Hmin = 23300
(
)
3.14nd
W: vận tốc hpa hơi ,m/s
F: tiết diện mặt cắt ngang của tháp, m2
n: số chóp trên moat mâm
dch: đường kính chóp, m
Phần cất:
1.268 3.14*1.2*1.2*1.406*1000
2
Hmin= 2330
(
)
992.7
4*3.14*1.268* 26*150
= 0.31 m
Phần chưng:
0.855 3.14*1.2*1.2*1.2*1000
(
2
Hmin= 2330
)
958.28 4*3.14*0.855*26*150
= 0.349 m
Thấy rằng trong cả hai phần, Hmin < 400 mm (thỏa)
3. Tính chóp:
3.1 Đường kính ống hơi:
Chọn: dh = 75 mm
3.2 Số chóp phân bố trên đĩa:
n = 0.1D2/ d2 = 0.1*1.22 /0.0752 = 25.6
h
chọn : n = 26 chóp
3.3 Chiều cao chóp phía trên ống dẫn hơi:
h2 = 0.25dh = 0.25*75 = 18.75 mm
3.4 Đường kính chóp:
2
dch = (dh (dh 2ch )2 )
ch: chiều dài của chóp 23 mm
chọn : ch = 3 mm
dch = (752 (75 2*3)2 ) = 110.39 mm
chọn dch = 120 mm
3.5 Khoảng cách từ mặt đĩa đến mép dưới của chân chóp:
h = 025 mm . Chọn = 12.5 mm
3.6 Chiều cao mức chất lỏng trên khe chóp:
hl = 1540 mm ; chọn hl = 40 mm
3.7 Chiều cao khe chóp :
2
wy h
hSO =
gtb
: hệ số trở lực của đĩa chóp; = 1.52 ; chọn = 2
h, l: khối lượng riêng trung bình của pha hơi & pha lỏng, kg/m3
h: vận tốc pha hơi trong tháp, m/s
4*Vh
h=
3600*3.14d 2 n
h
Vh: lưu lượng hơi đi trong tháp , m3/h
n: số chóp trên một đĩa
dh: đường kính ống hơi
gh
gh
gh
tb(luyen)
tb(chung )
tb
Vh=
=
h
2
tb
ghtb= 0.5(5502.5+ 4887.05) = 5194.775 kg/h
htb= 0.5(1.268 + 0.855) = 1.06 kg/m3
5194.775
Vh=
= 4900.7 m3/h
1.06
4* 4900.7
y=
= 11.857 m/s
3600*3.14* 26*0.0752
2*11.8572 *1.06
hso=
= 0.0323 m = 32.3 mm; chọn hso= 35 mm
9.81*940.49
3.8 Số khe hở mỗi chóp:
c
d 2
h
i = (dch
)
4hkc
c= 34 mm khoảng cách giữa các khe
chọn : c = 4 mm
4
752
i =
(120
) = 62.6 khe; chọn 63 khe
4*35
3.9 Bề rộng khe:
i ( a+c) = dch
a= dch/ i – c = 3.14*120/63 – 4= 1.98 mm
chọn : a= 2 mm
3.10
Đường kính ống chảy chuyền:
4Gl
tb
dc=
3600lt c
tb
Gltb: lưu lượng lỏng trung bình đi trong tháp, kg/h
z: số ống chảy chuyền
ltb: khối lượng riêng trung bình của pha lỏng , kg/m3
ltb= 940.49 kg/m3
c: vận tốc dòng lỏng trong ống chảy chuyền
c= 0.1 0.2 m/s
chọn c=0.2 m/s
z = 1
Phần chưng:
G1= 0.5(G’1+W)= 0.5(8463.43 + 5277.5) = 6870.465 kg/h
Phần cất:
G’1
= 0.5( G1+ GD R)
= 0.5(2561.48 + 1876.35* 2.5)
= 3626.177 kg/h
Gtb
dc=
= 0.5(6870.465 + 3626.177) = 5248.32 kg/h
4*5248.32
= 0.1 m = 100 mm
3600 *940.49*0.2
3.11
3.12
Khoảng cách từ đĩa đến chân ống chảy chuyền:
hc = 0.25dc= 0.25*100 = 25 mm
Chiều cao mực chất lỏng trên ống chảy chuyền:
Vltb
3
h =
3600*1.85* *dc
Vltb: lưu lượng thể tích trung bình trong tháp , m3/h
Phần cất:
G1' 3626.177
Vl=
=
= 3.39 m3/h
l
922.7
Phần chưng:
Vltb= 0.5(3.93 + 7.71)= 5.55
G1
6870.465
V’l=
=
= 7.17 m3/h
l
958.28
5.55*100
)2 = 0.0192 m = 19.2 mm
3
how =
(
3600*1.85 *100
3.13
3.14
Chiều cao gờ chảy tràn:
how= 40 + 35 +12.5 + 5 – 19.2 = 73.3 mm
lấy tròn 73 mm
Độ mở lỗ chóp :
h
Vh
1/3
2/3
tb
tb
hs = 7.55
(
)
h
2/3((
)
so
l h
Ss
tb
tb
Ss: tổng diện tích các lỗ chóp trên mỗi mâm
Ss= n*i*a*hso
n: số chóp trên mỗi mâm (26 chóp)
i: số khe mỗi chóp (87 khe)
a: chiều rộng khe chóp (2 mm)
hso: chiều cao khe chóp (35 mm)
Ss= 26*87*2*35*10-6 = 0.1583 m2
1.06
4900.7
2/3
hs = 7.55(
)1/3 352/3
(
)
= 35 mm
958.281.06
3600*0.15834
thấy rằng hs hso , xem như chóp mở hoàn toàn
3.15
Gradien chiều cao mực chất lỏng trên mâm:
= Cg. ’.n
n : số hàng chóp trên mỗi mâm
Cg: hệ số hiệu chỉnh cho suất lượng pha khí
’: gradient chiều cao mực chất lỏng qua một hàng chóp
Tính ’:
Vl
tb
x = 1.34
;
Bm= 0.84D = 0.84*1.2 = 1.0 m
Bm
x = 1.34* 5.55 = 7.437
Chiều cao mực chất lỏng trên mâm:
hm = 40 + 12.5 + 25 + 35 = 112.5 mm
tra đồ thị 5.13 [5]/81
4’ = 2 => ’= 0.5
Tính Cg:
Cg = 0.82g
h
tb
Ứng với khoảng cách mâm là 400 mm ;
Ta có:
c=0.025
958.281.06
g = 0.025
= 0.7513 m/s
1.06
Cg = 0.28 *0.75 1.06 = 0.633
số hàng chóp trên mỗi mâm: n = 7
= 0.633* 0.5* 7= 2.216 mm
3.16
lỏng :
Độ giảm áp do ma sát & biến đổi vận tốc pha khí thổi qua chóp khi không có chất
h Vh
2
tb
tb
hfv = 274K(
(
)(
)
l h
S
tb
tb
S: tổng diện tích ống hơi mỗi mâm, m2
K: hệ số tra theo tỷ số (Saj/Srj) đồ thị 5.16 [5]/83
2
*dch2 *dh
1202 752
Saj
=
=
= 1.56 => K= 0.43
Srj
*d 2
752
h
*n(dh 2 )2
26*3.14(75*103 2*2*103 )2
S=
0.127 m2
4
4
1.06
4900.7
hfv= 274*0.43*(
)(
)2 15 mm
958.281.06 3600*0.127
3.17
3.18
Chiều cao thủy tĩnh lớp chất lỏng trên lỗ chóp đến gờ chảy tràn:
hss
= hW – hso – hsr – hsc
= 73 – 35 – 15 – 12.5
= 10.5 mm
Độ giảm áp tổng cộng qua một mâm:
ht
= hfv + hs + hss + how + ½
= 15 + 35 + 10.5 + 19.2 + ½ 2.2
= 80.8 mm
3.19
Chiều cao mực chất lỏng không bọt trong ống chảy chuyền:
hd= hw + how + + ht + hd’
hd’: tổn that thủy lực do dòng lỏng chảy từ ống chảy chuyền vào
Vl
2
tb
hd’= 0.128 (
)
100Sd
Sd : tiết diện giữa ống chảy chuyền & mâm
Sd= *dc*hc = *0.1**0.025 = 0.00785 m2
5.55
hd’= 0.128 (
)2 = 6.4 mm
100*0.00785
hd= 73 + 19.2 + 2.2 + 80.8 + 6.4 = 181.6 mm
hmam
hd= 181.6
= 400/ 2 tháp làm việc không ngập lục
2
BẢNG TÓM TẮT:
STT Tên gọi
Kí
Kích
Số lượng
hiệu thước(mm) (cái)
1
2
Đường kính trong của ống hơi của chóp
Số chóp phân bố trên mâm
dh
n
75
26
3
4
5
6
7
8
9
Đường kính trong của chóp
dch
hl
h2
h
hso
i
120
40
18.75
12.5
35
Chiều cao mực chất lỏng trên khe chóp
Chiều cao chóp phía trên ống dẫn hơi
Khoảng cách từ mặt đĩa đến mép dưới chân chóp
Chiều cao khe chóp
Số lượng khe hở của mỗi chóp
Chiều rộng khe chóp
63
a
2
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
Khoảng cách giữa các khe
c
dc
hc
4
100
25
Đường kính ống chảy chuyền
Khoảng cách từ đĩa đến chân ống chảy chuyền
Chiều cao ống chảy chuyền trên đĩa
Chiều cao mực chất lỏng trên ống chảy chuyền
Bước tối thiểu của chóp trên đĩa
Số lượng ống chảy chuyền
K/c từ tâm ống chảy chuyền đến tâm chóp gần nhất
Chiều dày chóp
Chiều dày đĩa
Chiều dày ống chảy chuyền
Chiều cao gờ chảy tràn
Độ mở của chóp
Gradien chiều cao mực chất lỏng trên mâm
Độ giảm áp do ma sát và biến đổi vận tốc pha khí
how
19.2
Nt*z
t1
1
2
3
hw
hs
hfv
33*2
3
5
3
73
35
2.216
15
PHẦN V: TÍNH TRỞ LỰC CỦA THÁP
Trở lực toàn tháp:
p = Ntt. pd
Ntt: số đĩa thực của tháp
pd: tổng trở lực 1 đĩa
bd = pk + ps + pt
• Phần cất:
Trở lực đĩa khô:
2
ho
pk =
2
: hệ số trở lực ; = 4.55; chọn = 5
h: khối lượng riêng của pha hơi, h = 1.268 kg/m3
o: vận tốc qua rãnh chóp
Vy
o =
n.i.a.hso
GD (R 1)*22.4Tm
M DTo 3600
1876.35(2.51)*22.4(27381.2)
Vy =
=
= 1.282 m3/s
41.352*273*3600
1.282
o=
= 11.18 m/s
26*63*2*35*106
1.268*11.182
pk= 5
= 369.29 N/ m2
2
Trở lực do sức căng bề mặt:
4
ps =
=
dtd
: sức căng bề mặt (N/m2)
Ở 81.2oC : = 2 dyn / cm
[2,301]
dtd : đường kính tương đương của khe rãnh chóp (m)
4ahso
4*2*35
dtd =
=
= 3.784*10-3 (m)
2(a hso )
2(2 35)
4*21
3.784*103 *103
ps =
= 22.2 N/ m2
Trở lực lớp chất lỏng trên đĩa:
pt= b*g(hb – hso/ 2)
b: khối lượng riêng của bọt, kg/ m3
hb: chiều cao lớp bọt trên đĩa, m
hx: chiều cao lớp chất lỏng không lẫn bọt trên đĩa, m
hx = hsc + hso/ 2 = 12.5 + 35/2 = 30 mm
b = (0.40.6) x = 0.5*922.7 = 461.35 kg/ m3
(hw how hx )(F f )x hx b f (hch hx ) fb
hb =
Fb
hch: chiều cao chóp
hch
= hsr + hsc + hso + h1 + h2
= 5 + 12.5 + 35 + 40 + 18.75
= 111.25 mm
F: phần bề mặt của đĩa có gắn chóp, m2
Tổng diện tích hình viên phân trên đĩa:
Svp
= 0.5R2 (- sin ), (rad)
= 0.5*0.62( 2.071- 0.9)
= 0.2 m2
Diện tích của đĩa:
SD = D2/ 4 = 1.22 / 4 = 1.13 m2
f: tổng diện tích các chóp trên đĩa, m2
f
= 0.785 D2 *n
ch
= 0.785*0.122*26 = 0.3 m2
= 1.13- 2*0.2 = 0.73 m2
F
hb=
(7319.2 30)(0.73*103 300)*922.7*106 0.03*461.35*0.3 (0.111 0.03)*0.3*461.4
0.73*461.35
= 0.736 m
pt
= 461.35*9.81 ( 0.0736 - 35*10-3 / 2)
= 254.1 (N/m2)
Trở lực một đĩa:
pd = pk + ps + pt
= 396.29 + 22.2 + 254.1
= 672.6 N/ m2
Tổng trở lực phần cất:
pc = 28*672.6 = 18832.8 N/ m2
• Phần chưng:
Trở lực đĩa khô:
Gw 22.4Tm
5277.5*22.4(273 91.5)
Vy =
wo =
pk =
=
2.433 m3/ s
MwTo 3600
18.02*273*3600
Vy
2.433
= 21.22 m/ s
n.i.a.hso 26*63*2*35*106
5*0.855*21.222
= 962.49 N/ m2
2
Trở lực của đĩa do sức căng bề mặt:
4 4*30
ps =
=
= 31.71 N/ m2
dtd 3.784
Trở lực lớp chất lỏng trên đĩa:
hso
pt = b g(hb
)
2
b = 0.5*958.28 = 479.14 kg/ m3
(7319.2 30)(730 300)958.28*106 0.03*479.14*0.3 (0.111 0.03)0.3*479.14
hb =
0.73*497.14
= 0.0722 m
pt = 497.14*9.81(0.0722-0.035/ 2) = 266.77 N/ m2
Trở lực một đĩa:
pd
= pk + ps + pt
= 962.49 + 31.71 + 266.77
= 1261 N/ m2
Tổng trở lực phần chưng:
pc = 5*1261 = 6304.844 N/ m2
Trở lực toàn tháp:
p
= 18832.8 + 6304.844
= 25137.6 N/ m2
= 0.25 at
PHẦN VI: TÍNH CÁC THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT
Nhiệt lượng cần cung cấp cho dòng nhập liệu đến trạng thái lỏng bảo hoà:
QF = F*HF
F: suất lượng nhập liệu (kmol/ s)
HF : enthalpy của dòng nhập liệu ở trạng thái lỏng bảo hòa (kj/ kmol)
4640.36*218.6
QF =
= 281 kw
3600
• Nhiệt lượng sản phẩm đáy:
QW
= W HW
292.87*5968.8
=
3600
= 485.58 Kw
• Nhiệt lượng do hơi nước cung cấp:
QH = Gn+1 + HG n+1
Gn+1 : suất lượng hơi nước bảo hoà sục vào đáy tháp, kmol/ s
HG n+1: enthalpy của hơi nước
119.645*47275.2
QH =
= 1571.2 kw
3600
• Nhiệt lượng làm nguội sản phẩm đỉnh:
QLN = GD CD ( tD – tra )
CD : nhiệt dung riêng của sản phẩm đỉnh, kj/ kg.độ
ttb = 0.5 ( tD + tra ) = 0.5 ( 78.6 + 30) = 54.3 o C
ttb = 54.3 oC
Cetanol = 3.480 kj/ kg.độ
Cnước = 4.177 kj/ kg.độ
[2,172]
[2,165]
CD
= xD Cetanol + ( 1 – 0.9277 ) *4.177
= 3.53 kj/ kg.độ
1876.35*3.53(78.6 30)
QH
=
3600
89.42 kw
I.
Thiết bị gia nhiệt:
Chọn thiết bị gia nhiệt có dạng ống chùm
Đường kính ống d = 16 x 1.6
Tổng số ống: n = 37 ống
Số ống trên một cạnh của hình sáu cạnh r :
Số ống trên đường chéo của hình sáu cạnh:
b = 2* a – 1 = 2*4 – 1 = 7
Bước ống t:
t = 1.5 d = 1.5*16 = 24 mm
Đường kính trong của thiết bị trao đổi nhiệt:
D
= t ( b – 1 ) + 4*dn
= 24 ( 7 – 1 ) + 4*16
= 208
Nhiệt độ ra của dòng nóng sau khi trao đổi nhiệt:
Q = GW CW ( tW – tra ) = 281 kw
Với :
tW = 99.2 oC
281*3600
tra = 99.2 -
= 53.3 oC
5277.5*4.18
Dòng nóng:
Dòng lạnh :
99.2 oC
53.3 oC
30 oC
= 19.078 oC
83.8 oC
(53.3 30) (99.2 83.8)
tlog =
(53.3 30)
(99.2 83.8)
ln
Dòng lạnh đi phía vỏ:
ttb1 = 0.5 ( 83.8 + 30 ) = 26.9 o C
4 f
Dtd =
f: tiết diện dòng chảy
: chu vi thấm ước của dòng , m
dn2
4
D2
4
f =
n
= Dt + n dn
Dt2 ndn2
0.2082 37*0.0162
0.208 37*0.016
Dtd =
= 0.04224 m
Dt ndn
Độ nhớt của dòng chảy:
log = x logetanol + ( 1 –x ) lognước
x : phân mol của etanol, x = 0.174
Ở ttb1 = 26.9o C
etanol = 2.02*10-3 Ns / m2
nước = 0.801*10-3 Ns / m2
log = 0.174 log 2.02*10-3 + ( 1 – 0.174 ) log 0.801*10-3
[2,92]
[2,92]
= 0.94*10-3 Ns / m2
Hệ số dẫn nhiệt của dòng lạnh:
= x etanol + ( 1 - x ) nước
x : phân khối lượng etanol
Ở ttb1 = 26.9o C
etanol = 0.3985 W/ m.độ
nước = 0.62 W/ m.độ
= 0.174*0.3985 + ( 1 – 0.174 ) 0.62
[2,135]
[2,135]
= 0.58 W/ m.độ
Khối lượng riêng của dòng lạnh:
1
x
1 x
hh e tan ol nuoc
x
: phân khối lượng của etanol
x
= 0.35
Ở ttb1 = 26.9o C:
etanol = 929 kg/m3
etanol = 995 kg/m3
hh = 970.86 kg/m3
Vận tốc của dòng lạnh đi phía ngoài ống:
4GF
3600hhDt2d 3600*970.86 *0.042242
Chuẩn số Reynolds:
4*5000
wF =
= 1.02 m/s
wF Dtñ hh
1.02*0.04224*970.86
0.941*103
Re =
= 44452
Chuẩn số Prant:
CP
Pr =
CP : nhiệt dung riêng của dòng lạnh ( j/ kg.độ )
CP = xCPetanol + ( 1 – x ) CP nước
x: phân khối lượng etanol
x = 0.35
Ở ttb1 = 26.9o C:
CP etanol = 3582.5 j / kg.độ
[2,172]
[2,165]
CP nước = 4.175*103 j / kg.đo
CP = 0.35*3582.5 + ( 1- 0.35) 4175 = 3967.6 J/kg.độ
3967.6*0.941*103
Pr =
= 6.437
0.58
Chuẩn số Nuyxen:
Nu = 1.16
0.6
td
D
Re0.6 Pr0.33
= 1.16*0.042240.6*444520.6*6.437 0.33
= 197.466
Hệ số cấp nhiệt:
Nu 197.466*0.58
8947.6
dt
0.0128
Dòng nóng đi phía ống:
ttb = 0.5 ( 99.2 + 53.3 ) = 76.25 oC
Độ nhớt của dòng nóng:
log = x logetanol + ( 1-x ) lognước
x: phân mol etanol có trong sản phẩm đáy
xw = 0.00066
Ở ttb2 = 76.25 oC
etanol = 0.51*10-3 Ns/ m2 [2,92]
nước = 0.377*10-3 Ns/ m2 [2,92]
log = 0.00066 log (0.51*10-3) + ( 1- 0.00066 )log(0.377*10-3)
= 0.377*10-3
Khối lượng riêng của dòng nóng:
1
x
1 x
etan ol nuoc
x
: phân khối lượng của etanol
x
= 0.00168
Ở ttb2 = 76.25 oC
etanol = 934 kg/ m3 [2,9]
nước = 972 kg/ m3 [2,9]
= 972 kg/ m3
Hệ số dẫn nhiệt của dòng nóng
= nước = 0.0669 W/ m.độ [2,135]
Vận tốc của dòng nóng đi trong ống:
Gw
5277.5
w =
= 1.3 m/ s
(37 1) 3.14*0.01282
(n 1)
Song 3600
3600*972
4
4
4
Chuẩn số Reynol:
wdt
1.3*0.0128*972
0.377*103
Re =
chế độ chảy rối
Pr
Prt
0.25
Nu = 0.0211 Re0.8 Pr0.43
(
)
Pr = 2.4 tra tại ttb = 76.25 oC
Thực hiện tính lặp ta được kết quả sau:
Dòng lạnh đi phía ngoài ống:
ttb1 (oC)
26.9
26.9
tt1 (oC)
33.0
32.5
1
8947.6
8947.6
q1= (tt1 - ttb1 ) 1
5580.35
50106.56
rcáu
0.6575*10-3
0.6575*10-3
Dòng nóng đi phía ngoài ống:
ttb2 (oC) tt2 (oC)
Pr Prt
2.4 2.6
Nu
152
q2=(ttb2– t2)
2
7944.37 58391.1
t =qrcáu
35.9
76.25
68.9
32.94
76.25
65.45
2.4 2.8
149.9
7833.6 844603
t1 = 33 o C: ta có
q2 q1 58391.154580.35
0.065
q2
58391.1
Sai số giũa q1 & q2 là không lớn lắm, vậy ta chọn trường hợp này
qtb = 0.5( q1+ q2 )
= 0.5 ( 58391.1 + 54580.35)
= 56485.725
Diện tích bề mặt truyền khối:
Q
281000
F =
4.975 m2
qtb 56485.725
Chiều dài ống:
F
4.975
l =
= 2.6 m
ndn 37* *0.016
THIẾT BỊ LÀM NGUỘI SẢN PHẨM ĐỈNH:
Chọn thiết bị truyền nhiệt có dạng ống chùm, 6 pass phía ống
Đường kính ống: d = 16 * 1.6
Tổng số ống: n = 19 ống.
Số ống trên một cạnh của hình sáu cạnh ngoài cùng: a = 3
Số ống trên đường chéo của hình sáu cạnh: b = 2a – 1 = 2*3 – 1 = 5
Bước ống t :
t = 1.5d = 1.5* 16 = 24 mm
Đường kính trong của thiết bị trao đổi nhiệt, D:
D = t ( b – 1 ) + 4dn = 24*4 + 4*16 = 160 mm
Lượng nhiệt cần thiết để làm nguội sản phẩm đỉnh xuống tới 30 oC:
Q = 89.42 kw
Dòng nóng:
Dòng lạnh:
78.6 oC
40 oC
30 oC
27 oC
(78.6 40) (30 27)
tlog
=
37.4
(78.6 40)
ln
(30 27)
Dòng sản phẩm đỉnh đi phía vỏ:
ttb = 0.5( 78.6 + 30 ) = 54.3 oC
4 f
Dtd =
f: tiết diện dòng chảy m2
: chu vi thấm ước của dòng (m)
ndn2
4
D2
4
f =
= Dt + ndn
Dt2 ndn2
Dtd =
0.162 19*0.0162
0.16 19*0.016
0.0447 m
Dt ndn
Độ nhớt của dòng sản phẩm đỉnh:
log = 0.834 log(0.6*10-3 )+ (1-0.834)log(0.509*10-3)
= 0.05*10-3 Ns/ m2
Hệ số dẫn nhiệt của dòng sản phẩm đỉnh:
= x etanol + ( 1 – x ) nước
Ở ttb = 54.3 oC :
etanol = 0.164 (W/ m.độ )
nước = 0.6645 (W/ m.độ )
[2,135]
[2,135]
= 0.834*0.164 + ( 1 – 0.834 ) 0.6645
= 0.247 W/ m.độ
Khối lượng riêng của dòng sản phẩm đỉnh:
1 x
1
x
hh etan ol nuoc
Ở ttb1 = 54.3 oC:
etanol = 763 kg/m3 [2,9]
nước = 987 kg/m3 [2,9]
hh = 792.87 kg/ m3
Vận tốc của dòng sản phẩm đi ngoài ống:
4GD
4*1876.35
3600hhDt2d 3600*792.87 *0.0477
Chuẩn số Reynol:
WD =
0.019 m/s
wD Dtd hh
0.019*0.0447*775.17
Re
1323.16
0.495*103
Chuẩn số Prant:
CP
Pr
CP: nhiệt dung riêng của dòng lạnh (j/kg.độ )
CP =
Ở ttb1 = 54.3 oC:
x
CP etanol + (1-
x
)CP nước
CP etanol
CPnước
= 3095 J/ kg.độ
= 4180 J/ kg.độ
[2,172]
[2,165]
CP = 3173.445 j/ kg.độ
3173.445*0.495*103
Pr
6.36
0.247
Chuẩn số Nuyxen:
Nu 1.16D0.6 Re0.6 Pr0.33 1.16*0.04470.6 *13230.6 *6.360.33 24.7
td
Hệ số cấp nhiệt:
Nu 24.7*0.247
381.35
dn
Dòng nước đi phía ống:
ttb2 = 0.5 ( 60 + 27 ) = 43.5 oC
0.016
Ở ttb2 = 43.5 oC:
nước = 0.656*10-3
Ns/m3 [2,92]
nước = 992 kg/ m3
nước = 0.642 W/ m.độ
CW = 4.18*103 j/ kg.độ
[2,9]
[2,135]
Lượng nước cần để làm nguội sản phẩm đỉnh:
89.42*103
CW (tra tvao ) 4.18*103 (60 27)
Vận tốc của nướn đi trong ống:
Q
Gtr
0.648
kg/s
m/s
Gw
0.648
3.14*0.01282
4
0.267
nSong
19
992
Chuẩn số Reynol:
0
dt
0.267*0.0128*992
0.656*103
Re
5174.14
Pr
0.25
Nu 0.0211 Re0.8 Pr0.43
(
)
Ptt
Pr = 4.3 tra tại ttb2 = 43.5oC
Prt tra tại nhiệt độ tường phía ống tt2
Chọn: l/ d > 50 1 = 1
Thực hiện tính lặp:
Dòng sản phẩm đỉnh đi phía ngoài ống:
ttb1 (oC)
54.3
54.3
tt1 (oC)
43.5
44
1
381.35
381.35
q1= (tt1 - ttb1 ) 1
4118.6
3927.905
rcáu
0.6575*10-3
0.6575*10-3
Dòng nóng đi phía ngoài ống:
ttb2 (oC) tt2 (oC)
Pr Prt
4.3 5.1
4.3 5
Nu
35.25
35.42
q2=(ttb2– t2)
4787.7
1776.8 3700.3
t =qrcáu
2.71
2.5826
2
1768
43.5
43.5
40.79
41.41
Chọn : tt1 = 44 oC
q2 q1
0.061
q2
Sai số giữa q1 & q2 khônglớn lắm, vậy ta chọn trường hợp này
q1 q2 3927.905 3700.3
qtb
3814.1
2
2
Tính diện tích bề mặt truyền nhiệt:
89420
Q
F
23.44 m2
qtb 3814.1
Chiều dài của ống:
F
23.44
ndn 6*19*3.14*0.016
THIẾT BỊ NGƯNG TỤ:
l
4
m
Thiết bị ngưng tụ có tác dụng ngưng tụ hơi C2H5OH đi ra ở đỉnh tháp chưng cất.
Rượu ngưng ra ở trang thaí lỏng, một phần được hồi lưu trở lại tháp, một phần
qua thiết bị làm nguội thu hồi sản phẩm.
Thiết bị ngưng tụ là thiết bị nằm ngang, dòng lạnh là nước đi trong ống, dòng
nóng là rượu đi ngoài ống.
Nhiệt lượng cần trao đổi:
Qc
= 4565857.5 kj/ h
= 1268.3 kw
Lượng nước tối thiểu cung cấp cho thiết bị ngưng tụ:
1268.3*103
Qc
Gn
= 15.2 kg/ s
Cw (45 25) 4.18*103 (45 27)
Chênh lệch nhiệt độ vào:
t1= 78.6 – 25 = 53.6 o C
Chênh lệch nhiệt độ vào:
t2 = 78.6 – 45 = 33.6 oC
Chênh lệch nhiệt độ trung bình:
53.6 33.6
log
=
42.82
53.6
ln
33.6
K: hệ số truyền nhiệt cuả thiết bị ngưng tụ
K = 340870 W/ m2.độ
bảng V-9 [3]
Chọn sơ bộ giá trị K, sau đó tính và thử lại giá trị K sao cho sai lệch < 5%.
Sau khi tính lặp nhiều lần ta được kết quả cuối cùng.
Chọn Ksb = 500 W/m2.độ
F: bề mặt truyền nhiệt sơ bộ.
Qc
1268.3
Fsb
59.2 m2
Ktlog 500*42.82
Chọn ống truyền nhiệt là ống đồng có đường kính d = 25 x 2 mm
Nhiệt tải riêng : q = 500* 42.82 = 21465 W/ m2
: độ nhớt của rượu
= 0.546 * 10-3
Pa.s [1]
r : ẩn nhiệt ngưng tụ
r = 1040.4 kj/ kg [1]
Chọn số ống trong thiết bị là: 2*130 ống, xếp theo kiểu hình tròn n = 130*2
dzq 0.025(2*130)21465
2r 2*0.546*103 *1040.4*103
Nu = 0.72*Ga*Pr*K
Hoặc tính theo:
Rem
385.8
r23
*t *d
4
1.28
với: =0.244 W/ m2.độ
1040.4*1038002 (0.244)3
0.546*103 *42.82*0.025
1.28
= 2583.6
W/ m2.độ
4
• Tính hệ số cấp nhiệt của nước đi trong ống:
Nhiệt độ trung bình:
t = 0.5 ( 25 + 45) = 35 oC
Vận tốc của nước vào và ra:
G
15.2
0.021
4
w
0.34m/ s
nS
130
992
*d * 0.34*0.021*992
Re
12977
0.546*103
Tra bảng chuẩn số Prant:
Pr = 5.25
Prw = 3.7
Pr
Nu 0.0211 Re0.8 Pr0.43
(
)0.25 = 91.3
Prw
Nu 91.3*0.244
2 =
= 1060.8 w/m2. độ
d
0.021
Trở lực lớp cáu của nước và rượu:
Lớp bẩn do nước:
r2 = 2900-1
Chọn ống đồng thau, có hệ số dẫn nhiệt:
= 93 W/m.độ
Hệ số truyền nhiệt:
1
1
K
1
1
2*103
93
1
1
1
1
r r2
1
1
2
2583.6 5800
2900 1060.8
= 535.2
Ksb K
500 535.2
Xét:
0.07 10%
Ksb
500
Vậy kết quả K là chấp nhận được:
K = 535.2 W/ m2.độ
Bề mặt truyền nhiệt:
Q
1268.3*103
F
55.3 m2
K *tlog 535.2*42.82
Chọn: F = 56 m2 để bù tổn thất nhiệt
Đường kính ngoài của thiết bị trao đổi nhiệt:
= t ( 2no + )
D
Tải về để xem bản đầy đủ
36 trang
20/12/2024
110
Bạn đang xem 30 trang mẫu của tài liệu "Đề tài Thiết kế tháp chưng cất cồn thô với năng xuất theo nguyên liệu đầu vào 5000 KG/H", để tải tài liệu gốc về máy hãy click vào nút Download ở trên.
File đính kèm:
- de_tai_thiet_ke_thap_chung_cat_con_tho_voi_nang_xuat_theo_ng.doc
