1

Mục lục
Chương 1: Tổng quan 4
1.1 Giới thiệu đồ án 4
1.2 Tính chất về nguyên liệu 4
1.3 Quá trình và thiết bị chưng cất 5
1.3.1 Quá trình chưng cất 5
1.3.2 Thiết bị chưng cất 5
1.4 Quá trình và thiết bị ngưng tụ 6
1.4.1 Quá trình ngưng tụ 6
1.4.2 Thiết bị ngưng tụ 6
Chương 2: Đề nghị qui trình chưng cất 6
Chương 3: Cân bằng vật chất 7
3.1 Thông số ban đầu 7
3.2 Cân bằng vật chất 7
3.3 Xác định chỉ số hồi lưu thích hợp 8
3.3.1 Xác định chỉ số hồi lưu tối thiểu 8
3.3.2 Xác định R thích hợp dựa theo tiêu chí thể tích tháp nhỏ nhất 9
Chương 4: Cân bằng năng lượng 11
4.1 Cân bằng nhiệt lượng cho toàn tháp chưng cất 11
4.1.1 Phương trình cân bằng năng lượng 11
4.1.2 Tính lượng hơi nước cần dùng 12
4.2 Cân bằng nhiệt ở thiết bị gia nhiệt dòng nhập liệu 13
4.3 Cân bằng nhiệt ở thiết bị ngưng tụ 14
4.4 Cân bằng nhiệt ở thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh 14
Chương 5: Tính toán số mâm thực tế của tháp chưng cất 14
Chương 6: Tính toán thiết bị ngưng tụ 16
6.1 Tính toán cấu tạo thiết bị ngưng tụ 16
6.2 Tính toán đường kính cửa vào ra của thiết bị 20
6.3 Tính toán trở lực 21

Bảng 4.1 Nhiệt dung riêng của Axeton nước tại nhiệt độ đỉnh, đáy, nhập liệu 11
Bảng 4.2 Nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại nhiệt độ đỉnh, đáy, nhập liệu 11
Bảng 4.3 Thông số dòng hơi sản phẩm đỉnh 13
Bảng 4.4 Thông số dòng nước làm mát 13
Bảng 4.5 Thông số dòng sản phẩm đỉnh ngưng tụ 14
Bảng 4.6 Thông số dòng nước giải nhiệt TB ngưng tụ 14
Bảng 4.7 Tổng kết sau khi tính cân bằng nhiệt 14
Bảng 5.1 Giá trị cần thiết để tính toán số mâm thực tế 15
Bảng 6.1 Thông số nhiệt vật lí của nước tại nhiệt độ trung bình 35
o
C 16
Bảng 6.2 Các công thức xác định thông số nhiệt vật lí của hỗn hợp 17
Bảng 6.3 Các giá trị khi tính truyền nhiệt ở TB ngưng tụ 18
Bảng 6.4 Các thông số cơ bản của bích 25
Bảng 6.5 Khối lượng các chi tiết thiết bị ngưng tụ 28
Bảng 7.1 Thông số ban đầu của dòng sản phẩm đáy 30
Bảng 7.2 Thông số ban đầu của hơi đốt 30
Bảng 7.3 Công thức xác định sức căng bề mặt và khối lượng riêng của hơi 31
Bảng 7.4 Giá trị các thông số vật lí của hỗn hợp tại nhiệt độ sôi trung bình 31
Bảng 7.5 Thông số vật lí của dòng nhập liệu 33
Bảng 7.6 Các thông số nhiệt vật lí của nước tại nhiệt độ trung bình
o
27,5 C
36
Bảng 7.7 Thông số vật lí của hỗn hợp sản phẩm đỉnh 37
Bảng 8.1 Bảng tính toán chi tiết 43


………………………………………………………………………………………
………………………………………………………………………………………
………………………………………………………………………………………

Điểm :………… Chữ ký :……………….
Điểm tổng kết: …………………………….
4 Chương 1: Tổng quan
1.1 Giới thiệu đồ án
Thiết kế thiết bị ngưng tụ trong hệ thống tháp mâm xuyên lỗ hoạt động liên tục để
chưng cất hỗn hợp Axeton - Nước ở áp suất thường với yêu cầu công nghệ như
sau:
 Năng suất nguyên liệu: 1000 kg/h
 Nhập liệu có nồng độ là 25% mol Axeton
 Nồng độ sản phẩm đỉnh là 95% mol Axeton
 Tỷ lệ thu hồi Axeton là 99%
1.2 Tính chất về nguyên liệu
Axetone có công thức phân tử : CH
3
COCH
3
.Khối lượng phân tử bằng 58 đvC
Là một chất lỏng không màu, dễ lưu động và dễ cháy, với một cách êm dịu và
có mùi thơm. Nó hòa tan vô hạn trong nước và một số hợp chất hữu cơ như : eter,
metanol, etanol, diacetone alcohol…

C để sản xuất oxy là nito
Công nghệ sinh học thường cho sản phẩm là hỗn hợp chất lỏng như etylic-nước từ
quá trình lên men
Phân loại: có thể phân biệt theo các tiêu chí sau
 Áp suất làm việc: chân không, áp suất thường hoặc áp suất cao
5

 Số lượng cấu tử trong hỗn hợp: hệ hai cấu tử, hệ có ba hoặc số cấu tử ít hơn
mười và hệ nhiều cấu tử (lớn hơn mười)
 Phương thức làm việc: liên tục, gián đoạn
Ngoài ra còn nhiều phương pháp chưng đặc biệt khác: chưng bằng hơi nước trực
tiếp, chưng trích ly hoặc chưng đẳng phí…
1.3.2 Thiết bị chưng cất
Trong sản xuất, người ta dùng nhiều loại thiết bị khác nhau để thực hiện
quá trình chưng cất. Tuy nhiên yêu cầu chung của các thiết bị này là có bề mặt tiếp
pha lớn để tăng hiệu suất quá trình. Các thiết bị thường dùng là
 Thiết bị loại bề mặt
 Thiết bị loại màng
 Thiết bị loại phun
 Thiết bị loại đệm (tháp đệm)
 Thiết bị loại đĩa(tháp đĩa)
Trong đó loại dùng phổ biến nhất trong chưng luyện là tháp đệm và tháp đĩa
1.4 Quá trình và thiết bị ngưng tụ
1.4.1 Quá trình ngưng tụ
Là quá trình một hơi (hay hỗn hợp hơi) chuyển pha thành dạng lỏng tại một
điều kiện nhất định. Quá trình này phụ thuộc vào rất nhiều yếu tố, chủ yếu là tính
tan lẫn các chất lỏng sau khi ngưng
Người ta nhận thấy thường xảy ra hai dạng biến thiên nhiệt độ trong quá trình
ngưng tụ đẳng áp là: dạng ngưng tụ đẳng nhiệt, dạng ngưng tụ với nhiệt độ ngưng
tụ giảm dần

xuống. Khi tiếp xúc với nhau trên các đĩa, dòng lỏng và dòng hơi sẽ trao đổi nhiệt
và trao đổi chất với nhau
Như vậy, càng lên cao, thành phần cấu tử dễ bay hơi càng nhiều: phần dễ bay
hơi nhất sẽ được làm ngưng tụ trong thiết bị ngưng ở đầu tháp và đưa ra ngoài,
một phần phần ngưng được hồi lưu trở lại cột chưng để đảm bảo cho phần phía
trên đầu cột chưng hoạt động bình thường. Một phần chất lỏng ngưng đi qua thiết
bị làm nguội sản phẩm đỉnh được làm nguội đến 35
0
C , rồi được đưa qua bồn
chứa sản phẩm đỉnh
Càng dưới đáy tháp, càng giàu cấu tử khó bay hơi. Dung dịch lỏng ở đáy đi ra khỏi
tháp, một phần được đun bốc hơi ở nồi đun bằng cách trao đổi nhiệt kiểu bề mặt
và tạo dòng hơi đi trong tháp, phần còn lại được đưa ra bồn chứa sản phẩm đáy.
Hệ thống làm việc liên tục cho ra sản phẩm đỉnh là Axetone, sản phẩm đáy
là nước được thải bỏ.
Sơ đồ qui trình chưng cất được thể hiện trong trang sau
Độ thu hồi
0,99 0,25 35,71
9,304
0,95
DF
FD
x D x F
D
x F x



    
kmol/h
35,71 9,304 26,41F D W W F D       
kmol/h
Nồng độ Axeton ở đáy
Phương trình cân bằng vật chất cho cấu tử dễ bay hơi
35,71 0,25 9,304 0,95
0,00335
26,41
FD
F D W W
Fx Dx
Fx Dx Wx x
W

  
     


x
(% KL)
0,0107

3.3 Xác định chỉ số hồi lưu thích hợp
3.3.1 Xác định chỉ số hồi lưu tối thiểu
Do đường cân bằng có khoảng lõm nên ta kiểm tra như sau
Nếu vẽ như bình thường để xác định R
min
ta xác định được như sau
8 Hình 3.1. Xác định R tối thiểu theo phương pháp bình thường.

Ta thấy rằng đường thẳng cắt qua điểm
*
FF
( ,y )x
nhưng vượt qua đường cân bằng
nên ta xác định bằng cách vẽ qua điểm (x
D
, x
D
) đồng thời tiếp tuyến với đường
cong ta được đồ thị sau Hình 3.2. Xác định R tối thiểu theo phương pháp vẽ tiếp tuyến.



Bảng 3.2. Bảng giá trị tính R thích hợp

R
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
1
1,5
1,75
2
2,5
3
N
lt

18
12
10
9
8
8
7
7
6
6
6
N

RR
yx
   
   


 Phương trình đường chưng
Suất lượng mol tương đối của dòng nhập liệu
0,95 0,00335
3,838
0,25 0,00335
DW
FW
xx
f
xx


  


1 0,9 3,838 3,838 1
1 1 0,9 1 0,9 1
2,494 1,494
W
R f f
y x x x
RR
yx
   


Từ (4.1)
0,95 ( 1) ( ) ( )
D D D DS FS W WS FS
Q R G r G h h G h h      
(4.2)

r
D
=
nuocDaxetonD
rxrx )1( 

Với x
F
= 0,25  t
F
= 63,4
o
C
x
W
= 0,00335  t
W
= 97,9
o
C
x
D
= 0,95  t

Bảng 4.2 Nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại các nhiệt độ đỉnh, đáy và nhập liệu Nhiệt dung riêng hỗn hợp, J/(kg.K)
Công thức
57,4
o
C
63,4
o
C
97,9
o
C
Nhập
liệu
(1 )
FF
F axeton nuoc
C x C x C  3216,376

Đỉnh
(1 )
DD
D axeton nuoc
C x C x C  


C r
nước
= 2429,089 kJ/kg
 Nhiệt hóa hơi của axeton ở 57,4
o
C r
axeton
= 521,686 kJ/kg
Tra bảng I.251, [1]
 Nhiệt hóa hơi của nước ở 3 at
OH
2
r
= 2171 kJ/kg
4.1.2 Tính lượng hơi nước cần dùng
Khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp sản phẩm đỉnh và sản phẩm đáy
(1 )
D D axeton D nuoc
M x M x M  
= 0,9558 + (1-0,95)18= 56 g/mol
(1 )
W W axeton W nuoc
M x M x M  
= 0,0033558 + (1-0,00335)18 = 18,134 g/mol
Với

DD
G DM
= 9,30456= 521,024 kg/h


Ở đây nhiệt tổn thất lấy bằng 5%, nhiệt dung riêng của dòng nhập liệu được lấy ở
nhiệt độ trung bình
o
(63,4 25)/2 40,7 C

Tra bảng I.153, [1]
 Nhiệt dung riêng của nước ở 40,7
o
C = 4175,5 J/(kg.K)
 Nhiệt dung riêng của axeton ở 40,7
o
C =2242,64 J/(kg.K)
Nhiệt dung riêng của hỗn hợp nhập liệu tại nhiệt độ trung bình 40,7
o
C
(1 )
FF
F Axeton nuoc
C x C x C  = 0,5182242,64 + (1  0,518)4175,5 = 3174,28 J/(kg.K)
Cân bằng nhiệt ở thiết bị gia nhiệt dòng nhập liệu sôi
()
F F F Fra Fvao
Q G C t t

= 10003174,28(63,4  25) = 121920146 J/h
= 33866,71 W= 33,8671 kW
Phương trình cân bằng năng lượng:

0,95 (1 )
nl
N
h
Q
G
r

   
3
33866,71
0,018 kg/s
0,95 2171 10 (1 0,05)

4.3 Cân bằng nhiệt ở thiết bị ngưng tụ
Dòng nóng
Bảng 4.3. Thông số dòng hơi sản phẩm đỉnh

Thông số
D(kg/h)
Ẫn nhiệt ngưng tụ (J/kg)
Giá trị
521,024
552205

Dòng lạnh
Bảng 4.4. Thông số dòng nước lạnh làm mát

Thông
số

n r v
D R r
G
C t t
   
   
  
6550,2 kg/h =1,8195 kg/s
4.4 Cân bằng nhiệt ở thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh
Ta cần làm nguội sản phẩm đỉnh xuống nhiệt độ là 35
o
C
Ở đây, nhiệt dung riêng của dòng sản phẩm đỉnh được lấy ở nhiệt độ trung
bình
o
(57,4 35) 41,21 C

Tra bảng I.153, [1]
 Nhiệt dung riêng của nước ở 41,21
o
C = 4180 J/(kg.K)
 Nhiệt dung riêng của axeton ở 41,21
o
C =2259,7 J/(kg.K)
Nhiệt dung riêng tính bằng công thức
(1 )
DD
D axeton nuoc
C x C x C  



Thông số
Nhiệt dung riêng,
J/(kg.K)
Nhiệt độ đầu vào
t
v
,
o
C
Nhiệt độ đầu ra
t
r
,
o
C
Giá trị
473,6
25
30
Phương trình cân bằng nhiệt cho thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh
vv
( ) ( )
D D Dr n n r
DC t t G C t t  

v
v
521,024
2290,4 (57,4 35)


Chương 5: Tính toán số mâm thực tế của tháp chưng
cất

Tính toán hiệu suất trung bình mâm tại các vị trí nhập liệu, đỉnh, đáy,
Vị trí đỉnh tháp
Tại đỉnh tháp có x
D
=0,95, từ đường cân bằng ta có giá trị y*
D
=0,97 do đó
Theo công thức IX.61 [2]
1
1
DD
D
DD
yx
yx




(5.1)
Từ (5.1) ta có
0,97 1 0,95
1,702
1 0,97 0,95
D



      


nt
= 2,44810
-4
Pa.s
15


D

D
=4,16510
-4

Từ hình IX.11 [2] ta có 
D
=0,61
Bảng 5.1. Giá trị cần thiết để tính toán số mâm thực tế

x, %mol
y*
t
s


Nhập liệu
0,25


hh
.10
3


Nhập liệu
2,23
4,46
3,571
5,161
0,33
Đáy tháp
1,732
2,905
2,899
5,957
0,32
Đỉnh tháp
2,383
4,953
2,448
0,416
0,61

Hiệu suất trung bình của thiết bị được xác định theo công thức IX.60 [2]
1 2 3
3
tb
  

Dùng nước để làm lạnh, đi bên trong ống với nhiệt độ đầu vào là t
v
= 25
o
C và
nhiệt độ đầu ra t
r
= 45
o
C
Dòng hơi tại đỉnh đi bên ngoài ống với nhiệt đô ngưng tụ là 57,4
o
C
Giả sử quá trình ngưng tụ trong thiết bị là hoàn toàn
b) Tính toán chênh lệch nhiệt độ trung bình
16

log
( ) ( )
(57,4 45) (57,4 25)
57,4 45
ln
ln
57,4 25
nt V nt R
nt V
nt R
t t t t
t
tt


Giá trị
7,23310
-4

994
0,626
4178

2441,4

4,9

d) Xác định cấp nhiệt bên trong ống

Nước lạnh đi trong ống với lưu lượng là 6550,2 kg/h
Giả thiết nước đi trong ống chảy ở trạng thái chảy rối đạt tới Re =20000
Từ biểu thức

Re
Re
wd
w
d


  
(6.1)

Với: d là đường kính trong của ống truyền nhiệt d = d

G
n
: lưu lượng nước vào thiết bị ngưng tụ, kg/h
: độ nhớt của nước tại nhiệt độ trung bình, Pa.s
d: đường kính trong của thiết bị, m
n: số ống của thiết bị ngưng tụ
Thế các giá trị vào (6.3)

4
6550,2
3600 0,785 20000 7,233 10 0,021
n


    
7,629
Để cho giữ được trạng thái chảy rối và thiết bị không quá cồng kềnh nên ta chọn 4
chặng phía ống mỗi chặng 15 ống
Tổng số ống là 60 ống
Vận tốc của lưu chất trong ống lúc này
3600
n
TP
G
w
S


(6.4)


0,352 0,021 994
Re 10167 10
7,233 10
wd




   


Vì Re>10000 nên hệ số cấp nhiệt được tính theo công thức V.40 [2]

0.25
0,8 0,43
Pr
0,021 Re Pr
Pr
l
w
Nu





(6.6)


l

m n w
t t t

Bảng 6.2. Các công thức xác định thông số nhiệt vật lí của hỗn hợp

Thông số
Công thức xác định

hh
, Pa.s
log( ) log( ) (1 ) log( )
hh Axeton Axeton Axeton Nuoc
xx
  
    
hh
, kg/m
3

1
(1 )
Axeton Nuoc Axeton Nuoc
nt
nt Axeton Nuoc Axeton Nuoc Axeton Axeton
xx
xx


Hệ số cấp nhiệt  tính cho cả chùm ống tính theo công thức V.109 [2]

1
= 
tb
 (6.8)
Với 
tb
: hệ số hiệu chỉnh phụ thuộc vào cách bố trí ống và số ống trên 1 hàng thẳng
đứng
f) Xác định tổng nhiệt trở của thành ống thép và lớp cáu
Tổng nhiệt trở tính toán theo công thức

12
3
42
1 2 10 1
3,016 10 (m .K)/W
11600 46,5 5800
c W c
r r r r



        

Các r
c1
, r
c2

Trong đó
1
()
ngung ngung ngung w
q t t


(6.8)

12ww
w
w
tt
q
r



(6.9)
22
()
n w nuoc
q t t


(6.10)Ta giả sử t
1

w

t
w

57,418
48,418
52,918
9
1888,1
16992,7
0,0003016
5,126

Nước giải nhiệt
t
f

t
w2

Nu
t
2


2

q
2



  
(6.11)

Với: 
1:
hệ số cấp nhiệt phía hơi bão hòa ngưng tụ và 
1
= 2291,6 W/(m
2
.K)

2
: hệ số cấp nhiệt phía ống 
2
= 1709,78 W/(m
2
.K)
r: tổng nhiệt trở thành ống thép và lớp cáu, r = 3,01610
-4
(m
2
.K)/W
Thế vào (6.11)
2
4
1
766,661W/(m .K)
11

K: hệ số truyền nhiệt tổng quát, K = 791,891 W/(m
2
.K)
t
log
: chênh lệch nhiệt độ trung bình, t
log
= 20,836
o
C
Từ (6.12) ta được

 
2
521,204
0,9 1 552205
3600
9,503 m
766,661 20,836
F
  



i) Xác định chiều dài ống truyền nhiệt
Chiều dài ống truyền nhiệt tính toán theo công thức I.55 [11]
td
F
L
dn



Ta chọn cách sắp xếp ống theo kiểu hình lục giác
Với
 Bước ống t lấy bằng khoảng từ (1,2 - 1,5)d
n
chọn t =1,28d
n

t = 1,280,025=0,032 m
 Số ống trên cạnh hình lục giác lớn nhất
n = 3a(a1)+1 (V.139) [2]
Với n: tổng số ống trong thiết bị truyền nhiệt
a: Số ống trên một cạnh của hình lục giác lớn nhất
a=3
 Xác định số ống trên đường chéo của lục giác lớn nhất là b
b= 2a1= 23-1=5 (V.138) [2]
 Đường kính trong thiết bị được tính theo công thức (V.140) [2]
D=t(b1)+4d
n
= 0,033(91)+40,025=0,364 m
Ta chọn thiết bị truyền nhiệt có đường kính 400 mm chiều dài cỡ 2,5 m là chuẩn
và hợp lí
Vậy cấu tạo thiết bị trao đổi nhiệt sau khi tính kết cấu như sau
 Bề mặt trao đổi nhiệt: 13,232 m
2

 Kết cấu ống truyền nhiệt
 Ống thép 252 mm
 Chiều dài ống 2,5 m

PM
RT

    
  


Q: lưu lượng thể tích dòng hơi (m
3
/s)

 
3
1
521,024 (0,9 1)
0,132 m /s
3600 2,096
h
h
DR
Q



  


v: vận tốc dòng hơi, chọn cỡ 20 m/s
4 0,132
0,092 m

/s
43
( 1) 521,024 (0,9 1)
3,633 10 m /s
3600 756,91
l
l
DR
Q


  
   


Từ (6.15) ta có

4
4 3,633 10
0,068 m
0,1
l
d



  


Vậy tiết diện ngang của ống dẫn lỏng lấy cỡ 70 mm

n nuoc
G
Q
d
vv



   


Vậy tiết diện ngang của ống dẫn nước ra vào lấy cỡ 50 mm
Chọn chiều dài đoạn ống nối cỡ 100 mm Bảng XIII.32 [2]
6.3 Tính toán trở lực
6.3.1. Tính toán tổn thất do ma sát
2
'
2
m
t
Lw
p
d



(6.17)

Chọn khu vực nhẵn thủy học
Với Re=10167


     

6.3.2. Tính toán trở lực cục bộ
2
2
c
w
p


  
(6.18)

Với : hệ số trở lực cục bộ do đột thu, đột mở
1 2 3 4 5
4 4 3
     
     
(6.19)
Bảng 387 [1] cho ta các giá trị

1: là trở lực do đột mở ở cửa vào :

1
= 0,743

2: là trở lực do đột thu khi nước đi vào chùm ống:

2

14,245 877,182 N/m
2
c
p

   

6.3.3. Tính tổn thất áp lực khi nước đi qua thiết bị
Tổn thất trở lực tổng cộng P của nước (tổng sức cản thủy lực trên suốt đường đi
của nước qua thiết bị) tính cụ thể như sau

2
'
2
nn
t
vP
l
P
d


   


(6.20)
Độ nhám tuyệt đối của ống =0,1 (ống mới không hàn) Bảng II.15 [1]
Tổng trở lực là

2

L= 2,452 m
Do khi hơi ngưng tụ thể tích giảm nên lúc này áp suất giảm thân chịu áp suất
ngoài.
Thông số tính toán:
P
tt
= P
ngoài
= 1 at = 0,1013 N/mm
2
t = t
nt
= 57,4
o
C
L: chiều dài tính toán thân thiết bị, mm.
Vì thân thiết bị ngưng tụ là thân trụ lắp với 2 mặt bích nên L bằng khoảng cách
giữa 2 mặt bích.
23

L= 2,452 mm
Các thông số cần tra và chọn:
E
t
: mođun đàn hồi của vật liệu ở nhiệt độ làm việc, N/mm
2
Tra bảng 2-12 [5]  E
t

= 2,0110

c
+ C
o
mm
C
a
: Hệ số bổ sung do ăn mòn hóa học của môi trường, mm
 Chọn C
a
= 1 mm
C
b
: Hệ số bổ sung do bào mòn cơ học của môi trường, mm
 Chọn C
b
= 0
C
c
: Hệ số bổ sung do sai lệch khi chế tạo, lắp ráp, mm
 Chọn C
c
= 0
C
o
: Hệ số bổ sung để quy tròn kích thước, mm.
 Chọn C
c
= 1
Vậy S = S’ + C
a

2 (4 1)
= 7,071  thoả
Với 
c
t
là giới hạn chảy của vật liệu làm thân ở nhiệt độ tính toán tính theo công
thức 1-3 [5]
n
c
: hệ số an toàn, tra bảng 1.6 [5]

c
t
= n
c
[]
*
= 1,65137,2 = 226,318 N/mm
2
24

Điều kiện 2:
3
2( )
0,3
ta
t

ba
t
b
D S C
PE
LD






(6.24)
[P] =
2,5
5
400 4 1
0,649 2,01 10
2452 400


   


= 0,2087> 0,1013 N/mm
2
 thoả
 Kiểm tra bền theo ứng suất nhiệt
Vì do có sự chênh lệch giữa thân và vỏ nên thân còn chịu áp suất do ứng suất nhiệt
Diện tích tiết diện ngang của thân có bề dày S


       

Diện tích tiết diện ngang của ống khi bề dày là S
o
-C
a
=2-1=1 mm
2
,1
( 2 )( ) (25 2 2 1) (2 1) 60 5466 mm
o n o a o a
F d S C S C n

            

Lực tác dụng tương hỗ giữa thân và ống do ứng suất nhiệt gây nên được tính toán
theo công thức 8-20 [5]
 Khi bề dày là S
t
và S
o   
 
6
55
20 20
12,1 10 (57,4 20) (35 20)

 
6
1
55
20 20
12,1 10 (57,4 20) (35 20)
144065 N
1 1 1 1
2,01 10 5115 2,01 10 5466
t
t t o
t
tt
t t o o
tt
P
E F E F


  
    

  

   

Kiểm tra ứng suất nhiệt ở trong ống theo điều kiện 8-26 [5]
 Khi bề dày là S
t
và S

,
22
,1
144065 226,318
26,335 N/mm 205,744 N/mm
5466 1,1 1,1
t
co
t
o
o
P
F


     

Kiểm tra ứng suất nhiệt ở thân theo điều kiện 8-26 [5]
 Khi bề dày là S
t
và S
o

,
22
213452 226,318
33,553 N/mm 205,744 N/mm
6362 1,1 1,1
t
ct

P
F


     

Các điều kiện đều thỏa về ứng suất nhiệt
Vậy không cần làm vòng bù giãn nở cho thân thiết bị
6.4.2 Tính toán bề dày đáy nắp
Chọn nắp ellip tiêu chuẩn: R
t
= D
t
= 400mm
Chọn vật liệu là thép CT3⇒ hệ số hiệu chỉnh  = 1, vì môi trường là nước
Chọn bề dày nắp của thiết bị bằng với bề dày thân là S
nắp
= 4 mm.
6.4.3 Tính bích, đệm, bulông, vỉ ống
 Mặt bích
Chọn bích liền kiểu 1, chịu được áp suất tối đa là 0,6 N/mm
2

Chọn vật liệu: thép CT3
Chọn loại bích phẳng liền (không cổ) cho thân và cho đáy (nắp) với đường kính
gọi D
y
= 400 mm ta xác định các thông số của mặt bích
Bảng 6.4. Các thông số cơ bản của bích
Kích thước cơ bản

 Đệm:
Với thiết bị có áp suất và nhiệt độ làm việc không cao ta chọn vật liệu đệm là
paronit, S=3 mm