Đồ án môn học Tính toán và chọn thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống dùng dầu diezen để đun nóng dầu thô

LỜI MỞ ĐẦU Các q trình, thiết bị cơng nghệ hóa chất thực phẩm xây dựng sở khoa học tự nhiên kỹ thuật Đặc điểm lĩnh vực nghiên cứu quy luật hoạt động trình để định cấu thiết bị, nhằm thích ứng với thực tế sản xuất Vì vậy, hiểu sâu trình thiết bị giúp cho kỹ sư khả tính tốn, thiết kế thiết bị, khả vận hành, cải tiến đề xuất thiết bị thích ứng cho công nghệ cụ thể, với suất cao Như biết kỹ thuật công nghệ hóa học bao gồm nhiều q trình khác thực dạng thiết bị khác Trong ngun vật liệu thơng qua tác động tương tác mặt vật lý, hóa lý hóa học biến đổi chuyển hóa để thành sản phẩm Cùng với biến đổi chất có thay đổi lượng động lượng Vì đối tượng kỹ thuật cơng nghệ hóa học trình thiết bị Qua nghiên cứu trình thực thiết bị cơng nghệ sản xuất trình thực thiết bị cơng nghệ sản xuất sản phẩm hóa học, tạo điều kiện cải tiến trình cũ, cải tiến thiết bị, nhằm đổi công nghệ để tăng nhanh sản lượng, nâng cao chất lượng sản phẩm Mặt khác nghiên cứu trình thiết bị nhằm tiến hành giới hóa tự động hóa trình sản xuất, áp dụng kỹ thuật tiên tiến, nhằm giảm mức sử dụng nguyên vật liệu, chi phí chất đốt, lượng để đạt hiệu kinh tế cao Khác với trình vật lý, q trình hóa học làm thay làm biến đổi hồn tồn cấu tạo thành phần hóa học hay tính chất hóa học vật chất Trong cơng nghệ hóa học gồm nhiều phương pháp sản xuất khác song nhìn chung trình chế biến thực q trình vật lý, hóa lý giống lắng, lọc, đun nóng, làm nguội, chưng luyện, hấp thụ, chiết, sấy khô, đông lạnh… Các trình tiến hành thiết bị Vì vậy, thiết bị nhà máy hóa chất thực phẩm nhiều loại, nhiều kiểu, song đảm nhận nhiệm vụ có ngun tắc cấu tạo Page Dựa kiến thức học đồ án sâu vào việc tìm hiểu tính tốn q trình thiết bị cơng nghệ hóa học cụ thể tính tốn thiết bị truyền nhiệt thiết kế tháp chưng luyện với thơng số đặt trước Page NỘI DUNG PHẦN I: TRUYỀN NHIỆT I Tổng quan trình truyền nhiệt Các khái niệm phương thức truyền nhiệt Trong công nghiệp, đặc biệt công nghiệp hóa học thực phẩm nhiều q trình cần tiến hành nhiệt độ xác định vận tốc trình chất lượng sản phẩm đảm bảo Để giữ nhiệt độ trình theo yêu cầu người ta tiến hành trình làm nguội, đun nóng, ngưng tụ,… Đó trình nhiệt Truyền nhiệt truyền lượng dạng nhiệt chênh lệch nhiệt độ Qúa trình truyền nhiệt diễn theo hướng nhiệt từ nơi có nhiệt độ cao đến nơi có nhiệt độ thấp Quá trình truyền nhiệt gồm: - Truyền nhiệt ổn định: nhiệt độ thay đổi theo không gian, không thay đổi theo thời gian Chỉ xảy thiết bị làm việc liên tục - Truyền nhiệt không ổn định: nhiệt độ thay đổi theo không gian thời gian Xảy thiết bị làm việc gián đoạn hay giai đoạn đầu cuối trình liên tục Nhiệt truyền từ vật đến vật khác theo phương thức: dẫn nhiệt, nhiệt đối lưu, xạ nhiệt • Dẫn nhiệt: Dẫn nhiệt trình truyền nhiệt từ phần tử đến phần tử khác vật chất chúng tiếp xúc trực tiếp với Thường trình xảy vật thể rắn phần tử có nhiệt độ cao hơn, có dao động mạnh va chạm vào phần tử lân cận, truyền cho chúng phần động động truyền phía vật thể • Nhiệt đối lưu: nhiệt đối lưu tượng truyền nhiệt phần tử chất lỏng khí đổi chỗ cho Hiện tượng đỏi chỗ phần tử khí lỏng xảy chúng có nhiệt đọ khác nên khối lượng riêng khác • Nhiệt xạ: trình truyền nhiệt dạng sóng điện từ, nghĩa nhiệt biến thành tia xạ truyền đi, gặp vật thể phần lượng nhiệt bị vật thể hấp phụ, phần bị phản xạ lại phần xuyên qua vật thể Page Các thiết bị trao đổi nhiệt Thiết bị trao đổi nhiệt thiết bị thực q trình trao đổi nhiệt chất mang nhiệt kĩ thuật thiết bị trao đỏi nhiệt dược sử dụng rộng rãi đóng vai trị quan trọng q trình cơng nghệ Theo phương pháp làm việc người ta chia thiết bị trao đổi nhiệt thành loại: • Trao đổi nhiệt trực tiếp: hai chất tải nhiệt tiếp xúc trực tiếp với • Loại đệm: trình trao đổi nhiệt thực bề mặt vật rắn tiến hành theo hai giai đoạn nối tiếp Đầu tiên cho chất tải nhiệt nóng tiếp xúc với bề mặt vật rắn (đệm), vật rắn đun nóng lên đến nhiệt độ cần thiết, ngừng cung cấp chất tải nhiệt nóng, cho chất tải nhiệt lạnh, vật rắn truyền nhiệt cho chất tải nhiệt • lạnh Loại gián tiếp: nhiệt truyền từ chất tải nhiệt tới chất tải nhiệt khác thông qua bề mặt phân cách trao đổi nhiệt gián tiếp( bề mặt truyền nhiệt) dựa vào cấu tạo bề mặt trao đổi nhiệt ta chia thiết bị truyền nhiệt gián tiếp thành loại sau đây: Loại có vỏ bọc Loại ống Loại Loại xoắn ốc Loại ống gân Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống loại thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp sử dụng phổ biến công nghiệp • Loại thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống gồm nhiều đoạn nối tiếp với nhau, đoạn có ống lồng vào nhau, ống đoạn nối với ống đoạn khác, ống đoạn nối với óng ngồi đoạn khác Page Chất tải nhiệt II ống từ lên chất tải nhiệt I ống từ xuống, suất lớn ta đặt nhiều dayc làm việc song song Ưu điểm loại hệ số truyền nhiệt lớn, cấu tạo đơn giản, cồng kềnh tốn nhiều kim loại • Loại thiết bị ống chùm: thiết bị loại sử dụng phổ biến cơng nghệ hóa chất, có ưu điểm kết cấu gọn, chắn, bề mặt truyền nhiệt lớn II TÍNH TỐN Đề bài: Tính tốn chọn thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống dùng dầu diezen để đun nóng dầu thô hai trường hợp: + ống ống trịn trơn + ống ống trịn, mặt ngồi có gân dọc biết thơng số cho bảng 1.1 bảng 1.2 Bảng 1.1: Số liệu ban đầu Thông số Dầu thô Diezen o Nhiệt độ đầu vào ( C) 25 290 Nhiệt độ đầu (oC) Cần tính 140 Tỷ khối d420 0,89 0,80 Page Độ nhớt (cst) 20 oC 40 oC 100 oC 200 oC 250 oC 300 oC 6,45 3,94 1,45 0,52 0,41 0,31 1,15 0,89 0,49 0,31 0,24 0,18 Lưu lượng Dầu thô 95100 kg/h lưu lượng Diezen 78100 kg/h Bài làm: Xác định tải nhiệt Q Ta gọi chất tải nhiệt nóng Diezen dịng có nhiệt độ dòng vào T 11, nhiệt độ dòng T12 Chất tải nhiệt lạnh Dầu thơ dịng có nhiệt độ dịng vào T21, nhiệt độ dịng T22 Chất tải nhiệt nóng ống nhỏ, chất tải nhiệt lạnh không gian ống Để xác định tải nhiệt Q ta dựa vào phương trình cân nhiệt chất tải nhiệt: ( ) ( Q = G1 H T11 − H T12 η = G2 H T22 − H T21 ) (1) Trong đó: Q tải nhiệt hay lượng nhiệt trao đổi [W] hay [kW] G1, G2 lưu lượng chất tải nhiệt nóng lạnh [kg/giờ] H T11 H T12 , H T21 H T22 , η entanpy chất tải nhiệt nóng nhiệt độ entanpy chất tải nhiệt lạnh nhiệt độ hệ số hiệu chỉnh hay hệ số sử dụng nhiệt T11 T21 và ( η = 0,95 ÷ 0,97 ) Theo yêu cầu: G1= 78100 kg/giờ G2= 95100 kg/giờ η = 0,95 Hệ số sử dụng nhiệt: chọn Page T12 T22 [kJ/kg] [kJ/kg] Xác định entanpy: Coi chất tải nhiệt phân đoạn dầu mỏ, dùng đồ thị hình 3.23 (trang 83- [7]) ta tìm giá trị entanpy phân đoạn dầu mỏ biết tỷ trọng d nhiệt độ H T11 = H 563 ≈ 177 kcal / kg = 740,92 kJ / kg H T12 = H 413 ≈ 76 kcal / kg = 318,14 kJ / kg H T21 = H 298 ≈ 12 kcal / kg = 50,23 kJ / kg Từ số liệu áp dụng công thức (1) ta : Q= 78100.(740,92- 318,14) 0,95= 31368162,1 KJ/h Q= 31368162,1 KJ/h= 8713,38 KW Cũng từ cơng thức 1, ta tính ( H T22 Q = 31368162,1 = 95100 H T22 − 50,23 từ tìm T22 ) H T22 = 380,07 kJ / kg Tra bảng entanpy ta T22 = 447K hay 1740C Tính hiệu số nhiệt độ trung bình Trước hết ta phải chọn chiều chất tải nhiệt Trong thực tế, người ta thường chọn thiết bị trao đổi nhiệt làm việc theo nguyên lý ngược chiều Khi thường có lợi ích kinh tế cao Trong trường hợp này, ta chọn thiết bị trao đổi nhiệt có dịng chất tải nhiệt chuyển động ngược chiều Page ∆Tmax = 563 − 447 = 116 K ∆Tmin = 413 − 298 = 115 K Ta dùng hiệu nhiệt độ trung bình logarit Áp dụng cơng thức ∆Ttb = ∆Tmax − ∆t ∆Tmax − ∆Tmin = ∆Tmax ∆T ln 2,3 lg max ∆Tmin ∆Tmin Như ta có: ∆Ttb = 116 − 115 = 115,63 K 116 2,3 lg 115 ∆Ttb = 115,63 K Xác định hệ số truyền nhiệt Khi sử dụng thiết bị trao đổi nhiệt loại “ống lồng ống”, ống trao đổi nhiệt ống trịn trơn có gân dọc Ta sử dụng số cơng thức sau để tính hệ số truyền nhiệt K Khi ống khơng có gân, bề mặt ống sạch: K= 1 δt + + α λt α [ W/m K ] (3) Khi ống khơng có gân, bề mặt ống bẩn: Page K= 1 δ t δ1 δ + + + + α1 λ t λ λ α [ W/m K ] (4) Khi ống có gân, bề mặt ống sạch: K= K= 1 δ t F1 + + ' α1 λt α F2 [ W/m K ] (5) 1 δ t δ1 δ F1 + + + + ' α1 λt λ1 λ2 α F2 [ W/m K ] Khi ống có gân, bề mặt ống bẩn: (6) Trong công thức từ (3) đến (6): k hệ số truyền nhiệt [ α1 ] hệ số cấp nhiệt từ chất tải nhiệt chảy ống nhỏ đến bề mặt ống nhỏ [ W / m2K α2 W / m 2K ] hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ống nhỏ đến chất tải nhiệt chảy ống [ W / m2K δ t , δ1 , δ ] chiều dày ống nhỏ, lớp bẩn bám bề mặt m ống nhỏ [ ] Page λ t , λ1 , λ hệ số dẫn nhiệt ống nhỏ, lớp bẩn bám bề mặt ống nhỏ [ F1 , F2 W / mK ] diện tích tồn bề mặt bề mặt ống nhỏ (có gân) Trên thực tế, phải tính tốn thiết bị trao đổi nhiệt đảm bảo yêu cầu vận hành điều kiện nên thường sử dụng công thức để tính tốn hệ số truyền nhiệt Đây công thức xác định hệ số truyền nhiệt bề mặt bị bám bẩn, hệ số truyền nhiệt giảm a, tìm F1, F2 Việc tìm F1 F2 liên quan đến TB TĐN cụ thể, ta phải chọn sơ TB TĐN Để chọn sơ TB TĐN ta phải tính bề mặt trao đổi nhiệt giả định cần thiết Muốn thể ta giả định hệ số truyền nhiệt K Trên sở số liệu chất tải nhiệt chọn, ta giả sử K = 295 W/m K Biết ∆t tb = 115,63 K , biết K = 295 W/m2K, ta tính bề mặt trao đổi nhiệt theo công thức F= Q K∆t tb (7) 8713,38 10 F= = 255,44 ≈ 256 m 295.115,63 chọn Fsb= 256 m2 Trong thực tế có loại thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống có bề mặt trao đổi nhiệt 30 m2 với đặc tính: đường kính ống d = 48x4 mm, đường kính ống ngồi D = 89 x mm, nhiệt độ làm việc tối đa 723 K, áp suất làm việc tối đa 25 at +) Vậy Với F=256m2, cần thiết bị loại 30m2 đủ Khi ta có: số ống N= 256.28/30 =238,9 ≈ 239 ống Chọn N=240 ống Thiết bị chia làm ngăn, ngăn hành trình, suy số ống hành trình 240/8 =30 ống Page 10 => r’1 = 322,38.0,0575 + (1 - 0,0575).394,145 r1 = 390,02 kJ/kg Thay vào hệ phơng trình ta đợc: G1 = g1 + 1974,74 G1 x1 = g’1 0,0575+ 1974,74.0,03 g’1 390,02 = 12462,366 369,853 Gi¶i hệ phơng trình ta đợc: g1 =11817,97 kg/h G1 = 13792,71 kg/h x1 = 0,0536 phần khối lợng Vậy lợng trung bình đoạn chng là: g ' tb C = g1 + g '1 12462,366 + 11817 ,97 = = 12410,168 2 kg/h b TÝnh khối lợng riêng trung bình: * Khối lợng riêng trung bình pha đợc tính theo: y = y tb1 M A + (1 − y tb1 ).M B 22,4.T tb 273 , kg/m3 ([2]– 183) Trong ®ã: MA MB: khối lợng phần mol cấu tử n-hexan benzen T: nhiệt độ làm việc trung bình tháp, 0K ytbc: nồng độ phần mol cấu tử lấy theo giá trị trung bình y tbC = Víi y d1 + y c1 y d1 , y c1 ([2] 183) : nồng độ làm việc ti đầu đoạn tháp, phần mol Page 42 y d1 y c1 = y’1 = yw = 0,0524 phÇn mol = y1 = 0,2991 phÇn mol ⇒ y tbC = Víi y d1 + y c1 y tbC = 0,1758 = 0,0524 + 0,2991 = 0,1758 phÇn mol phÇn mol Nhiệt độ trung bình đoạn chưng ′ t tb = t F + tW 73,8 + 79,2 = = 76,5 [ O C ] 2 T = 76,5 + 273 = 349,5 0K  VËy khèi lợng riêng trung bình pha đoạn chng lµ: ρy tb C ρ ytbC = = y tb1 M + (1 − y tb1 ).M 22,4.T 273 0,1758.86 + (1 − 0,1758).78 273 = 2,769 22,4.349,5 kg/m3 * Khối lợng riêng trung bình pha láng a tb − a tb1 = + ρ xtb ρ xtb ρ xtb , kg/m3 Trong đó: xtb : khối lợng riêng trung b×nh cđa láng, kg/m3 Page 43 ([2]– 183) ρ xtb1 , xtb2 : khối lợng riêng trung bình cđa cÊu tư vµ cđa pha láng lÊy theo nhiệt độ trung bình, kg/m3 a tb1 : phần khối lợng trung bình cấu tử pha láng atb1 a F + a1' = Víi a’1: nồng độ phần khối lợng pha lỏng đĩa dới đoạn chng Ta có: a1 = x1 = 0,0536 phần khối lợng a tb1 a F + a1' 0,28 + 0,0536 = = = 0,1668 2 phần khối lợng o t tb : nhiệt độ trung bình đoạn chng theo pha lỏng xtb1 = x F + x1' Ta cã x’1 = 0,0536 phần khối lợng 0,0536 86 x1' = = 0,0489 0,0536 (1 − 0,0536) + 86 78 ⇒ xtbC = x F + x1' 0,2607 + 0,0489 = = 0,1548 2 xtbC = 0,1548 Với [I-9] ta đợc: xtb1 = 605,5 phÇn mol phÇn mol phÇn mol øng víi t0 = 76,5 0C Néi suy theo b¶ng I.2 kg/m3 Page 44 ρ xtb2 = 818 ,675 kg/m3 VËy khối lợng riêng trung bình lỏng đoạn chng lµ: atb − atb1 0,1668 − 0,1668 = + = + ρ xtb ρ xtb1 ρ xtb2 605,5 818,675 ⇒ ρ xtb = 773,27 kg/m3 c Tính tốc độ đoạn chng: Đối với tháp đệm chất lỏng chảy từ xuống pha từ dới lên chuyển động ngợc chiều xảy bốn chế độ thuỷ động; Chế độ chảy màng, chế độ độ, chế độ xoáy chế độ sủi bọt chế độ sủi bọt pha lỏng chiếm toàn thể tích tự nh pha lỏng pha liên tục Nếu tăng tốc độ lên tháp bị sặc Trong phần tính toán ta tính tốc độ tháp dựa vào tốc độ sặc tháp Tốc độ tháp đệm = (0,8 ữ 0,9)s ([2] 187) Với s tốc độ sặc, m/s đợc tính theo c«ng thøc Y = 1,2e-4X ([2]– 187) ω s2.σ d ρ y  µ x Y=  g Vd3 ρ x  µ n  tb tb Víi G X = x G  y     1/  ρy  tb  ρx  tb         ,16 ([2]– 187) 1/ ([2]– 187) Trong ®ã: σ®: bề mặt riêng đệm, m2/m3 Vđ: thể tích tự cđa ®Ưm, m3/m3 g: gia tèc träng trêng, m2/s Gx, Gy: lợng lỏng lợng trung bình, kg/s Page 45 ρ xtb , ρ ytb 20oC, :khèi lỵng riêng trung bình pha lỏng pha hơi, kg/m3 µx, µn: ®é nhít cđa pha láng theo nhiƯt ®é trung bình độ nhớt nớc Ns/m2 * TÝnh Gx, Gy: 12410,168 Ta cã Gy = g’tb = G xC kg/h G1 + G1' 11757,106 + 13792,71 = = = 12774,908 2 kg/h * TÝnh ®é nhít: - §é nhít cđa níc ë t = 20oC, Tra bảng I.102 ([1] 94) ta có àn = 1,005.10-3 Ns/m2 - §é nhít cđa pha láng ë totb = 76,5 oC Néi suy theo b¶ng I.101 ([1] 91] ta đợc A = 0,195.10 B = 0,329.10 −3 N.s/m2 N.s/m2 VËy ®é nhít cđa pha láng tính theo nhiệt độ trung bình lgàhh = xtb.lgàA+ (1 - xtb).lgµB ([1] – 84) lgµhh = 0,1548.lg(0,195.10-3) + (1 - 0,1548)lg(0,329.10-3)  µhh = µx = 0,3034.10-3 Ns/m2 Thay số liệu đà tính đợc ta có G X = x G  y     1/  ρy  tb  ρx  tb     1/  12774,908  =   12410,168  1/  2,769     773,27  1/ = 0,4982 Y = 1,2e-4.0,4982 = 0,1636 Chọn loại đệm vòng Rasiga sứ đổ lộn xộn nh đà chọn Page 46 Từ công thức: s2. d y x Y=  g Vd3 ρ x  µ n  tb tb ω = s     ,16 ([2] – 187) Y g.Vd3 ρ xtb µ σ d ρ ytb  x µ  n     ,16 = 0,1636.9,81 0,76 3.773,27  0,3034.10 −3  165.2,769.  1,005.10 −3     ,16 ωs2 = 1,444 m/s  ωs = 1,2017 m/s LÊy ω = 0,8ωs  ω = 0,8.1,2017 = 0,96136 m/s Vậy đờng kính đoạn chng lµ: DC = 0,0188 g tb 12410,168 = 0,0188 = 1,2836 ( ρ y ω y ) tb 2,769.0,96136 m Quy chuẩn đờng kính đoạn chng DC = 1,284 m * Thử lại điều kiện làm việc thực tế: - Tốc độ thực tế đoạn chng là: y = 12410,168.0,0188 = 0,9608 1,284 2.2,769 m/s - Tỷ số tốc độ thực tế tốc độ sặc là: tt 0,9608 = = 0,8 s 1,2017 Vậy chọn đờng kính 1,284 m chấp nhận đợc * Kiểm tra cách chän ®Ưm: Page 47 d td = ⇒ 4.Vd 4.0,76 = = 0,0184 σd 165 m DC 1,284 = = 69,783 d td 0,0184 Vậy với kết tính toán đợc so với điều kiện thực tế ta lấy đờng kính phần chng 1,284 m đệm nh đà chọn hợp lý Xỏc nh s a thực tế Số đĩa thực tế tính theo hiệu suất trung bình 4.3 N tt = N lt η tb đó: Nlt – số bậc thay đổi nồng độ hay số đĩa lý thuyết ηtb – hiệu suất trung bình thiết bị: ηtb = - (IX.60 – [2]) α độ bay tương đối hỗn hợp: α= - ηW + ηF + ηP = f (α , µ ) y 1− x 1− y x (IX.61 – [2]) µhh độ nhớt hỗn hợp lỏng [N.s/m2]: lg µ hh = x lg µ A + (1 − x ) lg µ B µA – độ nhớt cấu tử A phụ thuộc nhiệt độ xét µB – độ nhớt cấu tử B phụ thuộc nhiệt độ xét  Tại đỉnh tháp: xP = 0,978 [phần mol]; yP* = 0,98 [phần mol]; tP = 68,95 [oC]; suy ra: α = 1,102 µA = 0,207128 [10-3 Ns/m2] (ngoại suy bảng I.101 – [1]) µB = 0,356885 [10-3 Ns/m2] (ngoại suy bảng I.101 – [1]) Page 48 lg µ hh = x P lg µ A + (1 − x P ) lg µ B → lg µ hh = −3,68 → µ hh = 0,2089 [10-3 Ns / m ] Vậy, ta có: α.µ = 0,23 → ηP = 71% (ngoại suy đồ thị hình IX.11 –tr 171- [2])  Tại vị trí tiếp liệu: xF = 0,2607 [phần mol]; yF* = 0,368 [phần mol]; tF = 73,8 [oC]; suy ra: α = 1,651 µA = 0,1996 [10-3 Ns/m2] (ngoại suy bảng I.101 – [1]) µB = 0,3389 [10-3 Ns/m2] (ngoại suy bảng I.101 – [1]) lg µ hh = x F lg µ A + (1 − x F ) lg µ B → µ hh = 0,295 [10-3 Ns / m ] Vậy, ta có: α.µ = 0,487 → ηF = 59% (ngoại suy đồ thị hình IX.11 – [2])  Tại đáy tháp: xW = 0,0273 [phần mol]; yW* = 0,0524 [phần mol]; tW = 79,2 [oC]; suy ra: α = 1,970 µA = 0,19124 [10-3 Ns/m2] (ngoại suy bảng I.101 – [1]) µB = 0,31896 [10-3 Ns/m2] (ngoại suy bảng I.101 – [1]) lg µ hh = x F lg µ A + (1 − x F ) lg µ B → µ hh = 0,3145 [10-3 Ns / m ] Vậy, ta có: α.µ = 0,62 → ηW = 55% (ngoại suy đồ thị hình IX.11 – [2]) Từ giá trị ηP, ηF, ηW tìm được, ηtb bằng: ηtb = 71 + 59 + 55 = 61,67% Vậy số đĩa thực tế là: N tt = N lt 87 ,05 = = 142 [mâm] η tb 0,6167 Page 49 Số đĩa đoạn luyện : 82,4/0,6167 = 134 [mâm] Số đĩa đoạn chưng : 4,65/0,6167 =8 [mâm] Chiều cao tháp 4.4 H= Ntt.h0 +(0,8-1) - Trong đó: Re’= ω- vận tốc khí tính theo tiết diện tháp, m/s ρ, ρ’ khối lượng riêng lỏng hơi, Kg/m3 μ, μ’ độ nhớt lỏng hơi, N.m/s dtd= 4V/σ V thể tích tự đệm, m3/m3 σ bề mặt riêng đệ, m2/m3 m hệ số góc đường cân G, L lượng lỏng tháp kg/s Chiều cao đoạn luyện Với thông số: ρ= 675,34, ρ’=2,9415 Kg/m3 μ =0,250.10-3, μ’= μy ,N.m/s dtd= 4V/σ= 0,0184 G=13260,016 kg/s L= 12554,756 kg/s = 0,8873 Và ta tính hệ số góc đoạn luyện: m = tg α = yP − yF = 0,929 xP xF Ta có ày = àhh đợc tÝnh theo M hh m1 M A m2 M B = + µ hh µA µB [I – 85] Trong đó: Mhh, MA, MB: khối lợng phân tử hỗn hợp cấu tử n-hexan v benzen àhh, àA, àB: độ nhớt hỗn hợp cấu tử n-hexan v benzen Page 50 m1, m2: nång ®é cđa n-hexan benzen tính theo phần thể tích Đối với hỗn hợp khí nồng độ phần thể tích nồng độ phần mol, nên m1 = y1, m2 = y2 = - y1 Thay vµo ta cã: y1 M A + (1 − y1 ).M B y1 M A (1 − y1 ).M B = + µ hh µA µB ⇒ y1 M A (1 − y1 ) M B 1 = + µ hh y1 M A + (1 − y1 ) M B µ A y1 M A + (1 − y1 ) M B µ B ⇒ a a a − a1 = + = + µ hh µ A µ B µ A µB a1, a2: nồng độ phần khối lợng n-hexan v benzen Ta cã y tb1 = 0,6396 ⇒ a1 = phÇn mol y tb1 M A ( ) y tb1 M A + − y tb1 M B = 0,6396.86 0,6396.86 + (1 0,6396).78 a1 = 0,6618 phần khối lợng - §é nhít cđa pha ë ttb = 71,38 oC Néi suy theo b¶ng I.101 ([1] – 91] ta đợc A = n hexan = 0,2034.10 −3 N.s/m2 µ B = µ benzen = 0,3479.10 −3 N.s/m2 ⇒ 0,6618 − 0,6618 = + −3 µ hh 0,2034.10 0,3479.10 −3 =>µhh = 0,237.10-3 N.s/m2 Trong đó: Page 51 Re’= = = 266,62 - Vậy ho =0,5915 H1= 134.0,5915= 79,261 m Chiều cao đoạn chưng Với thông số: ρ= 773,27, ρ’=2,769 Kg/m3 μ =0,3034 10-3, μ’= μy ,N.m/s dtd= 4V/σ= 0,0184 12410,168 G= kg/s 12774,908 L= kg/s = 0,9608 Và ta tính hệ số góc đường cân đoạn chưng m = tg α = y F − yW = 1,120 x F − xW Độ nhớt pha xác định sau: a a a − a1 = + = + µ hh µ A B A àB Trong đó; a1, a2: nồng độ phần khối lợng n-hexan v benzen Ta cã phÇn mol ⇒ a1 = y tb1 M A ( ) y tb1 M A + − y tb1 M B = y tbC = 0,1758 0,1758.86 0,1758.86 + (1 − 0,1758).78 a1 = 0,1904 phÇn khèi lợng đợc nht pha hi ti ttb0 = 76,5 0C Néi suy theo b¶ng I.101 ([1] – 91) ta µ A = 0,195.10 −3 N.s/m2 Page 52 µ B = 0,329.10 −3 ⇒ N.s/m2 0,1904 − 0,1904 = + −3 µ hh 0,195.10 0,329.10 −3 =>µhh = 0,2909.10-3 N.s/m2 => Re==0,9608.0,0184.2,769/(0,76.0,2909.10-3)= 221,42 ho= 0,546 H2= Ntt.ho= 8.0,546= 4,368 m Vậy chiều cao tháp đệm: H = H1+H2 + 0,9= 79,261+ 4,368 + 0,9 =84,529 m 5.Nhiệt độ đỉnh, đáy vị trí đĩa tiếp liệu ứng với trường hợp nguyên liệu vào trạng thái sơi: Từ đồ thị t – x,y, ta xác định dễ dàng nhiệt độ đỉnh, đáy vị trí đĩa tiếp liệu tháp: tP = 68,95 [oC], tW = 79,2 [oC], tF = 73,8 [oC] Hoặc ta sử dụng áp suất bão hịa để xác định xác nhiệt độ vị trí cần xét:  Ta tính áp suất bão hòa cấu tử phụ thuộc nhiệt độ sau (số liệu từ TABLE 2-8 – [6]): ln P = C1 + C2 + C3 ln T + C T C5 T [Pa] Với: C1 C2 C3 C4 C5 n-hexan 104,65 -6995,5 -12,702 1,2381.10-5 benzen 83,107 -6486,2 -9,2194 6,9844.10-6  Xác định nhiệt độ đỉnh: Page 53 o Bước đầu, ta giả sử nhiệt độ đỉnh tP = 68,95 [oC] = 341,95 [K] (theo đồ thị t – x,y), nhiệt độ đó, ta có: xAP = 0,978 xBP = – xAP = – 0,978 = 0,022 xAP – nồng độ cấu tử A đỉnh tháp pha lỏng xBP – nồng độ cấu tử B đỉnh tháp pha lỏng o Áp suất Pi tính cho cấu tử nhiệt độ T = 341,95 [K] bằng: PA = 1,015.105 [Pa] = 1,002 [atm] ( atm= 1,013250 105 Pa) PB = 7,05.104 [Pa] = 0,696 [atm] o Hệ số Ki tính bằng: Ki = Pi / Phệ với Phệ = 760 [mmHg] = [atm] KA = 1,002/1 = 1,002 KB = 0,696/1 = 0,696 o Tính ∑yi = ∑Ki.xi : ∑y = yAP + yBP = 1,002.0,978 + 0,696.0,022 = 0,9953 ≈ Ta cần giả thiết lại nhiệt độ cho ∑y gần  Xác định nhiệt độ đáy: o Bước đầu, ta giả sử nhiệt độ đỉnh tW = 79,2 [oC] = 352,2 [K] (theo đồ thị t – x,y), nhiệt độ đó, ta có: xAW = 0,0273 xBW = – xAW = – 0,0273 = 0,9727 xAW – nồng độ cấu tử A đỉnh tháp pha lỏng xBW – nồng độ cấu tử B đỉnh tháp pha lỏng o Áp suất Pi tính cho cấu tử nhiệt độ T = 352,2 [K] bằng: PA = 1,382.105 [Pa] = 1,364 [atm] ( atm= 1,013250 105 Pa) PB = 9,80.104 [Pa] = 0,967 [atm] o Hệ số Ki tính bằng: Ki = Pi / Phệ với Phệ = 760 [mmHg] = [atm] KA = 1,364/1 = 1,364 KB = 0,967/1 = 0,967 Tính ∑yi = ∑Ki.xi : ∑y = yAW + yBW = 1,364.0,0273 + 0,967.0,9727 = 0,9778  Xác định nhiệt độ vị trí đĩa tiếp liệu: o Page 54 o Bước đầu, ta giả sử nhiệt độ đỉnh tF = 73,8 [oC] = 346,8 [K] (theo đồ thị t – x,y), nhiệt độ đó, ta có: xAF = 0,2607 xBF = – xAF = – 0,2607 = 0,7393 xAF – nồng độ cấu tử A đỉnh tháp pha lỏng xBF – nồng độ cấu tử B đỉnh tháp pha lỏng o Áp suất Pi tính cho cấu tử nhiệt độ T = 346,8 [K] bằng: PA = 1,178.105 [Pa] = 1,1626 [atm] ( atm= 1,013250 105 Pa) PB = 8,2625.104 [Pa] = 0,8154 [atm] Hệ số Ki tính bằng: Ki = Pi / Phệ với Phệ = 760 [mmHg] = [atm] KA = 1,1626/1 = 1,1626 o KB = 0,8154/1 = 0,8154 Tính ∑yi = ∑Ki.xi : ∑y = yAF + yBF = 1,1626 0,2607+ 0,8154 0,7393= 0,9059 Dựa vào cách tính trên, ta tìm nhiệt độ xác nhất, kết tổng hợp bảng sau : o Đỉnh tháp Đáy tháp Vị trí tiếp liệu t [oC] 69,1 79,98 76,94 ∑y 0,99997 1,00187 0,99907 KẾT LUẬN Từ trình tìm hiểu, với hướng dẫn tận tình cuả thầy em hồn thành đồ án mơn học trình thiết bị với nội dung: - Tìm hiểu trình truyền nhiệt số loại thiết bị trao đổi nhiệt tính tốn thông số: tải nhiệt , hệ số cấp nhiệt, số thiết bị cần thiết,… từ - thông số cho trước Tìm hiểu trình truyền khối, thiết kế tháp chưng cất hỗn hợp cấu tử hệ n-hexan – benzen thơng qua việc tính tốn thơng số: cân vật liệu, chiều cao đường kính, số đĩa thực tế, nhiệt độ nạp liệu,… Page 55 Page 56 ... chia thiết bị truyền nhiệt gián tiếp thành loại sau đây: Loại có vỏ bọc Loại ống Loại Loại xoắn ốc Loại ống gân Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống loại thiết bị trao. .. phần xuyên qua vật thể Page Các thiết bị trao đổi nhiệt Thiết bị trao đổi nhiệt thiết bị thực q trình trao đổi nhiệt chất mang nhiệt kĩ thuật thiết bị trao đỏi nhiệt dược sử dụng rộng rãi đóng... hệ số truyền nhiệt Khi sử dụng thiết bị trao đổi nhiệt loại ? ?ống lồng ống? ??, ống trao đổi nhiệt ống trịn trơn có gân dọc Ta sử dụng số cơng thức sau để tính hệ số truyền nhiệt K Khi ống khơng có