1... Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị đun sôi dòng nhập liệu:
...Các ký hiệu:
Qf: Nhiệt lượng do hỗn hợp đầu truyền vào thiết bị đun sôi, J/h QD1: Nhiệt lượng do hơi đốt truyền vào thiết bị đun sôi, J/h QF: Nhiệt lượng do hỗn hợp đầu đi ra khỏi thiết bị đun sôi, J/h Qng: Nhiệt lượng do nước ngưng tụ, J/h
Qxq: Nhiệt lượng mất mát ra môi trường xung quanh, J/h (được lấy bằng 5% nhiệt lượng tiêu tốn), J/h
1.1...Nhiệt lượng do hỗn hợp đầu truyền vào thiết bị đun sôi
Qf= Gf. Cf. Tf
Chọn nhiệt độ nhập liệu ban đầu (khi ở bồn chứa) Tf= 250C, tra bảng I.153/171 (sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 1) và nội suy, ta có nhiệt dung riêng của Benzene là CB= 1753,75 J/kg.0C và nhiệt dung riêng của Toluene là CT= 1732,5 J/kg.0C
..Nhiệt dung riêng của hỗn hợp nhập liệu là:
Cf= xF.CB+ (1-xF).CT= 0,175. 1753,75 + (1-0,175). 1732,5 = 1736,22 (J/kg.0C) Suy ra: Qf= Gf. Cf. Tf= 2000. 1736,22. 25 = 86811000 (J/h)
1.2...Nhiệt lượng do hơi đốt truyền vào và hơi nước ngưng tụ vào thiết bị đun sôi
QD1= D1. (rh+ Tngưng. Cngưng) Vớirh:Ẩn nhiệt hoá hơi, J/kg
Tngưng: Nhiệt độ nước ngưng tụ,0C
Cngưng: Nhiệt dung riêng của nước ngưng tụ, J/kg.0C
Chọn hơi đốt là hơi nước bão hoà ở áp suất P = 2at => Tra bảng hơi nước bão hoà theo áp suất ta được Tngưng= 119,620C và Cngưng= 4245,42 J/kg.0C
Tra bảng I.212/254 (sổ tay quá trình thiết bị và công nghệ hoá chất tập 1) và nội suy, ta córh= 2203290 J/kg
1.3...Nhiệt lượng do hỗn hợp đầu truyền ra khỏi thiết bị đun sôi
QF= GF. CF. TF
Tại nhiệt độ nhập liệu TF= 102,20C, tra bảng I.153/171 (sổ tay quá trình và thiết bị hoá chất tập 1) và nội suy, ta có nhiệt dung riêng của Benzene là CB= 2126,6 J/kg.0C và nhiệt dung riêng của Toluene là CT= 2076,6 J/kg.0C
..Nhiệt dung riêng của hỗn hợp nhập liệu đi ra là:
Suy ra: QF= GF. CF. TF= 2000. 2085,35. 102,2 = 426245540 (J/h)
1.4...Nhiệt luợng do hơi nước ngưng tụ
Ta có lượng hơi nước ngưng tụ đi ra bằng lượng hơi đốt đi vào nên: Qngưng1= D1. Tngưng. Cngưng
1.5...Nhiệt lượng mất mát ra môi trường xung quanh
Được lấy bằng 5% nhiệt lượng do hơi đốt đi vào (không kể nhiệt lượng do nước ngưng tụ) => Qxq= 0,05. D1.rh
▪....Phương trình cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị đun sôi dòng nhập liệu:
Qf + QD1= QF+ Qngưng+ Qxq
<=>Qf+ D1.(rh+ Tngưng. Cngưng) = QF+ D1. Tngưng. Cngưng+ 0,05. D1. rh
Suy ra: Lượng hơi đốt (hơi nước) cần thiết để đưa hỗn hợp ban đầu đến trạng thái sôi là: D1=QF−Qf
0,95rh = 426245540−868110000,95.2203290 = 162,17 (kg/h) Nhiệt lượng cho thiết bị đun sôi dòng nhập liệu
Nhiệt lượng Đơn vị (J/h) Đơn vị (kW)
Qf 86811000 24,11
QD1 439663488 122,13
QF 426245540 118,4
Qngưng1 82355949 22,88
Qxq 17872999 4,96
2... Cân bằng nhiệt lượng cho tháp chưng cất
Nhiệt lượng do dòng nhập liệu truyền vào tháp chưng cất cũng chính là nhiệt lượng dòng nhập liệu đi ra khỏi thiết bị đun sôi:
QF= 426245540 J/h
2.2...Nhiệt lượng do dòng hồi lưu truyền vào tháp chưng cất
QR= GR. CR. TR
Lưu lượng dòng hồi lưu: GR= GD. R = 341,99 . 4,42 = 1511,6 (kg/h) Nhiệt độ dòng hồi lưu: TR= TD= 81,30C
Nhiệt dung riêng dòng hồi lưu tại nhiệt độ TR: CR = CD=xD. CB+ (1-xD). CT
Tại nhiệt độ TR= 81,30C, tra bảng I.153/171 (sổ tay quá trình và công nghệ hoá chất tập 1) và nội suy, ta có nhiệt dung riêng của Benzene là CB= 2040,31 J/kg.0C và nhiệt dung riêng của Toluene là CT= 1985,63 J/kg.0C
Nhiệt dung riêng dòng hồi lưu là:
CR= 0,942. 2040,31 + (1-0,942). 1985,63 = 2037,14 (J/kg.0C)
Suy ra: QR= GR.CR. TR= 1511,6 . 2037,14 . 81,3 = 250350409 (J/h)
2.3. Nhiệt lượng do dòng hơi đi ra khỏi đỉnh tháp chưng cất
QV= GD. (1+R) .λD
Trong đóλD là nhiệt luợng riêng (J/kg) của dòng hơi tại đỉnh tháp chưng cất Phần khối lượng của hơi Benzene ở đỉnh tháp:
yD= MB⋅yD
MB⋅yD+ 1−yD ⋅MT=78,1 . 0,9795+ 1−0,9795 .92,178,1 . 0,9795 = 0,9759 Hàm nhiệt của Benzene ở nhiệt độ tại đỉnh tháp:
λB = rB+ TD. CB = 392628,68 + 81,3 . 2040,31 = 558505,88 (J/kg) Hàm nhiệt của Toluene ở nhiệt độ tại đỉnh tháp:
λT = rT+ TD. CT= 377848,65 + 81,3 . 1985,63 = 539280,37 (J/kg) Nhiệt luợng riêng của dòng hơi tại đỉnh tháp:
λD=yD. λB + 1 − yD . λT = 0,9759 . 558505,88 + (1-0,9759). 539280,37 = 558042,54 (J/kg)
Suy ra: QV= GD. (1+R) .λD = 341,99 . (1+4,42) . 558042,54 = 1034379728 (J/h)
2.4. Nhiệt lượng do dòng sản phẩm đáy đi ra khỏi đáy tháp chưng cất
QW= GW. CW. TW Lưu lượng sản phẩm đáy: GW= 1657,91 (kg/h)
Nhiệt độ tại đáy tháp TW= 109,70C
Tại nhiệt độ 109,70C, tra bảng I.153/171 (sổ tay quá trình và thiết bị hoá chất tập 1) và nội suy, ta có nhiệt dung riêng của Benzene là CB= 2149,10 J/kg.0C và nhiệt dung riêng của Toluene là CT= 2099,10 J/kg.0C
Nhiệt dung riêng của dòng sản phẩm đáy ở nhiệt độ 109,70C là:
CW=xw . CB+ (1-xw). CT= 0,017 . 2149,1 + (1-0,017). 2099,1 = 2099,95 (J/kg.0C) Suy ra: QW= GW. CW.TW= 1657,91 . 2099,95 . 109,7 = 381923633 (J/h)
2.5. Nhiệt lượng do hơi nước ngưng tụ đi ra khỏi đáy tháp
Qngưng2= D2 . Cngưng. Tngưng
2.6. Nhiệt lượng do hơi nước truyền vào và hơi nước ngưng tụ truyền vào đáy tháp
Vẫn sử dụng hơi nước ở áp suất P = 2at nên thông số rh= 2203290 J/kg QD2= D2. (rh+ Tngưng. Cngưng)
2.7. Nhiệt lượng do mất mát ra môi trường xung quanh
Phương trình cân bằng nhiệt lượng cho toàn tháp chưng cất:
QF+ QD2+ QR= QV+ QW+ Qngưng2+ Qxq2
<=>QF+ D2 . (rh + Tngưng. Cngưng) + QR= QV+ QW+ D2. Cngưng.Tngưng+ 0,05 . D2 . rh Suy ra: Luợng hơi đốt (hơi nước) cần thiết để cấp nhiệt vào đáy tháp là:
D2=Qv+Qw−QF−QR
0,95.rh =1034379728+381923633−426245540−2503504090,95 . 2203290 = 353,40 (kg/h) Nhiệt lượng cho tháp chưng cất
Nhiệt lượng Đơn vị (J/h) Đơn vị (kW)
QF 426245540 118,40 QD2 958112331 266,14 QR 250350409 69,54 QV 1034379728 287,33 QW 381923633 106,09 Qngưng2 179469645 49,85 Qxq2 38932134 10,81
3. Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh
Tại nhiệt độ đỉnh TD = 81,30C, tra bảng I.212/254 (sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 1) và nội suy, ta có ẩn nhiệt ngưng tụ của Benzene là rB= 392628,68 J/kg và ẩn nhiệt ngưng tụ của Toluene là rT= 377848,65 J/kg
Ẩn nhiệt ngưng tụ của sản phẩm đỉnh:
rD=yD ⋅ rB + 1 − yD rT = 0,9759 . 392628,68 + (1-0,9759). 377848,65 = 392272,48 (J/kg)
Nhiệt độ trung bình:T=25+55
2 = 400C
Tra bảng I.153/172 (sổ tay quá trình và thiết bị tập 1), ta có nhiệt dung riêng của nước là CN= 4175 J/kg. độ
Cho rằng lượng Benzene sau khi chưng cất được ngưng tụ hoàn toàn, ta có: GD. (1+R). rD= GN1 . CN1 . (T2– T1)
Suy ra lượng nước lạnh tiêu tốn cho quá trình ngưng tụ là: GN1=GD⋅ 1+R ⋅rD
CN1 T2−T1 =341,99. 1+4,42 .392272,484175.(55−25) = 5805,28 (kg/h)
4. Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh
Nhiệt độ sản phẩm đỉnh (Benzene) đi vào thiết bị làm nguội bằng với nhiệt độ sản phẩm đỉnh đi ra khỏi thiết bị ngưng tụ nên T3= TD= 81,30C
Ta chọn nhiệt độ của sản phẩm đỉnh đi ra khỏi thiết bị làm nguội là T4 = 400C Nhiệt độ trung bình lúc nàyT = 81,3+402 = 60,650C
Tra bảng I.153/171 (sổ tay quá trình và thiết bị hoá chất tập 1), ta có nhiẹt dung riêng của Benzene là CB= 1933,15 J/kg.0C và nhiệt dung riêng của Toluene là CT= 1902,40 J/kg0C
Nhiệt dung riêng của dòng sản phẩm đỉnh ở nhiệt độ 60,650C là:
CD=xD⋅ CB+ 1 − xD ⋅ CT= 0,942 . 1933,15 + (1-0,942). 1902,40 = 1931,37 (J/kg0C) Chọn nhiệt độ của nước lạnh vào và ra khỏi thiết bị làm nguội lần lượt là T5= 250C và T6 = 550C => CN= 4175 J/kg. độ
Vì dòng sản phẩm đã được ngưng tụ hoàn toàn ở thiết bị ngưng tụ như đã nêu ở trên, ta có:
Suy ra lượng nước lạnh tiêu tốn cho thiết bị làm nguội ở sản phẩm đỉnh là: GN2=GDC⋅CD T3−T4
N T6−T5 = 341,99 . 1931,37 . (81,3−40)4175 . 55−25 = 217,80 (kg/h)
5. Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đáy
Nhiệt độ sản phẩm đáy (Toluene) đi vào thiết bị làm nguội cũng bằng nhiệt độ sản phẩm đáy đi ra khỏi thiết bị chưng cất nên T7= TW= 109,70C
Chọn nhiệt độ sản phẩm đáy đi ra khỏi thiết bị làm nguội là T8= 500C Nhiệt độ trung bình của sản phẩm đáy: T = 109,7+502 =79,850C
Tra bảng I.153/171 (sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 1) và nội suy, ta có nhiệt dung riêng của Benzene là CB= 2034,21 J/kg0C và nhiệt dung riêng của Toluene là CT= 1979,40 J/kg0C
Nhiệt dung riêng của dòng sản phẩm đáy ở nhiệt độ 79,850C là:
CW=xW⋅ CB + 1 − xW ⋅ CT = 0,017. 2034,21 + (1-0,017). 1979,40 = 1980,33 (J/kg0C) Chọn nhiệt độ nước lạnh vào và ra khỏi thiết bị làm nguội lần lượt là T9= 250C và T10= 550C => CN3= 4175 J/kg. độ
Cho rằng toàn bộ sản phẩm đáy của quá trình chưng cất được đưa hết vào thiết bị làm nguội, ta có phương trình cân bằng nhiệt:
GW. CW. (T7– T8) = GN3 . CN3. (T10– T9)
Suy ra lượng nước lạnh cần tiêu tốn cho thiết bị làm nguội sản phẩm đáy là: GN3=GCW⋅CW T7−T8
N3. T10−T9 =1657,91 . 1980,33. (109,7−50)4175.(55−25) = 1564,93 (kg/h)
6. Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị cấp nhiệt vào đáy tháp
Nhiệt lượng hơi đốt truyền vào thiết bị cấp nhiệt QD3= D3. (rh+ Cngưng. Tngưng)
Nhiệt lượng dòng sản phẩm đáy truyền vào thiết bị cấp nhiệt Q’W= GW. CW. TW= QW
Nhiệt lượng do nước ngưng tụ đi ra khỏi thiết bị cấp nhiệt
Ta sử dụng hơi nước bão hoà tại áp suất P = 3 at, tra bảng nước và hơi nước bão hoà ta có nhiệt ẩn hoá hơi của nước ở áp suất này là rh= 2174300 J/kg
Qngưng3= D3. Cngưng. Tngưng
Nhiệt lượng mất mát ra môi trường xung quanh
Được lấy bằng 5% nhiệt lượng hơi đốt truyền vào thiết bị cấp nhiệt Qxq3= 0,05. D3. rh
Phương trình cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị cấp nhiệt vào đáy tháp: QD3+ Q’W= QW+ Qngưng3+ Qxq3+ QD2
Với Q’W= QW=> D3. (rh+ Cngưng. Tngưng) = D3. Cngưng. Tngưng+ 0,05. D3 . rh+ QD2 Lượng hơi đốt cần thiết để cấp vào thiết bị cấp nhiệt cho đáy tháp:
D3=0,95.rQD2
h =0,95. 2174300958112331 = 463,84 (kg/h)
CHƯƠNG 4
TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THIẾT BỊ CHÍNH I. KÍCH THƯỚC THÁP CHƯNG CẤT
Đường kính của tháp chưng cất được xác định theo công thức IX.89,90/181 sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 2:
D = 3600π⋅ω4VTB
TB = 0,0188. p gTB
y⋅ωy TB, m Trong đó:
VTB: Lượng hơi trung bình đi trong tháp, m3/h
ωTB: Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp, m/s gTB: Lưu lượng hơi trung bình đi trong tháp, kg/h py.ωy: Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp, kg/m2.s
Ta nhận thấy rằng lượng hơi và luợng lỏng thay đổi theo chiều cao của tháp và khác nhau ở mỗi đoạn nên ta phải tính riêng đường kính trung bình cho từng đoạn trong tháp: Đoạn chưng và đoạn cất.
1.1. Đường kính đoạn cất
Công thức tính đường kính đoạn cất:
Dcất= 0,0188. gpyTB(cất)
y⋅ωy TB , m Lưu luợng hơi trung bình đi trong đoạn cất:
gyTB(cất)=gD+g2 1
Lưu lượng hơi ở đỉnh tháp: gD= GD.(1+R) = 341,99 . (1+4,42) = 1853,59 (kg/h) Lưu lượng hơi đi vào mâm dưới cùng (mâm thứ nhất) của đoạn cất g1đuợc xác định theo hệ phương trình (công thức IX.93,94,95/182 sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 2):
�1 = �1+ �� �1 ⋅ �1 = �1. �1+ �� ⋅ ��
�1⋅ �1 = ��. ��
(*)
Tại nhiệt độ đỉnh tháp TD= 81,30C, ẩn nhiệt ngưng tụ của hệ tại đỉnh tháp là: rD= 392272,48 J/kg (đã tính ở phần 3/chương 3)
Lưu luợng khối lượng của sản phẩm đỉnh: GD= 341,99 (kg/) Nồng độ phần khối lượng sản phẩm đỉnh:xD = 0, 942
Nồng độ phần khối luợng hệ tại mâm dưới cùng của đoạn cất:x1=xF= 0,175 Ẩn nhiệt ngưng tụ của hệ tại mâm dưới cùng của đoạn cất: r1 =y1 ⋅ rB+ 1 − y1 rT
= 377086,23.y1 + (1-y1). 367079,78 (rBvà rTđuợc tra tại nhiệt độ nhập liệu TF= 102,20C bảng I.212/254 sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 1) Thay các dữ liệu ở trên vào hệ phương trình (*) , ta tính được:
�1 = 1583,66 ��ℎ �1 = 1925,65 (��
ℎ ) �1 = 0,311
Suy ragyTB(cất)=1853,59+1925,652 =1889,62 (kg/h) yTB=yD+y2 1 = 0,9795+0,3472 = 0,663 (phần mol pha hơi) Khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp hơi:
M= yTB. MB+ (1-yTB). MT= 0,663. 78,1 + (1-0,663). 92,1 = 82,8 (kg/kmol) Nhiệt độ trung bình của đoạn cất: TTB(cất)=102,2+81,32 = 91,80C
Từ nhiệt độ trên, tra bảng I.242/300 (sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 1) và nội suy, ta có sức căng bề mặt của Benzene làσB= 19,8. 10-3N/m và sức căng bề mặt của Toluene làσT= 20,3. 10-3N/m
Sức căng bề mặt của hỗn hợp:σ1
hh = σ1 B +σ1
T=>σhh= 0,01 (N/m)
Ta có:σhh = 0,01 N/m = 10 dyn/cm < 20 dyn/cm nên hệ số tính theo sức căng bề mặt là
� � = 0,8
Tại nhiệt độ 91,80C, tra bảng I.2/9 (sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 1) và nội suy, ta có khối luợng riêng của Benzene làρB = 802 kg/m3và khối lượng riêng của Toluene làρT= 796 kg/m3
Phần khối luợng trung bình của pha lỏng đoạn cất:x = ��+��
2 =0,175+0,9422 = 0,558 Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng đoạn cất:
1
ρxTB = ρx
B +1−xρ
T = 0,558802 +1−0,558796 =>ρxTB= 799 kg/m3 Khối luợng riêng trung bình của pha hơi đoạn cất:
ρyTB= M
22,4.� 273.�
�� �ấ� .�0 = 82,822,4. 91,8+273 .1273.1 = 2,77 kg/m3(chọn áp suất p = p0= 1 atm) Suy ra tốc độ trung bình của hơi trong tháp: (CT IX.105/184 sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 2) và chọn khoảng cách giữa các mâm chưng cất là h = 0,3 m
ρy⋅ ωy TB= 0,065.� � . ℎ. ρxTB. ρyTB = 0,065 . 0,8. 0,3. 799.2,77= 1,34 (kg/m2.s) Suy ra đường kính đoạn cất là:
Dcất = 0,0188. gyTB(cất)
1.2. Đường kính đoạn chưng
Công thức tính đường kính đoạn chưng:
Dchưng= 0,0188. gyTB(chưng)p
y⋅ωy TB , m Lưu luợng hơi trung bình đi trong đoạn chưng:
gyTB(chưng)=gW2+g1
Lưu lượng hơi đi ra ở mâm trên cùng của đoạn chưng: gW= 1925,65 kg/h
Lưu lượng hơi đi vào mâm dưới cùng (mâm thứ nhất) của đoạn chưng g1đuợc xác định theo hệ phương trình (công thức IX.93,94,95/182 sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất tập 2):
�1 = �1 + ��
�1 ⋅ �� = �1. �1 − ��⋅ ��
�1⋅ �� = 1925,65. 370191,79 = 712859820,4 (**)
Tại nhiệt độ đáy tháp TW= 109,70C, tra bảng I.152/254 (sổ tay quá trình thiết bị công nghệ hoá chất tập 1), ta có ẩn nhiệt hoá hơi của Benzene là rB= 370884,54 J/kg và ẩn nhiệt hoá hơi của Toluene là rT= 362448,14 J/kg
Phần khối luợng của hơi đi vào mâm cuối cùng của đoạn chưng:
yW = MB⋅y�
MB⋅yw+ 1−yW ⋅MT =78,1.0,0472+ 1−0,0472 .92,178,1. 0,0472 = 0,04 Ẩn nhiệt hoá hơi đi vào mâm cuối cùng của đoạn chưng:
rW=yW⋅ rB+ 1 − yW rT = 0,04. 370884,54 + (1-0,04). 362448,14 = 362785,60 (J/kg) Lưu luợng khối lượng của sản phẩm đáy: GW= 1657,91 (kg/h)
Thay các dữ liệu ở trên vào hệ phương trình (**) , ta tính được:
�1 = 3622,87 ��ℎ �1 = 1964,96 (��ℎ )
�1 = 0,029
Suy ragyTB(chưng)=1925,65+1964,962 =1945,30 (kg/h) Lưu lượng lỏng trung bình trong phần chưng của tháp: Gx=3622,87+1583,662 = 2603,26 (kg/h)
Nồng độ phần mol trung bình của Benzene trong pha hơi: yTB=yw+y2 1 =0,0472+0,3472 = 0,197