H 2O: 0,12% Thành phần khí CO2: 100%
5.6. Thiết bị cô đặc chân kông
5.6.1.Các số liệu ban đầu
- Nhiệt độ dịch nóng lỏng vào: 104oC - Nhiệt độ dịch nóng lỏng ra: 134oC - Nhiệt độ khí thoát ra: 134oC
- Áp suất dịch nóng lỏng và áp suất khí thoát ra khỏi thiết bị: 0,3*105 N/m2
5.6.2. Tính toán a. Lượng nhiệt vào
Nhiệt theo dịch nóng lỏng vào: Q1 = 72.708.076 kJ/h
Nhiệt theo hơi đốt nóng: Q2 = a kJ/h
QV = Q1 + Q2
b. Lượng nhiệt ra
Nhiệt theo dịch nóng lỏng của urê:
Gọi: mu, mc, ma, và mn lần lượt là lượng urê, carbamate, amoniac và nước nhập vào;
cu, cc lần lượt là nhiệt dung riêng của urê, carbamate và nước; ia, in là entanpi của amoniac và nước ở 104oC và 0,3*105 N/m2
Q1 = mucut + mccct + maia + mnin
= 99.394* 2,243*134 + 0*1,95* 134 + 55,7*1.586 + 2.720* 563,95
= 31.496.934 kJ/h.
Nhiệt tiêu hao để phân hủy amoni carbamate:
Ta có: Lượng amoni carbamate phân hủy được: 169,5 kg/h Nhiệt nóng chảy amoni carbamate: 25.140 kJ/kmol
Nhiệt tạo thành amoni carbamate rắn: 136.100 kJ/kmol
Q2 = 78 ) ) 140 . 25 100 . 136 ( * 5 . 169 − = 241.124 kJ/h Nhiệt tiêu hao để tách amoniac khỏi amoni hidroxit Ta có:
Lượng amoniac trong amoni hidroxit vào hệ thống: 379 kg/h Lượng amoniac ra khỏi hệ thống: 55,7kg/h
Nhiệt hòa tan tích phân 1 kmol amoniac khí vào 1 kmol nước lỏng: 29.540 kJ/kmol.
Nhiệt hòa tan tích phân 1 kmol amoniac khí vào 4,2 kmol nước lỏng: 33.330 kJ/kmol. Q3 = 17 330 . 33 * 7 , 55 540 . 29 * 379 − = 549.363 kJ/h Nhiệt ra theo pha khí:
Gọi ma, mc và mhn lần lượt là lượng amoniac, CO2 và hơi nước ra ở pha khí của thiết bị, kg/h
ia, ic, ihn: entanpi của amoniac, CO2 và hơi nước ở 134oC và 0,4.105N/m2 Q4 = maia + mcic + mhnihn
= 553* 1.729 + 297,3* 604,26 + 17.475 * 2.750,69 = 49.204.808 kJ/h
Nhiệt tiêu hao để phân hủy urê:
Ta có: Lượng urê bị phân hủy trong 1 giờ: 275,1 kg/h Nhiệt tạo thành urê từ các sản phẩm khí: 118.545 kJ/kmol
Q5 = 60 545 545 . 118 * 1 , 275 = 543.528 kg/h
Trong quá trình cô đặc chân không xem như không so sự tổn thất nhiệt ra môi trường xung quanh.
Vậy tổng lượng nhiệt ra của quá trình:
Ta có phương trình cân bằng nhiêt: QV = QR
72.708.076 + a = 82.035.760 => a = 9.327.683 kJ/h
Vậy lượng nhiệt do thiết bị đun nóng cung cấp: 9.327.683 kJ/h
Bảng 5.6. Nhiệt vào và nhiệt ra tại thiết bị cô đặc chân không
Nhiệt vào Nhiệt ra
Loại kJ/h Loại kJ/h Nhiệt theo dịch nóng lỏng vào 72.708.076 Nhiệt ra theo dịch nóng lỏng của urê 31.496.934
Nhiệt theo hơi đốt nóng 9.327.683 Nhiệt tiêu hao để phân
hủy amoni carbamate 241.124 Nhiệt tiêu hao để tách
NH3 khỏi NH4OH
549.363
Nhiệt ra theo pha khí 49.204.808 Nhiệt phân hủy urê 543.528
Tổng 82.035.760 Tổng 82.035.760
5.7. Thiết bị tạo hạt
5.7.1. Các số liệu ban đầu
- Nhiệt kết tinh urê: 460 kJ/kg
- Lượng khí vòi phun vào tháp: 132.900 kg/h - Lượng khí tầng sôi vào: 542.540 kg/h - Lượng urê đi vào tháp: 103.345,4 kg/h
- Lượng mầm urê đi vào tháp: 52.965 kg/h - Nhiệt độ khí vòi phun đưa vào: 130 oC - Nhiệt độ khí đưa tầng sôi vào: 44,8 oC - Nhiệt độ ra của urê: 90oC
5.7.2. Tính toán
a. Lượng nhiệt vào
Nhiệt theo dịch nóng lỏng của urê: Q1 = 31.496.934 kJ/h
Nhiệt chuyển urê sang trạng thái kết tinh: Q2 = 103.345* 460 = 47.538.884 kJ/h
Nhiệt vào theo khí vòi phun:
Entanpi khí vòi phun ở 130oC và 4,81*103 N/m2 : 404,68 kJ/kg Q3 = 132.900* 404,68 = 53.781.972 kJ/h
Nhiệt vào theo khí tầng sôi:
Entanpi khí tầng sôi ở 130oC và 4,81.103 N/m2 Q4= 542.540* 318,56 = 172.831.542 kJ/kg
Suy ra: Tổng lượng nhiệt đi vào thiết bị:
QV = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 = 305.649.332 kJ/h
b. Nhiệt ra khỏi tháp
Nhiệt theo urê ra khỏi tháp:
Lượng nhiệt do nước và amoni sunfat còn lại trong sản phẩm không đáng kể. Ta có: Q1 = mucut
= (103.345 + 52.965) * 1,842* 90 = 25.913.138 kJ/h
Nhiệt ra theo không khí:
Từ phương trình cân bằng nhiệt: Q2 = QV – Q1
= 305.649.332 – 25.913.138 = 279.736.194 kJ/h
Bảng 5.7 Lượng nhiệt vào và nhiệt ra ở tháp tạo hạt
Nhiệt vào Nhiệt ra
Loại kJ/h Loại kJ/h
Nhiệt theo dịch nóng
lỏng của urê 31.496.934 Nhiệt theo sản phẩm urêra khỏi tháp 25.913.138 Nhiệt chuyển urê sang
trạng thái kết tinh
47.538.884 Nhiệt ra theo không khí 279.736.194
Nhiệt theo khí tầng sôi
vào 172.831.542
Nhiệt vào theo khí vòi phun vào
53.781.972
Tổng 305.649.332 Tổng 305.649.332