THIẾT kế THÁP mâm CHÓP CHƯNG cất THU hồi BENZEN TULUEN

ĐAMH Q trình & Thiết bị
BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO

CỘNG HÒA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
Độc lập – Tự do – Hạnh phúc

TRƯỜNG
Thành phố Hồ Chí Minh
Khoa:
Bộ môn: Quá trình và Thiết bò

ĐỒ ÁN
MÔN HỌC: ĐỒ ÁN MÔN HỌC QT&TB.
Họ và tên sinh viên:
Lớp: B
Ngành (nếu có):
1. Đầu đề đồ án: Thiết kế tháp mâm chóp chưng cất hỗn hợp Benzen – Toluen
có năng suất 200 l/h tính theo sản phẩm đỉnh
2. Nhiệm vụ (nội dung yêu cầu và số liệu ban đầu):
Nồng độ nhập liệu: F = 40%phần khối lượng
-

Nồng độ sản phẩm đỉnh:

D

= 98% phần khối lượng

-

Nồng độ sản phẩm đáy:

W

-

Nguồn năng lượng và các thông số khác tự chọn

= 1% phần khối lượng

3. Nội dung các phần thuyết minh và tính toán:
Xem ở phần mục lục
4. Các bản vẽ và đồ thò (loại và kích thước bản vẽ):
Gồm 2 bản vẽ A1: bản vẽ quy trình công nghệ và bản vẽ chi tiết thiết bò
5. Ngày giao đồ án:
6. Ngày hoàn thành đồ án:
7. Ngày bảo vệ hay chấm:
CHỦ NHIỆM BỘ MÔN
(Ký và ghi rõ họ tên)

Ngày tháng năm
NGƯỜI HƯỚNG DẪN
(Ký và ghi rõ họ tên)

Trang 1


ĐAMH Q trình & Thiết bị
NHẬN XÉT ĐỒ ÁN
Cán bộ hướng dẫn. Nhận xét: ____________________________________________
____________________________________________________________________

____________________________________________________________________
____________________________________________________________________
Điểm: _______________
Chữ ký: ____________________
Cán bộ chấm hay Hội đồng bảo vệ. Nhận xét: ______________________________
____________________________________________________________________
____________________________________________________________________
____________________________________________________________________
Điểm: _______________
Chữ ký: ____________________
Điểm tổng kết:

Trang 2


ĐAMH Quá trình & Thiết bị

LỜI MỞ ĐẦU
Khoa học kỹ thuật ngày càng phát triển đóng góp to lớn cho nền công
nghiệp nƣớc ta nói riêng và thế giới nói chung. Một trong những ngành có đóng
góp vô cùng to lớn đó là ngành công nghiệp hoá học, đặc biệt là ngành sản xuất
các hoá chất cơ bản.
Hiện nay, các ngành công nghiệp cần sử dụng rất nhiều hoá chất có độ
tinh khiết cao. Nhu cầu này đặt ra cho các nhà sản xuất hoá chất sử dụng nhiều
phƣơng pháp để nâng cao độ tinh khiết của sản phẩm nhƣ : trích ly, chƣng cất,
cô đặc, hấp thu … Tuỳ theo đặc tính yêu cầu của sản phẩm mà ta có sự lựa chọn
phƣơng pháp cho phù hợp. Đối với hệ benzen – toluen là hệ 2 cấu tử tan lẫn vào
nhau, ta chọn phƣơng pháp chƣng cất để nâng cao độ tinh khiết cho benzen.
Đồ án môn học Quá trình & Thiết bị là một môn học mang tính tổng hợp
trong quá trình học tập của các kỹ sƣ Công nghệ Hoá học tƣơng lai. Môn học

này giúp sinh viên có thể tính toán cụ thể : quy trình công nghệ, kết cấu, giá
thành của một thiết bị trong sản xuất hoá chất - thực phẩm. Đây là lần đầu tiên
sinh viên đƣợc vận dụng các kiến thức đã học để giải quyết các vấn đề kỹ thuật
thực tế một cách tổng hợp.
Nhiệm vụ của đồ án là thiết kế tháp mâm chóp để chƣng cất hỗn hợp
Benzen – Toluen ở áp suất thƣởng với năng suất theo sản phẩm đỉnh(Benzene)
là 200 lít/h có nổng độ 98% phần khối lƣợng benzen, nồng độ sản phẩm đáy là
99% khối lƣợng Toluene,Nồng độ nhập liệu là 40% khối lƣợng Benzene, nhập
liệu ở trạng thái lỏng sôi.

Trang 3


ĐAMH Q trình & Thiết bị

MỤC LỤC
Lời mở đầu ..................................................................................... 3

CHƯƠNG 1 : TỔNG QUAN ........................................................................................ 4
I.
Lý thuyết về chưng cất .......................................................................................... 5
II.
Giới thiệu sơ bộ về ngun liệu ............................................................................ 7
CHƯƠNG 2 : QUY TRÌNH CƠNG NGHỆ ................................................................. 9
CHƯƠNG 3 : CÂN BẰNG VẬT CHẤT .................................................................... 10
I.
Các thông số ban đầu ........................................................................................ 10
II.
Xác đònh suất lượng sản phẩm đỉnh và sản phẩm đáy thu được..................... 10
III.

Xác đònh tỉ số hoàn lưu làm việc ....................................................................... 11
IV.
Xác đònh phương trình đường làm việc – Số mâm lý thuyết............................ 13
V.
Xác đònh số mâm thực tế .................................................................................... 14

CHƯƠNG 4 : TÍNH TOÁN THÁP CHƯNG CẤT ................................................... 16
I.
Đường kính đoạn cất .......................................................................................... 16
II.
Đường kính đoạn chưng..................................................................................... 18
III.
Trở lực của tháp .................................................................................................. 20
CHƯƠNG 5 : CÂN BẰNG NHIỆT LƢỢNG ............................................................. 22
I.
Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh ............................ 22
II.
Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị gia nhiệt nhập liệu ..................................... 22
III.
Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đáy ............................ 22
IV.
Cân bằng nhiệt lượng cho thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh .......................... 22
V.
Nhiệt lượng cung cấp cho đáy tháp.................................................................... 23
CHƢƠNG 6: TÍNH TỐN CƠ KHÍ .......................................................................... 24
I.
Tính tốn thân tháp ............................................................................................ 24
II.
Tính tốn chóp .................................................................................................... 24
III.

Tính tốn đáy nắp thiết bị ................................................................................... 25
IV.
Bích ghép thân .................................................................................................... 26
V.
Đường kính các ống dẫn – Bích ghép ống dẫn ................................................. 28
VI.
Chân đỡ - tai treo ................................................................................................ 31
CHƯƠNG 7 : TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHU ............................................................ 33
I.
Thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh ................................................................... 33
II.
Thiết bò đun sôi đáy tháp .................................................................................... 36
III.
Thiết bò làm nguôïi sản phẩm đỉnh .................................................................... 39
IV.
Thiết bò làm nguội sản phẩm đáy ...................................................................... 43
V.
Thiết bị đun sơi nhập liệu ................................................................................... 47
VI.
Bồn cao vị ............................................................................................................ 50
VII.
Bơm ...................................................................................................................... 52

Trang 4


AMH Quỏ trỡnh & Thit b
Keỏt luaọn ......................................................................................................................... 54
Taứi lieọu tham khaỷo ....................................................................................................... 54

Trang 5


ĐAMH Quá trình & Thiết bị
Chƣơng 1 :

TỔNG QUAN
I. LÝ THUYẾT VỀ CHƢNG CẤT :
1. Khái niệm :
- Chƣng cất là quá trình dùng để tách các cấu tử của hỗn hợp lỏng cũng nhƣ hỗn hợp
khí lỏng thành các cấu tử riêng biệt dựa vào độ bay hơi khác nhau của các cấu tử trong hỗn
hợp (nghĩa là khi ở cùng nhiệt độ, áp suất hơi bão hoà của các cấu tử khác nhau).
- Thay vì đƣa vào trong hỗn hợp một pha mới để tạo nên sự tiếp xúc giữa hai pha
nhƣ trong quá trình hấp thu hoặc nhả khí, trong quá trình chƣng cất pha mới đƣợc tạo nên
bằng sự bốc hơi hoặc ngƣng tụ.
- Chƣng cất và cô đặc khá giống nhau, tuy nhiên sự khác nhau căn bản nhất của 2
quá trình này là trong quá trình chƣng cất dung môi và chất tan đều bay hơi (nghĩa là các cấu
tử đều hiện diện trong cả hai pha nhƣng với tỷ lệ khác nhau), còn trong quá trình cô đặc thì
chỉ có dung môi bay hơi còn chất tan không bay hơi.
- Khi chƣng cất ta thu đƣợc nhiều cấu tử và thƣờng thì bao nhiêu cấu tử sẽ thu đƣợc
bấy nhiêu sản phẩm. Nếu xét hệ đơn giản chỉ có 2 cấu tử thì ta sẽ thu đƣợc 2 sản phẩm :
 Sản phẩm đỉnh chủ yếu gồm cấu tử có độ bay hơi lớn (nhiệt độ sôi nhỏ)
 Sản phẩm đỉnh chủ yếu gồm cấu tử có độ bay hơi nhỏ (nhiệt độ sôi lớn)
- Đối với hệ Benzen – Toluen
 Sản phẩm đỉnh chủ yếu gồm benzen và một ít toluen.
 Sản phẩm đáy chủ yếu là toluen và một ít benzen.
2. Phƣơng pháp chƣng cất :
Các phƣơng pháp chƣng cất đƣợc phân loại theo :
- Áp suất làm việc :
 Áp suất thấp

 Áp suất thƣờng
 Áp suất cao
 Nguyên tắc làm việc : dựa vào nhiệt độ sôi của các cấu tử, nếu nhiệt độ sôi của
các cấu tử quá cao thì ta giảm áp suất làm việc để giảm nhiệt độ sôi của các cấu tử.
- Nguyên lí làm việc :
 Chƣng một bậc
 Chƣng lôi cuốn theo hơi nƣớc
 Chƣng cất
- Cấp nhiệt ở đáy tháp :
 Cấp nhiệt trực tiếp
 Cấp nhiệt gián tiếp
Vậy : Đối với hệ Benzen – Toluen, ta chọn phƣơng pháp chƣng cất liên tục ở áp suất
thƣờng.
3. Thiết bị chƣng cất :
Trong sản xuất, ngƣời ta thƣờng dùng nhiều loại thiết bị khác nhau để tiến hành
chƣng cất. Tuy nhiên, yêu cầu cơ bản chung của các thiết bị vẫn giống nhau nghĩa là diện tích
tiếp xúc pha phải lớn. Điều này phụ thuộc vào mức độ phân tán của một lƣu chất này vào lƣu
chất kia. Nếu pha khí phân tán vào pha lỏng ta có các loại tháp mâm, nếu pha lỏng phân tán
vào pha khí ta có tháp chêm, tháp phun, …Ở đây ta khảo sát 2 loại thƣờng dùng là tháp mâm
và tháp chêm.

Trang 6


ĐAMH Quá trình & Thiết bị
 Tháp mâm : thân tháp hình trụ, thẳng đứng phía trong có gắn các mâm có cấu tạo
khác nhau, trên đó pha lỏng và pha hơi đƣợ cho tiếp xúc với nhau. Tuỳ theo cấu tạo của đĩa, ta
có :
- Tháp mâm chóp : trên mâm bố trí có chóp dạng tròn, xupap, ….
- Tháp mâm xuyên lỗ : trên mâm có nhiều lỗ hay rãnh.

 Tháp chêm (tháp đệm) : tháp hình trụ, gồm nhiều bậc nối với nhau bằng mặt bích
hay hàn. Vật chêm đƣợc cho vào tháp theo một trong hai phƣơng pháp sau : xếp
ngẫu nhiên hay xếp thứ tự.
So sánh ƣu nhƣợc điểm của các loại tháp :

Ƣu
điểm

Nhƣợc
điểm

Tháp chêm

Tháp mâm xuyên lỗ

Tháp chóp

- Cấu tạo khá đơn giản.
- Trở lực thấp.
- Làm việc đƣợc với chất lỏng bẩn
nếu dùng đệm cầu có    của
chất lỏng.
- Do có hiệu ứng thành  hiệu
suất truyền khối thấp.
- Độ ổn định không cao, khó vận
hành.
- Do có hiệu ứng thành  khi tăng
năng suất thì hiệu ứng thành tăng
 khó tăng năng suất.
- Thiết bị khá nặng nề.

- Trở lực tƣơng đối thấp.
- Hiệu suất khá cao.

- Khá ổn định.
- Hiệu suất cao.

- Không làm việc đƣợc - Có trở lực lớn.
với chất lỏng bẩn.
- Tiêu tốn nhiều
- Kết cấu khá phức tạp.
vật tƣ, kết cấu
phức tạp.

Vậy :qua phân tích trên ta sử dụng tháp mâm chóp để chƣng cất hệ Benzen – Toluen.

II. GIỚI THIỆU VỀ NGUYÊN LIỆU :
1. Benzen & Toluen :
Benzen: là một hợp chất mạch vòng, ở dạng lỏng không màu và có mùi thơm nhẹ.Công thức
phận tử là C6H6. Benzen không phân cực,vì vậy tan tốt trong các dung môi hữu cơ không
phân cực và tan rất ít trong nƣớc. Trƣớc đây ngƣời ta thƣờng sử dụng benzen làm dung môi.
Tuy nhiên sau đó ngƣời ta phát hiện ra rằng nồng độ benzen trong không khí chỉ cần thấp
khoảng 1ppm cũng có khả năng gây ra bệnh bạch cầu, nên ngày nay benzen đƣợc sử dụng hạn
chế hơn
Các tính chất vật lí của benzen:
o Khối lƣợng phân tử: 78,11
o Tỉ trọng(200C): 0,879
o Nhiệt độ sôi: 80oC
o Nhiệt độ nóng chảy: 5,50C
Toluen: là một hợp chất mạch vòng,ở dạng lỏng và có tính thơm ,công thức phân tử tƣơng tự

nhƣ benzen có gắn thêm nhóm –CH3. Không phân cực,do đó toluen tan tốt trong
benzen.Toluen có tính chất dung môi tƣơng tự benzen nhƣng độc tính thấp hơn nhiều, nên
ngày nay thƣờng đƣợc sử dụng thay benzen làm dung môi trong phòng thí nghiệm và trong
công nghiệp.
Các tính chất vật lí của toluen:
o Khối lƣợng phân tử : 92,13
o Tỉ trọng (20oC) : 0,866
o Nhiệt độ sôi : 111oC

Trang 7


ĐAMH Quá trình & Thiết bị
o Nhiệt độ nóng chảy : -95 oC
Các phƣơng thức điều chế :
o Đi từ nguồn thiên nhiên
Thông thƣờng các hidrocacbon ít đƣợc điều chế trong phòng thí nghiệm, vì có thể thu
đƣợc lƣợng lớn nó bằng phƣơng pháp chƣng cất than đá, dầu mỏ….
o Đóng vòng và dehiro hóa ankane
o Các ankane có thể tham gia đóng vòng và dehidro hóa tạo thành hidro cacbon thơm ở
nhiệt độ cao và có mặt xúc tác nhƣ Cr2O3, hay các lim loại chuyển tiếp nhƣ Pd, Pt
2O3 / Al 2O3
CH3(CH2)4CH3 Cr


 C6H6
o Dehidro hóa các cycloankane
Các cycloankane có thể bị dehidro hóa ở nhiệt độ cao với sự có mặt của các xúc tác
kim loại chuyển tiếp tạo thành benzen hay các dẫn xuất cảu benzen
Pd

C6H12 Pt/
 C6H6
o Đi từ acetylen
Đun acetane trong sự có mặt cảu của xúc tác là than hoạt tính hay phức của niken nhƣ
Ni(CO)[(C6H5)P] sẽ thu đƣợc benzen
xt
3C2H2 
C6H6
o Từ benzen ta có thể điều chế đƣợc các dẫn xuất của benzen nhƣ toluen bằng phản ứng
Friedel-Crafts (phản ứng ankyl hóa benzen bằng các dẫn xuất ankyl halide với sự có
mặt cảu xúc tác AlCl3 khan
AlCl3
C6H6 + CH3- Cl 
 C6H5-CH3
2. Hỗn hợp benzen – toluen :
Ta có bảng thành phần lỏng (x) – hơi (y) và nhiệt độ sôi của hỗn hợp Benzen –
Toluen ở 760 mmHg.(Tham khảo STT1)
x (% phân mol)
y (% phân mol)
t (oC)

0
0
110,6

5
11,8
108,3

10

21,4
106,1

20
38
102,2

30
51,1
98,6

40
61,9
95,2

50
71,2
92,1

60
79
89,4

70
85,4
86,8

80
91
84,4

90
95,9
82,3

100
100
80,2

Trang 8


ĐAMH Quá trình & Thiết bị
Chƣơng 2 :

QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ
Hỗn hợp Benzen – Toluen có nồng độ Benzen là 40% (phần khối lƣợng), nhiệt độ
nguyên liệu lúc đầu là 300C tại bình chứa nguyên liệu (1), đƣợc bơm (2) bơm lên bồn cao vị
(3). Dòng nhập liệu đƣợc gia nhiệt tới nhiệt độ sôi trong thiết bị truyền nhiệt ống chùm. Sau
đó hỗn hợp đƣợc đƣa vào tháp chƣng cất (6) ở đĩa nhập liệu và bắt đầu quá trình chƣng cất.
Lƣu lƣợng dòng nhập liệu đƣợc kiểm soát qua lƣu lƣợng kế (14).
Trên đĩa nhập liệu, chất lỏng đƣợc trộn với phần lỏng từ đoạn luyện của tháp chảy
xuống. Trong tháp, hơi đi dƣới lên gặp lỏng đi từ trên xuống. Ở đây có sự tiếp xúc và trao đổi
giữa hai pha với nhau. Pha lỏng chuyển động trong phần chƣng càng xuống phía dƣới càng
giảm nồng độ các cấu tử dễ bay hơi vì đã bị pha hơi tạo nên từ nồi đun (10) lôi cuốn cấu tữ dễ
bay hơi. Nhiệt độ càng lên trên càng thấp, nên khi hơi đi qua các đĩa từ dƣới lên thì cấu tử có
nhiệt độ sôi cao là toluen sẽ ngƣng tụ lại, cuối cùng trên đỉnh tháp ta thu đƣợc hỗn hợp có cấu
tử benzen chiếm nhiều nhất (nồng độ 98% phần khối lƣợng). Hơi này đi vào thiết bị ngƣng tụ
(7) đƣợc ngƣng tụ hoàn toàn. Một phần chất lỏng ngƣng tụ đi qua thiết bị làm nguội sản phẩm
đỉnh (8), đƣợc làm nguội bằng thiết bị trao đổi nhiệt ống lồng ống(8) rồi đƣợc đƣa qua bồn

chứa sản phẩm đỉnh (9). Phần còn lại của chất lỏng ngƣng tụ đƣợc hoàn lƣu về tháp ở đĩa trên
cùng với tỉ số hoàn lƣu thích hợp và đƣợc kiểm soát bằng lƣu lƣợng kế(5). Cuối cùng ở đáy
tháp ta thu đƣợc hỗn hợp lỏng hầu hết là cấu tử khó bay hơi (Toluen). Hỗn hợp lỏng ở đáy có
nồng độ Toluene là 99% phần khối lƣợng, còn lại là Benzene. Dung dịch lỏng ở đáy đi ra khỏi
tháp vào nồi đun (10). Trong nồi đun dung dịch lỏng một phần sẽ bốc hơi cung cấp lại cho
tháp để tiếp tục làm việc, phần còn lại ra khỏi nồi đun đƣợc cho qua thiết bị làm nguội sản
phẩm đáy (13) rồi đi vào thiết bị làm nguội sản phẩm đáy(13) sau đó vào bồn chứa sản phẩm
đáy(12).
Hệ thống làm việc liên tục cho ra sản phẩm đỉnh là Benzen, sản phẩm đáy là Toluen

Trang 9


ĐAMH Q trình & Thiết bị
Chƣơng 3 :

CÂN BẰNG VẬT CHẤT
I.

CÁC THƠNG SỐ BAN ĐẦU :

Chọn loại tháp là tháp mâm chóp.
Khi chưng luyện hỗn hợp Benzen - Toluen thì cấu tử dễ bay hơi là Benzen.
Benzen : C6 H 6  M B  78 g / mol
Hỗn hợp: 
Toluen : C6 H 5CH 3  M T  92 g / mol
 Năng suất sản phẩm đỉnh : D = 200l/h
 Nồng độ nhập liệu : xF = 40% phân khối lƣợng
 Nồng độ sản phẩm đỉnh : xD = 98% phân khối lƣợng
 Nồng độ sản phẩm đáy: xW = 99% phân khối lƣợng

 Nhiệt độ nhập liệu: nhập liệu ở trạng thái lỏng sơi
 Chọn:
 Nhiệt độ nhập liệu: tFV = 94oC
 Nhiệt độ sản phẩm đáy sau khi làm nguội: tWR = 35oC
 Nhiệt độ dòng nước lạnh đi vào: tV = 30oC
 Nhiệt độ dòng nước lạnh đi ra: tR = 40oC
 Các ký hiệu:
 F , F: suất lượng nhập liệu tính theo kg/h, kmol/h.
 D , D: suất lượng sản phẩm đỉnh tính theo kg/h, kmol/h.
 W , W: suất lượng sản phẩm đáy tính theo kg/h, kmol/h.
 xi, xi : nồng độ phần mol, phần khối lượng của cấu tử i.

II. XÁC ĐỊNH SUẤT LƯNG DỊNG NHẬP LIỆU VÀ DỊNG SẢN PHẨM
ĐÁY:
MF =xF.MB + (1-xF).MT = 0,4.78 + (1-0.4).92 = 86.4 kg/kmol
MD =xD.MB + (1- xD).MT = 0,98.78 + (1-0,98).92 = 78.28 kg/kmol
MW =xW.MB + (1- xW).MT = 0,01. 78 + (1-0,01).92 =91,86 kg/kmol
xF
0,4
MB
78
xF 

 0,44
0
,
4
1  0,4
xF 1  xF



78
92
MB
MT

xW

xW
0,01
MB
78


 0,012
0
,
01
1  0,01
xW 1  xW


78
92
MB
MT

Trang 10

ĐAMH Q trình & Thiết bị
Dòng sản phẩm đỉnh có nhiệt độ 800C nên ta có khối lƣợng riêng của dòng này:
 kg/m3, kg/m3
x
1  xD
1
  D  809kg / m3
 D 

D

B

T

 D  VD . D  0,2.809  161,8kg / h
D
 2,07kmol / h
 D
MD
F  D  W
Phƣơng trình cân bằng vật chất: 
 F .xF  D.xD  W .xW

W  240,6kg / h


W  2,8kmol / h
F  402.4kg / h
F  4,87 kmol / h

W = 240,6 kg/h

F = 402,4 kg/h
F = 4,87 kmol/h

D = 161,8 kg/h
D = 2,07 kmol/h

W = 2,8 kmol/h

x F  0.4

x D  0,98

xW  0,01

xF  0.44

xD  0,983

xW  0,012

III. XÁC ĐỊNH CHỈ SỐ HỒI LƯU THÍCH HP :
* Chỉ số hồi lưu tối thiểu :

Tỉ số hoàn lưu tối thiểu là chế độ làm việc mà tại đó ứng với số mâm lý thuyết
là vô cực. Do đó, chi phí cố đònh là vô cực nhưng chi phí điều hành (nhiên liệu,
nước và bơm…) là tối thiểu.

Trang 11


ĐAMH Q trình & Thiết bị

Hình 1: Đồ thò cân bằng pha của hệ Benzen – Toluen tại P = 1atm
Dựa vào hình 1 ta có xF = 0,44 yF* = 0,643
x  y F* 0,983  0,64.3

Tỉ số hoàn lưu tối thiểu : Rmin  D*
= 1,68
0,643  0,44
y F  xF
Tỉ số hoàn lưu làm việc tính theo cơng thức kinh nghiệm: R = 1,5Rmin = 1,5.1,68 = 2,52
Theo Phƣơng pháp thể tích tháp nhỏ nhất ta có: V = S.H
Với S – diện tích tiết diện ngang của tháp; H – chiều cao tháp. Mặt khác diện tích tiết
diện tháp tỉ lệ vơi lƣợng hơi, lƣợng hơi này lại tỉ lệ với lƣợng hồn lƣu hay S tỉ lệ với R.
Chiều cao tháp tỉ lệ với số đĩa lý thuyết Nlt. Vậy thể tích tháp tỉ lệ với giá trị Nlt.(R+1). Lần
lƣợt cho các giá trị R và tìm thể tích tháp, ứng với giá trị nào nhỏ nhất của thể tích tháp thì R
đó là tỉ số hồn lƣu tối ƣu.

R

5

4.5

4

3.5

3

2.5

2

Nlt
(R+1).Nlt

12
72

13
71.5

14
70

16
72

15
60

15
52.5

18
54

Biểu diễn trên đồ thị:

Trang 12


ĐAMH Q trình & Thiết bị
(R+1).Nlt

R

Theođđồ thị trên ta chọn giá trị tỉ số hồi lƣu thích hợp R = 2,48

IV . PHƯƠNG TRÌNH ĐƯỜNG LÀM VIỆC - SỐ MÂM LÝ THUYẾT:
1 . Phương trình đường làm việc của đoạn cất:
y=

2,48
0,983
R
x
x D =
x
R 1
R 1
2,48  1
2,48  1
= 0,771.x + 0,284

2 . Phương trình đường làm việc phần chƣng:

-Phương trình đường làm việc của phần chưng
R f
f 1
y=
xW =1,37x -0.0044
x R 1
R 1
x  xW 0,983  0,012
với f= D
=
=2,27
x F  xW
0,44  0,012

Trang 13


ĐAMH Q trình & Thiết bị

y

x

Hình 2: Đồ thị xác định số mâm lý thuyết chƣng hệ Benzen – Toluen tại P = 1atm

3 . Số đĩa lý thuyết :
Đồ thị xác định số đĩa lý thuyết :
Dựng đường làm việc của tháp bao gồm đường làm việc phần cất và phần
chưng. Trên đồ thò y-x ta lần lượt vẽ các đường bậc thang từ đó xác đònh được số
đĩa lý thuyết là14.56 đĩa, ta lấy tròn 15

Từ đồ thò, ta có : 15 đĩa bao gồm :
6 mâm cất
1 mâm nhập liệu
6 mâm chưng (5 mâm chưng + 1 nồi đun)
Tóm lại, số đĩa lý thuyết là Nlt = 15 mâm.

V . XÁC ĐỊNH SỐ MÂM THỰC TẾ:
có nhiều phƣơng pháp xác định số mâm thực của tháp, ngoại trừ các ảnh hƣởng của thiết
kế cơ khí tháp thì ta có thể xác định số mâm thực dựa vào hiệu suất trung bình:
Nt = Nlt/tb
Trong đó: Nt – số đĩa thực tế, Nlt - số đĩa lý thuyết, tb – hiệu suất trung bình của thiết bị
n  n2  n3  ....  nn
x
tb = 1
n
Trong đó ni - hiệu suất của các bậc thay đổi nồng độ, n - số vị trí tính hiệu suất
Trong trƣờng hợp này ta tính

Trang 14


ĐAMH Quá trình & Thiết bị
nD  nF  nW
3
Với n D n F nW - lần lƣợt là hiệu suất ở đĩa trên cùng, hiệu suất ở đĩa nhập liệu và hiệu suất
ở đĩa dƣới cùng
- Xác định nD
ta có: Tđ(nhiệt độ đỉnh tháp) = 800C, xD = 0,983 suy ra yD = 0,994 sử dụng bảng I.101
trang 91 STT1 tra và nội suy các giá trị độ nhớt B = 0,316.10-3 N.s/m2, T = 0,319.10-3
N.s/m2.

Độ nhớt của hỗn hợp lg hh = xD.lgB – (1- xD).lgT (theo công thức I.12 trang 84
5 )  hh = 0,316. 10-3 N.s/m2 (= 0.316cP)
0.994 1  0.983
y 1 x
Và độ bay hơi tƣơng đối 


.
.
1  0.994 0.983
1 y x
 hh = 2,87.0,316 = 0,905, theo hình IX.11 trang 171 thì nD = 0,53
- Xác định nF , tƣơng tự nhƣ trên ta có:
TF(nhiệt độ đĩa nhập liệu) = 940C, xf = 0,44 suy ra yD = 0,643 sử dụng bảng I.101 trang
91 5 tra và nội suy các giá trị độ nhớt B = 0,277.10-3 N.s/m2, T = 0,291.10-3 N.s/m2.
Độ nhớt của hỗn hợp lg hh = xD.lgB – (1- xD).lgT (theo công thức I.12 trang 84
STT1)  hh = 0,293. 10-3 N.s/m2 (= 0,293 cP)
0.643 1  0.44
y 1 x
Và độ bay hơi tƣơng đối 


.
.
1  0.643 0.44
1 y x
 hh = 2,29.0,293 = 0,672, theo hình IX.11 trang 171 thì nD = 0,58
- Xác định nw , tƣơng tự nhƣ trên ta có:
Tw(nhiệt độ đĩa dƣới cùng) = 1100C, xw = 0,012 suy ra yD = 0,065 sử dụng bảng I.101
trang 91 5 tra và nội suy các giá trị độ nhớt B = 0,239.10-3 N.s/m2, T = 0,250.10-3

N.s/m2.
Độ nhớt của hỗn hợp lg hh = xD.lgB – (1- xD).lgT (theo công thức I.12 trang 84
5 )  hh = 0,249. 10-3 N.s/m2 (= 0,249 cP)
0.0365 1  0.012
y 1 x
Và độ bay hơi tƣơng đối 


.
.
1  0.0365 0.012
1 y x
 hh = 3,12.0,249 = 0,777, theo hình IX.11 trang 171 thì nD = 0.62
n  nF  nW
0,53  0,58  0,62
tb = D
=
= 0.58
3
3
Suy ra số mâm thực :
Nt = Nlt/tb = 15/0,58 = 25,8 lấy tròn 26 mâm

tb =

Trang 15


ĐAMH Q trình & Thiết bị
Chƣơng 4 :

TÍNH TOÁN THÁP CHƯNG CẤT
* Đường kính tháp chưng cất (Dt) :
Dt 

4Vtb
g tb
 0,0188
π.3600.ω tb
(  y .ω y ) tb

(m)

Vtb :lượng hơi trung bình đi trong tháp m3/h.
tb :tốc độ hơi trung bình đi trong tháp m/s.
gtb : lượng hơi trung bình đi trong tháp Kg/h.
Lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng và đoạn cất khác nhau.Do đó, đường
kính đoạn chưng và đoạn cất cũng khác nhau.
I. Đường kính đoạn cất :
1 . Lượng hơi trung bình đi trong tháp ở đoạn cất:
g  g1
g tb  d
kg/h
2
gd : lượng hơi ra khỏi đóa trên cùng của tháp kg/h
g1 : lượng hơi đi vào đóa dưới cùng của đoạn cất kg/h
 Xác đònh gd:
gd = D.(R+1) =2,07.(2,48+1) = 7,204 kmol/h
= 563,93 kg/h
(Vì MhD =78.yD+(1-yD).92 = 78,28 kg/kmol)

 Xác đònh g1 : Từ hệ phương trình :
 g1  G1  D

 g1 . y1  G1 .x1  D.x D (IV.1)
 g .r  g .r
d d
 1 1
Với:
G1 : lượng lỏng ở đóa thứ nhất của đoạn cất .
r1 : ẩn nhiệt hoá hơi của hỗn hợp hơi đi vào đóa thứ nhất của đoạn cất
rd : ẩn nhiệt hoá hơi của hỗn hợp hơi đi ra ở đỉnh tháp .
* Tính r1 : t1 = tFs = 94oC , tra bảng I.212, trang 254, [5] ta có :
Ẩn nhiệt hoá hơi của Benzen : rB1 = 383,1 kJ/kg.
Ẩn nhiệt hoá hơi của Toluen : rT1 = 371,3 kJ/kg.
Suy ra : r1 = rB1.y1 + (1-y1).rT1 = 373,1y1 - 11,8y1
 r1 = 373,1y1 - 11,8y1 kJ/kg
* Tính rd : tD = 80 oC , tra bảng I.212, trang 254, [5] ta có :
Ẩn nhiệt hoá hơi của Benzen : rBd = 393,3 kJ/kg.
Ẩn nhiệt hoá hơi của Toluen : rTd = 378,3 kJ/kg .
Suy ra : rD = rBd.yD + (1-yD).rTd = 393,3.0,99 + 378,3.0,01
 rD = 393,15 kJ/kg
(với xD = 0,983 suy ra yD theo phân khối lƣợng là 0,99)
* x1 = xF = 0,4(ta coi n)

Trang 16


ĐAMH Q trình & Thiết bị
Giải hệ (IV.1) , ta được : G1 = 593,3 kg/h
y1 = 0,524 (phân khối lƣợng benzen)

g1 = 755,1 kg/h
563,93  755,1
Vậy : gtb =
 659,5 kg/h
2
2 . Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp ở đoạn cất:
Vận tốc hơi đi trong tháp ở đoạn cất:
 y .wy tb  0,065.  h. xtb  ytb
Với : xtb : khối lượng riêng trung bình của pha lỏng kg/m3 .
ytb : khối lượng riêng trung bình của pha hơi kg/m3 .
h: khoảng cách mâm (chọn h = 0,3 ứng với D = 0,6-1,2m)
   : hệ số tính đến sức căng bề mặt
 Xác đònh ytb :
y .78  1  ytb .92.273
 ytb  tb
22,4.ttb  273

y1  y D 0,468  0,99
=
= 0,725
2
2
t t
98,5  80,5
+ Nhiệt độ trung bình đoạn cất : ttb = 1 D =
= 89,5 oC
2
2
3
Suy ra : ytb =2,752 kg/m .

 Xác đònh xtb :
x  x D 0,44  0,983
Nồng độ phân mol trung bình : xtb = F
=
= 0,692
2
2
78.xtb
Suy ra : xtb 
= 65,5 %.
78.xtb  (1  xtb ).92
Với: + Nồng độ phân mol trung bình : ytb =

ttb = 89,5oC , tra bảng I.2, trang 9, [5], ta có :
benzen  804kg / m3 

toluen  798kg / m3 
1

 xtb



xtb

benzen



1  xtb

toluen



xtb = 802 kg/m3
Xác định    : hệ số tính đến sức căng bề mặt
Ta có:
1
1
1
1
1




  hh  10,7.10 3 N / m  10,7dyn / cm
3
 hh  B  T 21,3.10
21,5.10 3
Với:  B =21,3.10-3 N/m,  T = 21,5.10-3 N/m (số liệu tra từ bảng I.242 trang 300 STT1)
Ta thấy  hh < 20 theo STT2 – tr184 chọn    = 0,8



y

.wy tb  0,065.   h. xtb  ytb  0,065.0,8. 0,3.802.2,752  1,33kg / m 2 .s

D t  0,0188

g tb
659,5
 0,0188.
 0,419m
1,33
(  y .ω y ) tb

Trang 17


ĐAMH Q trình & Thiết bị
Tốc độ hơi trung bình đi trong đoạn cất: w' y 
II.



y

.w y tb

y



1,33
 0,483m / s
2,752

Đường kính đoạn chưng :
1 . Lượng hơi trung bình đi trong tháp ở đoạn chƣng :
g , n  g ,1
; kg/h
g , tb 
2
g’n : lượng hơi ra khỏi đoạn chưng ; kg/h.
g’1 : lượng hơi đi vào đoạn chưng ; kg/h.
 Xác đònh g’n : g’n = g1 = 755,1 kg/h
 Xác đònh g’1 : Từ hệ phương trình :
G '1  g '1  W
 '
'
G 1 .x'1  g 1 . yW  W .xW (IV.2)
 g ' .r '  g ' .r '  g .r
n
n
1 1
 1 1
Với : G’1 : lượng lỏng ở đóa thứ nhất của đoạn chưng .
r’1 : ẩn nhiệt hoá hơi của hỗn hợp hơi đi vào đóa thứ nhất của đoạn chưng.
* Tính r’1 : xW =0,012(phần mol) tra đồ thò cân bằng của hệ ta có : y*W
=0,016(phần mol), tƣơng đƣơng với nồng độ khối lƣợng là y*W = 0,014(phần khối
lƣợng)
t’1 = tW = 110oC, tra bảng I.212, trang 254, [5], ta có :
Ẩn nhiệt hoá hơi của Benzen : r’B1 = 370,56 kJ/kg.
Ẩn nhiệt hoá hơi của Toluen : r’T1 = 362,20 kJ/kg.
 r’1 = r’B1.yW + (1-yW).r’T1 =362,3 kJ��l =1. Hệ số C = 19,5
+ PrD : chuẩn số Prandlt của sản phẩm đỉnh ở 57,75oC, nên
 .c

0,407.10 3.1909,84
= 5,223.
PrD  D D 
D
0,149
+ Prw1 : chuẩn số Prandlt của sản phẩm đỉnh ở nhiệt độ trung bình của
vách.
83,01
Suy ra: Nu D 
0 , 25
Prw1
Hệ số cấp nhiệt của sản phẩm đỉnh trong ống ngoài:
Nu D .D
83,01.0,149
3095,8


D =
0, 25
0, 25
d td
Prw1 .0,004 Prw1
Nhiệt tải phía sản phẩm đỉnh:

q D   D .(ttbD  t w1 ) 

3095,8
(57,75  t w1 ) W/m2
0, 25
Prw1

Với tw1 : nhiệt độ của vách tiếp xúc với sản phẩm đỉnh (ngoài ống nhỏ).
* Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu:
t t
qt  w1 w 2 , W/m2.
rt
Trong đó:
+ tw2 : nhiệt độ của vách tiếp xúc với nước (trong ống nhỏ).
+ rt 

t
 r1  r2
t

Bề dày thành ống: t = 1,6 mm.
Hệ số dẫn nhiệt của thép không gỉ: t = 17,5 W/m.K.
Nhiệt trở trung bình của lớp bẩn trong ống với nước sạch:
r1 = 1/5000 m2.oK/W.
Nhiệt trở lớp cấu phía sản phẩm đỉnh: r2 = 1/5800 (m2. K/W).
Suy ra: rt = 1/2155,9 (m2. K/W).
Vậy: qt = 2155,9.(tw1-tw2)
* Xác đònh hệ số cấp nhiệt của nước trong ống nhỏ:
Vận tốc nước đi trong ống:
G
4
0,102
4
vN  N .

.

 0,798 (m/s).
2
 N  .d tr 994,4  .0,01282
Chuẩn số Reynolds :

Trang 41


ĐAMH Q trình & Thiết bị
Re N 

v N . d tr . N

N



0,798.0,0128.994,4
 13779,94 > 104 : chế độ chảy
3
0,7371.10

rối, công thức xác đònh chuẩn số Nusselt có dạng:
Pr
0 ,8
0, 43
Nu N  0,021. l . Re N PrN .( N ) 0, 25
Prw2
Trong đó:
+ l : hệ số hiệu chỉnh phụ thuộc vào ReN và tỷ lệ chiều dài ống với

đường kính ống : ReN = 13779,94, chọn l =1.
+ PrN : chuẩn số Prandlt của nước ở 34oC, nên PrN = 5.
+ Prw2 : chuẩn số Prandlt của nước ở nhiệt độ trung bình của vách.
107,9
Suy ra: Nu N 
0 , 25
Prw2
Hệ số cấp nhiệt của nước trong ống:
Nu N . N 128,49.0,6242 5265,90


N =
0, 25
0 , 25
d tr
Prw2 .0,0128 Prw2
Nhiệt tải phía nước làm lạnh:

q N   N .(t w2  t tbN ) 

5265,90
(t w2  34) W/m2
0, 25
Prw2

Chọn: tw1 = 50,5oC :
Các tính chất lý học của sản phẩm đỉnh được tra ở tài liệu tham khảo
5 ứng với nhiệt độ tw1=50,5oC:
+ Nhiệt dung riêng: c = 1906,38 J/kg.độ.
+ Độ nhớt động lực:  = 0,423.10-3 N.s/m2.

+ Hệ số dẫn nhiệt:  = 0,138 W/moK.
.c 0,423.10 3.1906,38
Khi đó : Prw1 =

 5,84

0,138
3095,8
Từ (IV.9): qD =
.(57,75  50,5)  14438,02 W/m2.
0, 25
5,84
Xem nhiệt tải mất mát là không đáng kể: qt = qD =14438,02 W/m2.
qt
Từ (IV.10), ta có: tw2 = tw1 = 43,8oC
2155,9
Tra tài liệu tham khảo [4 (tập 1)], Prw2 = 4,10
5265,90
Từ (IV.11): qN =
.(43,8  34)  16650,7 W/m2.
0, 25
3,95
Kiểm tra sai số:
q N  q D 14438,02  16650,7

=
= 13,29% sai số này chấp nhận
qD
16650,7
đƣợc nên ta chọn

Vậy: tw1 = 50,5oC và tw2 = 43,8oC.
5265,9
Khi đó:  N 
 3725,28 W/m2.oC
0 , 25
3,95

Trang 42


ĐAMH Q trình & Thiết bị
3095,8
 1991,45 W/m2.oC
0, 25
5,84
1
K
 810,05 W/m2.oC
1
1
1


1991,25 3725,28 2155,9
Từ (IV.7), bề mặt truyền nhiệt trung bình:
5,13.10 3
= 0,316 m2
Ftb 
810,05.20,038
Suy ra chiều dài ống truyền nhiệt :

0,316
L
 6,99 m
0,016  0,0128
.
2
Chọn: L = 8 m,(dự trữ khoảng 15%).
L
7,5
Kiểm tra:

 625  50 thì l = 1: thoả.
d tr 0,0128

D 

Vậy: thiết bò làm mát sản phẩm đỉnh là thiết bò truyền nhiệt ống lồng ống với
chiều dài ống truyền nhiệt L = 8 m, chia thành 2 dãy, mỗi dãy 4 ống mỗi ống
1 m.

IV . THIẾT BỊ LÀM NGUỘI SẢN PHẨM ĐÁY :
Chọn thiết bò làm nguội sản phẩm đáy là thiết bò truyền nhiệt ống lồng ống.
Ống truyền nhiệt được làm bằng thép X18H10T:
 Kích thước ống trong: 16 x 1,6
 Kích thước ống ngoài: 25 x 2,5
Chọn:
 Nước làm lạnh đi trong ống trong với nhiệt độ vào tV = 27oC và nhiệt độ ra tR =
43oC.
 Sản phẩm đáy đi trong ống ngoài với nhiệt độ vào tWS = 110,2oC và nhiệt độ ra
tW = 35oC.

1. Suất lượng nước làm lạnh cần dùng:
Nhƣ phần cân bằng nhiệt lƣợng trên đã tính, ta có lƣợng nhiệt trao đổi QW = 11,86 kW
Tra bảng 1.250, trang 312, ST I  Enthalpy của nước ở 27oC = hV = 113,13 kJ/kg
 Enthalpy của nước ở 43oC = hR = 180,17 kJ/kg
11,86.3600
Q
Suất lượng nước cần dùng: Gn 
=
= 636,8 kg/h
hR  hV 180,17  113,13

2. Hiệu số nhiệt độ trung bình:
Chọn kiểu truyền nhiệt ngược chiều, nên:
(110,2  43)  (35  27)
tlog 
= 27,82 K.
110,2  43
ln
35  27

Trang 43


ĐAMH Q trình & Thiết bị
3. Hệ số truyền nhiệt:
Hệ số truyền nhiệt K được tính theo công thức:
1
K
W/m2.K

1
1
 rt 

n

W

Với:
 n : hệ số cấp nhiệt của dòng nước lạnh W/m2.K
 W : hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy W/m2.K
 rt : nhiệt trở qua thành ống và lớp cáu.
3.1. Xác đònh hệ số cấp nhiệt của nước trong ống:
Kích thước của ống trong:
 Đường kính ngoài: dn = 16 mm = 0,016 m
 Bề dày ống: t = 1,6 mm = 0,0016 m
 Đường kính trong: dtr = 0,0128 m
Nhiệt độ trung bình của dòng nước trong ống: tf = ½ (tV + tR) = 35 oC
Tại nhiệt độ này thì:
 Khối lượng riêng của nước: n = 994 kg/m3
 Độ nhớt của nước: n = 7,23.10-7 m2/s
 Hệ số dẫn nhiệt của nước: n = 0,626 W/mK
 Chuẩn số Prandtl: Prn = 4,9
Vận tốc nước đi trong ống:
4Gn
4  636,8
= 1,383 m/s
vn 

2

3600  nd tr 3600  994    0,0128 2
Chuẩn số Reynolds :
v d
1,383  0,0128
= 24484.65 > 104 : chế độ chảy rối
Re n  n. tr 
n
7,23.10 7

Áp dụng công thức (11), trang 7, 6  công thức xác đònh chuẩn số Nusselt:
0 , 25

 Pr 
Nu n  0,021. l . Re Pr . n 
 Prw2 
Trong đó: 1 – hệ số tính đến ảnh hưởng của hệ số cấp nhiệt theo tỷ lệ giữa chiều dài
L và đường kính d của ống và Re, ta chọn 1 = 1 theo bảng trang 7 - 6
Nu n . n
Hệ số cấp nhiệt của nước trong ống: n =
d tr
0 ,8
n

0 , 43
n

3.2. Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu:
t t
q t  w1 w 2 , W/m2
rt

Trong đó:
 tw1 : nhiệt độ của vách tiếp xúc với sản phẩm đáy (trong ống trong), oC
 tw2 : nhiệt độ của vách tiếp xúc với nước lạnh (ngoài ống trong), oC

Trang 44


ĐAMH Q trình & Thiết bị
rt 

t
 r1  r2
t

 Bề dày thành ống: t = 0,003 m
 Hệ số dẫn nhiệt của thép không gỉ: t = 16,3 W/mK
 Nhiệt trở lớp bẩn trong ống: r1 = 1/5000 m2.K/W
 Nhiệt trở lớp cáu ngoài ống: r2 =1/5800 m2.K/W
Nên: rt = 5,565.10-4 m2.K/W
3.3. Xác đònh hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy ngoài ống:
Kích thước của ống ngoài:
 Đường kính ngoài: Dn = 25 mm = 0,025 m
 Bề dày ống: t = 2,5 mm = 0,0025 m
 Đường kính trong: Dtr = 0,02 m
Nhiệt độ trung bình của dòng sản phẩm đáy ngoài ống: tW = ½ (tWS + tWR) = 72,6 oC.
Tại nhiệt độ này thì:
 Khối lượng riêng của Benzen : B = 822,029 kg/m3
 Khối lượng riêng của Toluen : T = 814,196 kg/m3
1 x
1  xW 0,00365 1  0,00365

Nên:  W 


 0,001228   = 814,224 kg/m3
 N
A
822,029
814,196
 Độ nhớt của Benzen : B = 3,409.10-4 N.s/m2
 Độ nhớt của Toluen : T = 3,315.10-4 N.s/m2
Nên: lg = xWlgB + (1 - xW)lgT
  = 3,316.10-4 N.s/m2
 Hệ số dẫn nhiệt của sản phẩm đáy : W = 0,146 W/mK
 Nhiệt dung riêng của Benzen : cB = 1980,28 J/kgK
 Nhiệt dung riêng của Toluen : cT = 1941,04 J/kgK
Nên: c = cB x W + cT. (1 - x W ) = 1941,18 J/kgK
c
Áp dụng công thức (V.35), trang 12, STQTTB 6 : Pr 
= 4,42

Vận tốc của dòng sản phẩm đáy ngoài ống:
4GW
4  240,6
= 0,73 m/s
v

2
2
3600  ( Dtr  d n ) 3600  814,224    (0,020 2  0,016 2 )
4F

Đường kính tương đương: dtđ =
 Dtr – dn = 0,02 – 0,016 = 0,004 m

Chuẩn số Reynolds :
vd  0,73  0,004  814,224
Re  tđ 
= 7169,89 < 104 : chế độ chảy chuyển tiếp
4

3,316.10
Áp dụng công thức (10), trang 6, 6  công thức xác đònh chuẩn số Nusselt:
0 , 25

 Pr 

NuW  C l . Pr .
Pr
 w1 
Trong đó: 1 – hệ số tính đến ảnh hưởng của hệ số cấp nhiệt theo tỷ lệ giữa chiều dài
L và đường kính d của ống.
0 , 43

Trang 45


ĐAMH Q trình & Thiết bị
Tra bảng 2, trang 6, 6  chọn 1 = 1,9
Tra bảng 2, trang 6, 6  chọn C = 27
Hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy ngoài ống: W =

Nu W .
d tđ

Dùng phép lặp: chọn tW1 = 60 oC
Tại nhiệt độ này thì:
 Độ nhớt của benzen : B = 3,86.10-4 N.s/m2
 Độ nhớt của toluen : T = 3,78.10-4 N.s/m2
Nên: lgW1 = xWlgB + (1 – xW)lgT
 W1 = 3,78.10-4 N.s/m2
 Hệ số dẫn nhiệt của sản phẩm đáy : W = 0,1275 W/mK
 Nhiệt dung riêng của Benzen : cB = 1935,25 J/kgK
 Nhiệt dung riêng của Toluen : cT = 1904 J/kgK
Nên: cW1 = cB x W + cT. (1 - x W ) = 1904,3 J/kgK
Ta có: PrW 1 

cW 1 W 1

W 1

3,78.10 4.1904,3

 = 5,66
0,1275
0, 25

 Pr 
 4,9 
  27.1,9.4,880, 43.
Nên: NuW  C l . Pr .
  69,74

Pr
4
,
71


w
1


NuW . 101,03.0.1189
 W =

 2219 W/m 2 .K
d tđ
0,004
 qW =W (tW – tW1) = 2219 (76,2 – 60) = 25740,44 W/m2
 qt = qW = 25740,44 W/m2 (xem nhiệt tải mất mát là không đáng kể)
 tw2 = tw1 - qtrt = 41,2 oC
 PrW2 = 4,31
 Nun = 153,4
 n = 4801,55 W/m2K
 qn = n (tW2 – tf) = 28809,33 W/m2
0, 25

0 , 43

Kiểm tra sai số:
=

qW  qn

100% = 0,106 chọn khoảng ~ 5% là phù hợp nên kết quả
qW
này chấp nhận đƣợc
Kết luận: tw1 = 60 oC và tw2 = 41oC
3.4. Xác đònh hệ số truyền nhiệt:
1
= 798,62 W/m2K
K
1
1
 5,565.10 4 
4081,55
2219

4. Bề mặt truyền nhiệt:
Bề mặt truyền nhiệt được xác đònh theo phương trình truyền nhiệt:

Trang 46


ĐAMH Q trình & Thiết bị
F=

Q
11,86 1000
= 0,12 m2

K .t log 3600  27,82

5. Cấu tạo thiết bò:
Chiều dài ống truyền nhiệt: L =

Kiểm tra:

F
d  d tr
n n
2

= 2,12 m  chọn L = 2,5 m

L
2,5
= 195 > 50  l = 1: thỏa

d tr 0,0128

Kết luận: Thiết bò làm nguội sản phẩm đáy là thiết bò truyền nhiệt ống lồng ống với
tổng chiều dài ống truyền nhiệt L = 2,5 m, chia thành 5 hàng ống mỗi hàng có ống dài 0,5 m

V . THIẾT BỊ ĐUN SƠI NHẬP LIỆU
Chọn thiết bò gia nhiệt nhập liệu là thiết bị trao đổi nhiệt kiểu ống chùm.
Ống truyền nhiệt được làm bằng thép X18H10T, kích thước ống 38 x 3:
 Đường kính ngoài: dn = 38 mm = 0,038 m
 Bề dày ống: t = 3 mm = 0,003 m
 Đường kính trong: dtr = 0,032 m
Hơi đốt là hơi nước ở 2,5at đi trong ống 38 x 3. Tra bảng 1.251, trang 314, STQTTB
6:

 Nhiệt hóa hơi: rH2O = rn = 2189500 J/kg


Nhiệt độ sôi: t H2O = tn = 126,25 oC

Dòng sản phẩm tại đáy có nhiệt độ:
 Trước khi vào nồi đun (lỏng): tF = 30 oC
 Sau khi được đun (lỏng sơi): tS2 = 94 oC

6. Suất lượng hơi nước cần dùng:

Tra bảng 1.251, trang 314, [5]
 Nhiệt hóa hơi của nước ở 2,5 at = rH2O = 2189,5 kJ/kg
D2 

QF
r2



15,43
 0,0074kg / s  74kg / h
0,95.2189,5

7. Hiệu số nhiệt độ trung bình:
Chọn kiểu truyền nhiệt ngược chiều, nên:
(126,25  30)  (126,25  94)
= 58,95 K.
tlog 
126,25  30

ln
126,25  94

8. Hệ số truyền nhiệt:
Hệ số truyền nhiệt K được tính theo công thức như đối với tường phẳng:
1
K
,W/m2.K
1
1
 rt 

n

F

Với:
 n : hệ số cấp nhiệt của hơi đốt W/m2.K

Trang 47


ĐAMH Q trình & Thiết bị
 F : hệ số cấp nhiệt dòng nhập liệu W/m2.K.
 rt : nhiệt trở qua thành ống và lớp cáu.
3.5. Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu:
t t
qt  F 1 F 2 , W/m2.
rt
Trong đó:

 tF2 : nhiệt độ của vách tiếp xúc với hơi đốt phía vỏ, oC
 tw1 : nhiệt độ của vách tiếp xúc với nhập liệu trong ống, oC

rt  t  r1  r2
t
Bề dày thành ống: t = 0,003 m
Hệ số dẫn nhiệt của thép không gỉ: t = 16,3 W/mK (Bảng XII.7, trang 313,
STQTTB 6 )
 Nhiệt trở lớp bẩn trong ống: r1 = 1/5800 m2.K/W (Bảng 31, trang 419, [4])
 Nhiệt trở lớp cáu ngoài ống: r2 =1/5800 m2.K/W
Nên: rt = 5,289.10-4 m2.K/W
3.6. Xác đònh hệ số cấp nhiệt của dòng nhập liệu trong ống:
Tại nhiệt độ sôi trung bình thì của dòng nhập liệu tFtb = 620C:
 Khối lượng riêng của benzen : B = 836 kg/m3
 Khối lượng riêng của toluen : T = 828 kg/m3
1  xF 0,4 1  0,4
1 x
Nên:  F 


 0,0012   = 831,2 kg/m3
 B
T
836
828



 Độ nhớt của toluen : T = 3,81.10-4 N.s/m2
 Độ nhớt của benzen : B = 3,9.10-4 N.s/m2

Nên: lg = xFlgB + (1 – xF)lgT = 0,4.lg(3,9.10-4) + (1 - 0,4)lg(3,81.10-4)
  = 3,85.10-4 N.s/m2
 Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp :  = 0,149 W/mK
 Nhiệt dung riêng của benzen : cB = 2157,45 J/kg.K
 Nhiệt dung riêng của toluen : cT = 2108,19 J/kg.K
Nên: c = cN x F + cA. (1 - x F ) = 2108,37 J/kgK
c 
Áp dụng cơng thức (V.35), trang 12, 6 ]: PrF  F F = 1,94
F

Vận tốc dòng nhập liệu đi trong ống:
4GF
4  402,4
vF 

= 0,167 m/s.
2
3600 d tr 3600  831,2    0,032 2
Chuẩn số Reynolds :
v d 
0,167  0,032  831,2
Re F  F tr F 
= 11534,71 > 104 : chế độ chảy rối
4
F
3,85.10
Áp dụng cơng thức (3.27), trang 110, [4]  Cơng thức xác định chuẩn số Nusselt:
Nu F  0,021. l . Re

0 ,8

F

0 , 43
F

Pr

 Pr 
. F 
 PrF 2 

0 , 25

Trang 48