Huong Dan Do an Mon Hoc - Truyen Nhiet

8/2/2019 Huong Dan Do an Mon Hoc - Truyen Nhiet

http://slidepdf.com/reader/full/huong-dan-do-an-mon-hoc-truyen-nhiet 1/37

4.2- Tính thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ốngĐề bài:Một thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống dùng dầu điêzen đi bên

trong các ống trao đổi nhiệt để đun nóng dòng dầu thô đi bên ngoài các ốngtrao đổi nhiệt có các yêu cầu như bên dưới. Giả sử dòng dầu điêzen và dòngdầu thô chuyển động ngược chiều. Hãy tính toán và lựa chọn thiết bị trao đổinhiệt loại ống lồng ống trong hai trường hợp (1) ống trong là ống tròn trơn và(2) ống trong là ống tròn, mặt ngoài có gân dọc. Các yêu cầu như sau:

Thông số Dầu thô ĐiêzenLưu lượng, kg/h 40 000 15 000

Nhiệt độ đầu vào, oC 25 280 Nhiệt độ đầu ra, oC 22T 150

Tỷ khối, 293277d 0,897 0,806

Độ nhớt động học, cSt20 oC40 oC100 oC200 oC250 oC300 oC

6,23,81,40,50,40,3

1,100,810,450,260,210,15

Qui trình tính:

Phương pháp chung để tính thiết bị trao đổi nhiệt

4.2.1. Xác định tải nhiệt Q

- Chất tải nhiệt nóng: Diesel

- Chất tải nhiệt lạnh: Dầu thô

Chọn: Chất tải nhiệt nóng đi trong ống nhỏ, chất tải nhiệt lạnh đi trong không

gian giữa 2 ống.Để xác định tải nhiệt Q ta dựa vào phương trình cân bằng nhiệt giữa 2 chất tải

nhiệt

( (21221211 TT2TT1 HHGHHGQ −=η−= (1)

Trong đó:

4/26/2012 1



Q là tải nhiệt hay lượng nhiệt trao đổi [W] hay [kW]

G1, G2 là lưu lượng chất tải nhiệt nóng và lạnh [kg/giờ]

11TH , 12TH là entanpy của chất tải nhiệt nóng ở nhiệt độ 11T và 12T [kJ/kg]

21TH , 22TH là entanpy của chất tải nhiệt lạnh ở nhiệt độ 21T và 22T [kJ/kg]η là hệ số hiệu chỉnh hay hệ số sử dụng nhiệt ( )97,095,0 ÷=η

Theo yêu cầu: 15000G1 = kg/giờ 40000G 2 = kg/giờ

Hệ số sử dụng nhiệt: chọn 95,0=η

Tìm entanpy: coi các chất tải nhiệt là các phân đoạn dầu mỏ, dùng đồ thị (phụ

lục 1) (hay các bảng biểu) để tìm entanpy của các phân đoạn dầu mỏ khi biết

tỷ trọng d và nhiệt độTừ phụ lục , ta tìm được các giá trị entanpy (coi như đã hiệu chỉnh):

kg/kJ69,690kg/kcal165HH 553T11=≈=

kg/kJ88,334kg/kcal80HH 423T12=≈=

kg/kJ23,50kg/kcal12HH 298T21=≈=

Từ số liệu trên, ta tính Q theo công thưc 1:

( ) h/kJ5,507029295,0.88,33469,69015000Q =−=kW4,1408h/kJ5,5070292Q ==

kW4,1408Q =

Cũng từ công thức 1, ta tính được 22TH và từ đó tìm được 22T

23,50H.400005,5070292Q22T −==

kg/kJ17799,176H22T ≈=

Từ đó ta tìm được: K 357T22 = hay 840C4.2.2. Tính hiệu số nhiệt độ trung bình

Trước hết ta phải chọn chiều của chất tải nhiệt. Trong thực tế, người ta thường

chọn thiết bị trao đổi nhiệt làm việc theo nguyên lý ngược chiều. Khi đó

4/26/2012 2



thường có lợi ích kinh tế cao hơn. Trong trường hợp này, ta cũng chọn thiết bị

trao đổi nhiệt có 2 dòng chất tải nhiệt chuyển động ngược chiều.

F

t

423

298

359

553

Gasoil

Dầuthô

∆ T m a x

∆ T m i n

K T 196357553max =−=∆

K 125298423Tmin =−=∆

Ta dùng hiệu nhiệt độ trung bình logarit. Áp dụng công thức 2 […]

min

max

minmax

min

max

minmaxtb

T

Tlg3,2

TT

T

Tln

tTT

∆∆

∆−∆=

∆∆

∆−∆=∆

Như vậy ta có:

K T tb 16,157

125

196lg3,2

125196=

−=∆

K 16,157Ttb =∆

4.2.3. Xác định hệ số truyền nhiệt

Khi sử dụng thiết bị trao đổi nhiệt loại “ống lồng ống”, các ống trao đổi nhiệt

có thể là các ống tròn trơn hoặc có gân dọc. Ta có thể sử dụng một số công

thức sau để tính hệ số truyền nhiệt K.

Khi ống không có gân, bề mặt ống sạch:[ ]K W/m

111

K 2

2t

t

1 α+

λδ

+α

=

Khi ống không có gân, bề mặt ống bẩn:

4/26/2012 3



[ ]K W/m11

1K 2

22

2

1

1

t

t

1 α+

λδ

+λδ

+λδ

+α

=

Khi ống có gân, bề mặt ống sạch:

[ ]K W/m

F

F111

K 2

2

1'2t

t

1 α+

λδ

+α

=

Khi ống có gân, bề mặt ống bẩn:

[ ]K W/m

F

F111

K 2

2

1'22

2

1

1

t

t

1 α+

λδ

+λδ

+λδ

+α

=

Trong công thức từ (3) đến (6):k là hệ số truyền nhiệt [ K m/W 2 ]

1α là hệ số cấp nhiệt từ chất tải nhiệt chảy trong ống nhỏ đến bề mặt trong của

ống nhỏ [ K m/W 2 ].

2α là hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ngoài của ống nhỏ đến chất tải nhiệt chảy giữa

2 ống [ K m/W 2 ].

21t ,, δδδ lần lượt là chiều dày của ống nhỏ, của lớp bẩn bám trên bề mặt trong

và ngoài của ống nhỏ [ m ]

21t ,, λλλ lần lượt là hệ số dẫn nhiệt ống nhỏ, của lớp bẩn bám trên bề mặt

trong và ngoài của ống nhỏ [ mK /W ]

21 F,F lần lượt là diện tích toàn bộ bề mặt trong và bề mặt ngoài của ống nhỏ (có

gân).

Trên thực tế, phải tính toán thiết bị trao đổi nhiệt đảm bảo yêu cầu vận hành

trong mọi điều kiện nên thường sử dụng công thức 4 và 6 để tính toán hệ số

truyền nhiệt. Đây là các công thức xác định hệ số truyền nhiệt khi bề mặt bị

bám bẩn, hệ số truyền nhiệt giảm đi.

a) Tìm F1 và F2

4/26/2012 4



Việc tìm F1 và F2 liên quan đến TB TĐN cụ thể, do vậy ta phải chọn sơ bộ TB

TĐN. Để chọn sơ bộ TB TĐN ta phải tính được bề mặt trao đổi nhiệt giả định

cần thiết. Muốn thể ta giả định hệ số truyền nhiệt K.

Trên cơ sở số liệu chất tải nhiệt đã chọn, ta giả sử K = 300 W/m 2K. BiếtK 16,157t 0

tb =∆ , biết K = 300 W/m2K, ta tính được bề mặt trao đổi nhiệt theo

công thức 7.

tbtK

QF

∆=

23

m3087,2916,157.300

10.4,1408F ≈==

Trong thực tế, có loại TB TĐN loại ống lồng ống có bề mặt trao đổi nhiệt là

30 m2 với các đặc tính: đường kinh ống trong d = 48x4 mm, đường kính ống

ngoài D = 89 x 5 mm, nhiệt độ làm việc tối đa là 723 K, áp suất làm việc tối

đa là 25 at, bề mặt ống không có gân (loại TTP 7.2) (còn loại TTP 7.1 có diện

tích trao đổi nhiệt là 15 m2, loại TTP 7.3 có diện tích trao đổi nhiệt là 45 m2)

Cũng có loại thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống, bề mặt ống trong có gân

(loại TT 7.2) có diện tích là 30 m2, hệ số thêm gân khi có 24 gân là 5=ϕ , khicó 20 gân , đường kinh ống trong d = 48x4 mm, đường kính ống ngoài D = 89

x 5 mm, nhiệt độ làm việc tối đa là 723 K, áp suất làm việc tối đa là 25 at.

Như vậy, với loại TB TĐN với ống nhẵn hay ống gân, ta đều chỉ cần chọn 1

thiết bị là đủ.

Với ống không có gân F = F1 = 30 m2

Với ống có gân dọc F1 = 30 m

2

Ống có 20 gân 212 m12930.3,4F.F ==ϕ=

Ống có 24 gân 212 m15030.5F.F ==ϕ=

b). Tính 1α : hệ số cấp nhiệt từ chất tải nhiệt nóng đi trong ống nhỏ đến bề mặt

trong của ống

4/26/2012 5



Ta có thể sử dụng các công thức sau để tính 1α nếu dòng chảy rối.25,0

1,

143,01

8,01

11 Pr

Pr .Pr Re021,0

=

t d

λ α

Hay:45,0

t

t4,01

8,01

11 d

D.Pr Re

d027,0

λ=α

Trong đó: 1λ : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu, [W/mK]

dt: đường kính trong của ống nhỏ, [m] (dt = 0,04 m)

Dt: đường kính trong của ống ngoài, [m] (Dt = 0,079 m)

Các thông số nhiệt vật lý được tính ở nhiệt độ trung bình của Diesel.

Re1 và Pr 1 là chuẩn số Reynold và chuẩn số Prandt khi các thông số vật lýđược tính ở nhiệt độ trung bình.

Trong tính toán, vì chuẩn số Pr ít thay đổi theo nhiệt độ nên có thể coi.

1Pr

Pr

1,t

1 =

Nhiệt độ trung bình phía Diesel: 1tbT

K 4882

423553

2

TTT 1211

1tb =+

=+

= (2150C)

Hệ số dẫn nhiệt ở nhiệt độ trung bình:

1λ có thể tính theo công thức (10):

( )1tb288

277

1 T.00047,01d

1346,0−=λ với 809,0d288

277 =

( ) 129,0488.00047,01809,0

1346,01 =−=λ [W/mK]

129,01 =λ [W/mK]Tính chuẩn số Reynold (Re1):

1Re được tính theo công thức:

1

t11

dRe

υω

=

4/26/2012 6



Với 1ω là vận tốc diesel chảy trong ống, [m/s]

1υ là độ nhớt động học của diesel ở nhiệt độ trung bình, [m2/s]

Vận tốc dòng diesel được tính:

11tb

11 f .3600

Gρ

=ω

1tbρ là khối lượng riêng của diesel ở nhiệt độ trung bình 488 K.

Biết 293277d = 0,806. Tính ( )293T000725,0dd 293

277

488

277 −−=

( ) 664,0293488000725,0dd 293277

488277 =−−=

Coi tỷ khối bằng trọng lượng riêng nên: 6641tb =ρ kg/m3

1f là tiết diện cắt ngang của các ống trong 1 hành trình.Thiết bị có 2 ngăn, 14 ống, mỗi ngăn có 7 ống ( 7 N1 = ).

( )0088,07

4

04,0.14,3 N

4

df

2

1

2t

1 ==π

= m2

Do vậy:

713,00088,0.664.3600

150001 ==ω m/s

713,01 =ω m/sĐộ nhớt động học của diesel ở nhiệt độ trung bình

Từ bảng giá trị độ nhớt theo nhiệt độ, ta vẽ đồ thị độ nhớt phụ thuộc vào nhiệt

độ. Từ đồ thị ta sẽ tìm được giá trị độ nhớt ở một nhiệt độ nào đó.

4/26/2012 7



Hình 3: Đồ thị xác định độ nhớt diesel

0

0.2

0.4

0.6

0.8

1

1.2

0 100 200 300 400

Nhiệt độ

Đ ộ

n h ớ t

Từ đồ thị hình 3, ta xác định độ nhớt động học ở 2150

C:24,024,0

1 ==cSt

υ .10-6

m2/s

Ta cũng có thể xác định độ nhớt ở một nhiệt độ bất kỳ khi biết độ nhớt ở 2

nhiệt độ khác theo công thức:

273T

273Tlgnlg

1

2

2

1

−−

=υυ

Biết T1, T2, 1υ , 2υ , ta xác định được n. Sau đó ta tính ngược lại để xác định

được độ nhớt tại một nhiệt độ nào đó.

Ví dụ:

Ở K 373T1 = có 45,01 =υ

K 523T2 = có 21,02 =υ

273373

273523lgn

21,0

45,0lg

−−

= 8317,0n =→

Vậy ở nhiệt độ K 488T 1tb = ta có:

273373

273488lg8317,0

45,0lg

−−

=υ

24,0238,0 ≈=υ→

Từ các số liệu đã cho ta tính được chuẩn số Reynold:

1000033,11883310.24,0

04,0.713,0Re

61 >== −

4/26/2012 8



33,118833Re1 =

Vậy dòng là dòng chảy rối

- Tính chuẩn số Prandt:

Chuẩn số Pr được xác định theo công thức:

λρυ

=.C

Pr

Với: C là nhiệt dung riêng, [J/kg.K]

323,3129,0

664.10.69,2.10.24,0Pr

36

1

1111 ===

−

λ

ρ υ C

323,3Pr 1 =

Vì nhiệt dung riêng C1 được tính theo công thức:( ) ( )488.0034,0762,0

809,0

1T.0034,0762,0

d

1C 1tb288

277

1 +=+= [kJ/kg.K]

Tính 1α :

Áp dụng công thức 8, ta có:

1303323,333,11883304,0

129,0021,0 43,08,0

1 ==α W/m2K

13031 =α W/m2K c) Tính 2α : hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ống nhỏ đến dầu thô.

Nếu dòng chảy rối, có thể sử dụng công thức 8 hoặc 9 để tính 2α , trong đó các

tính chất vật lý là của dầu thô ở nhiệt độ trung bình.

- Nhiệt độ trung bình của dầu thô 2tbT

5,3282

298359

2

TTT 2221

2tb =+

=+

= K

- Hệ số dẫn nhiệt của dầu thô ở nhiệt độ trung bình 2tbT

( )2tb288277

2 T.00047,01d

1346,0−=λ

( ) 126,05,328.00047,01900,0

1346,02 =−=λ W/mK

4/26/2012 9



126,02 =λ W/mK

Trong đó: ( ) ( )293288000725,0897,0293288000725,0dd 293277

288277 −−=−−=

900,0d288277 =→

- Tính tiêu chuẩn Reynold 2Re

2Re được tính theo công thức 11

2

tb22

DRe

υω

=

Với 2ω là vận tốc dòng dầu thô chảy trong tiết diện hình vành khăn giữa 2 ống,

[m/s]

2υ là độ nhớt của dầu thô ở nhiệt độ trung bình. [m2/s]

tbD là đường kính tương đương của hình vành khăn, [m].

+ Đường kính tương đương được xác định theo công thức:

031,0048,0079,0dDD nttb =−=−= m

+ Vận tốc dòng dầu thô

22tb

22 f .3600

G

ρ=ω

Trong đó:

2tbρ là khối lượng riêng của dầu thô ở nhiệt độ trung bình 2tbT

( ) ( )2935,328000725,0897,02935,328000725,0dd 293277

5,328277 −−=−−=

871,0d 5,328277 =

Coi tỷ trọng bằng khối lượng riêng nên 8712tb =ρ kg/m3

2f là tiết diện hình vành khăn, tính theo công thức:

( ) ( ) 022,0048,0079,04

14,3.7

4

2222

2 =−=−= nt d D N f π

m2

Do vậy

58,0022,0.871.3600

400002 ==ω m/s

4/26/2012 10



Độ nhớt động học của dầu thô ở nhiệt độ trung bình:

Từ số liệu độ nhớt theo nhiệt độ, vẽ đồ thị độ nhớt phụ thuộc t từ đó tìm 2υ

Hình 5: Đồ thị xác định độ nhớt theo nhiệt độ

0

1

2

3

4

5

6

7

0 50 100 150 200 250 300 350

Nhiệt độ

Đ ộ

n h ớ t

Từ hình 5, ta xác định được 7,22 =υ

62 10.7,2 −=υ m2/s

Ta cũng có thể xác định độ nhớt ở một nhiệt độ trung bình từ công thức 11.4

Ở K 313T1 = có 8,31 =υ

K 373T2 = có 4,12 =υ

273313

273373lgn

4,1

8,3lg

−

−= 08975,1n =→

Vậy ở nhiệt độ K 5,328T 2tb = ta có:

2735,328

273373lg08975,1

8,3lg

−−

=υ

27,0266,0 ≈=υ→

Vậy:6

2 10.7,2 −=υ m2/s+ Từ số liệu tính được, ta xác định được chuẩn số Reynold.

3,665910.7,2

031,0.58,0Re62 == −

3,6659Re2 =

Như vậy, dầu thô chảy ở chế độ quá độ, ở chế độ này, ta có thể sử dụng công

thức gần đúng sau [7]

4/26/2012 11



25,0

2t

243,02

t

2102 Pr

Pr Pr

Dk

λε=α

0k là hệ số phụ thuộc chuẩn số Reynold

1ε là hệ số phụ thuộc chuẩn số Reynold và tỷ số giữa chiều dài và đường kínhống (l/d)

Với 3,6659Re2 = thì 22k 0 = [7 – Sổ tay T2]

Với thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống đã chọn, chiều dài ống thường là

l=6,5 m. Như vậy tỷ số l/d >50. Do vậy 11 =ε

- Tính chuẩn số Prandt

Theo công thức 12 ta có:

2

2222

CPr

λρυ

=

Vì nhiệt dung riêng C1 được tính theo công thức:

( ) ( ) 98,15,328.0034,0762,0900,0

1T.0034,0762,0

d

1C 1tb288

277

1 =+=+= kJ/kgK

Do vậy:

37955,36126,0

871.10.98,1.10.7,2Pr 36

2 ≈==−

37Pr 2 =

- Tính 2α : do dòng chảy quá độ nên sử dụng công thức 13, coi Pr là ít thay đổi

theo nhiệt độ:

43,42237031,0

126,0.1.22 43,0

2 ==α W/m2K

43,4222 =α

W/m2K Nếu sử dụng công thức 8 thì:

( ) ( ) 63,461373,6659031,0

126,0021,0

43,08,0

2 ==α W/m2K

4/26/2012 12



d) Tính '2α : hệ số cấp nhiệt từ bề mặt ngoài của ống nhỏ có gân đến dầu thô

Khi ống có gân, có thể xác định hệ số cấp nhiệt theo công thức:

δ−β+α=α

S

h21tg

Với gα là hệ số cấp nhiệt khi ống có gân [W/m2K]

tα là hệ số cấp nhiệt khi ống không có gân [W/m2K]

h là chiêu cao gân, [m] (h=0,013 m)

δ là chiều dày gân, [m] ( δ =0,001 m)

S là bước gân, [m]

β là hệ số phụ thuộc vào tích số (m.h) với m được tính theo công thức:

t

t

.

2m

λδα

=

Bước gân S được tính theo công thức:

n

dS

π=

Với ống có 20 gân, d = 0,048 m thì:

m0075,020048,0.14,3S ==

Với ống có 24 gân, d = 0,048 m thì:

m0063,024

048,0.14,3S ==

Tìm β : 43,4222t =α=α W/m2K

δ =0,001 m

7,51t =λ là hệ số dẫn nhiệt của vật liệu chế tạo gân (dùng thép các bon, tra ở 328,5 K hoặc 55,50C)

Từ đó tính m:

83,1277,51.001,0

43,422.2m ==

4/26/2012 13



Do vậy m.h = 1,66

Tra bảng trang 450 [16] ta tìm được 57,0=β . Cũng có thể tính β theo công

thức: ………………

Từ công thức 14:Ống 20 gân:

−+=

δ−β

+α=α0075,0

001,057,0.013,0.2143,422

S

h21' 22

83,1200'2 =α

W/m2K Ống 24 gân:

−+=α0063,0

001,057,0.013,0.2143,422'2

1,1349'2 =α W/m2K

Theo một số tác giả, nếu số hạng δαλ

2

2> 5 thì nên sử dụng bề mặt có cánh:

Trong trường hợp này:

577,244001,0.43,422

7,51.2

>= vậy nên dùng ống có gân ngoài

e. Tính hệ số truyền nhiệt K

Sau khi lựa chọn sơ bộ thiết bị và tính toán 1 số thông số, ta biết được:

4/26/2012 14



( ) ( )

{

t

t

2

1

2

2

2

1

2

2

2

1

2

2

2

2

δ = 0,004 m (dày 4 mm)

λ = 51,7 W/mK (thép cacbon, T = 328,5K)

α =1303W/m K

α =422,43W/m K

α =1303W/m Kông 20 gân kích thuoc gân cho o phan trên

α =422,43W/m K

30

129 (ông 20 gân)

F 150 (ông

F m

F m

m

=

=

=

22

2

21

1

dâu thô 0,00053 / W

24 gân)dau diedel 0, 00123 / W

m K

m K

δ

λ

δ

λ

= =

( ) ( )

{

t

t

21

2

2

2

1

2

2

2

1

2

2

2

2

δ = 0,004 m (dày 4 mm)

λ = 51 ,7 W/mK (thép cacbon, T = 328,5K)

α =1303W /m K

α =422,43W /m K

α =1303W /m K ông 20 gân k ích thuoc gân cho o phan trên

α =422,43W /m K

30

129 (ông 20 gân)

F 150 (ông

F m

F m

m

=

==

22

2

21

1

dâu thô 0, 00053 / W

24 gân)dau diedel 0, 00123 / W

m K

m K

δ

λ

δ

λ

=

=

Theo các công thức (3) đến (6) ta tính được hệ số truyền nhiệt K ứng với các

trường hợp cụ thể:

4/26/2012 15



+ Khi ống không có gân, bề mặt sạch

21311,32 /

1 0,004 11303 51,7 422,43

k W m K = =+ +

+ Khi ống không có gân, bề mặt bẩn

21' 201,12 /

1 0,004 10,00053 0,00123

1303 51,7 422,43

k W m K = =+ + + +

+ Khi ống trong có gân dọc mặt ngoài, bề mặt ống sạch:

- ống 20 gân:

2

1

1962,93 /

1 0,004 1 30.1303 51, 7 1200,83 129

k W m K = =+ +

- ống 24 gân:

2

2

11006, 97 /

1 0,004 1 30.

1303 51, 7 1349,1 150

k W m K = =+ +

+ Khi ống trong có gân dọc mặt ngoài, bề mặt ống bẩn:

- ống 20 gân:

2

1

1' 357,33 /

1 0,004 1 300,00123 .

1303 51,7 1200,83 129

k W m K = =+ + +

- ống 24 gân:

2

2

1' 363,23 /

1 0,004 1 300,00123 0,00053 .

1303 51,7 1349,10 150

k W m K= =+ + + +

4.2.4. Xác định bề mặt trao đổi nhiệt (F)Để xác định diện tích bề mặt trao đổi nhiệt F ta dùng biểu thức (15):

3

157,16

1408,4.10 W

tb

tb

t K Q F

k t Q

∆ ==

∆ =

4/26/2012 16



Thiết bị trao đổi nhiệt phải đảm bảo nhiệt lượng trao đổi ngay cả trong trường

hợp ống trao đổi nhiệt bị bẩn. Do vậy phải sử dụng các hệ số truyền nhiệt K

khi bề mặt ống bị bẩn. Do diện tích trao đổi nhiệt F này là diện tích trao đổi

nhiệt tối thiểu cần phải có.a, Khi ống không có gân, bề mặt ống bị bẩn

3

2 21408,4.10' 44,56 ' 44,56

201,12.157,16 F m F m= = ⇒ =

b, Khi ống có gân, bề mặt ống bị bẩn

- ống có 20 gân3

2 2

1 1

1408,4.10

' 25,1 ' 25,1357,33.157,16 F m F m= = ⇒ =

- ống có 24 gân3

2 2

1 2

1408,4.10' 24,7 ' 24,7

363,23.157,16 F m F m= = ⇒ =

4.2.5. Chọn thiết bị trao đổi nhiệt

a, Khi ống không có gân

Bề mặt trao đổi nhiệt tối thiểu là F’ = 44,56 m

2

. Nếu sử dụng thiết bị trao đổinhiệt kiểu ống lồng ống như đã chọn sơ bộ (F = 30 m2) thì số thiết bị cần sử

dụng là:

' 44,56' 1, 48

30

F z

F = = =

Để đảm bảo yêu cầu ta sẽ sử dụng 2 thiết bị (z’ = 2). Hai thiết bị này có thể lắp

nối tiếp

b, Khi bề mặt ngoài của ống có gân- ống có 20 gân:

Diện tích tối thiểu là 25,1 m2

1

1

' 25,1' 0,84

30

F z

F = = =

4/26/2012 17



Ta sẽ sử dụng 1 thiết bị trao đổi nhiệt là đủ

- ống có 24 gân: bề mặt trao đổi nhiệt tối thiểu là 24,7 m2

2

2

' 24,7' 0,82

30

F z

F = = =

Cũng chỉ cần 1 thiết bị trao đổi nhiệt

Như vậy, theo kinh nghiệm và thực tế tính toán để đảm bảo yêu cầu đặt ra ta

nên sử dụng 1 thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống, bề mặt ngoài của ống

nhỏ có gân. Đặc tính của thiết bị như sau

Các thông số thiết bịF 30 m2

D89 5mm×

D 48 4mm×

P 25at N’ 2 hành trình (ngăn dọc)Lo 6500 mmL 7635 mm

N 14 ốngTmax 723 K

N 20 (24) gânδ 0,001 mH 0,013 mϕ 4,3(5)Vật liệu Thép cacbon

4.3- Tính thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm vỏ bọc

Đề bài 1:

4/26/2012 18



Tính toán thiết bị đun bốc hơi loại Kettle ở đáy tháp tách C /C .

• Chất tải nhiệt nóng: hơi nước bão hòa ở 8.08 at, 170 C (443K)

• Chất tải nhiệt lạnh (sản phẩm cần đun bốc hơi): sản phẩm đáy

tháp tách C /C ở 16.5 at, 97 C (370 K)

• Lưu lượng sản phẩm đáy tháp tách C /C (R=15000 Kg/giờ)

• Thành phần sản phẩm đáy R (% mol):

C3H8 C4H10 C5H12

2 96 2

Qui trình tính:

Phương pháp chung để tính một thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp.

1. Xác định lượng tải nhiệt: Q(KJ/Giờ, KW)

2. Xác định hiệu số nhiệt độ trung bình: ∆t

4/26/2012 19



3. Xác định hệ số truyền nhiệt K (Tìm K), (KJ/m.giờ . C) hoặc [W/m

.độ]

4. Xác định bề mặt trao đổi nhiệt: F ( m )

5. Tìm số thiết bị trao đổi nhiệt hoạt động tiêu chuẩn lắp song song hoặc nối tiếp cần thiết

4.3.1-X¸c ®Þnh t¶i nhiÖt Q:Tải nhiệt Q được xác định dựa vào phương trình cân bằng năng lượng:

Q+Q =Q +Q =>A.H + Q = R.H + V.H

hay M .H + Q = M.H + M .H (1)

Q = Q - Q

Trong đó:

A, R, V là lưu lượng nguyên liệu, lượng lỏng, lượng hơi

H là entanpy của nguyên liệu lỏng ở nhiệt độ trước khi đun (T) (chưa

biết)

H là entanpy của lỏng ở nhiệt độ sau khi đun T (T =370K)

H là entanpy của hơi ở nhiệt độ sau khi đun T

Ta mới biết A, T còn các thông số khác chưa biết:

• M , M , M: lưu lượng cấu tử i trong

A, R, V(Kg/giờ)

• H: entanpy của cấu tử i ở nhiệt độ T

(KJ/Kg)

• H , H: entanpy của cấu tử i ở thể lỏng

và hơi ở nhiệt độ T (KJ/Kg)

4.3.1.1- Tính A, R, V, T hay M , M , M và T• Tính R, V: Để tính R, V

ta dựa vào các phương trình cân bằng vật chất

4/26/2012 20



Ở trạng thái lỏng-hơi ta có quan hệ:

x = x.[1 + v ( k - 1)] (2)

Trong đó:

x là số mol cấu tử i trong 1 mol hỗn hợp ra khỏi đáy tháp A(nồng độ

phần mol)

k là hằng số cân bằng cấu tử i ở 16.5 at, 97 C (370K)

v là tổng số mol của các cấu tử ở thể hơi trong 1 mol hỗn hợp đầu

A.Chọn v=0.7

Kết quả tính x cho ở bảng 1:

Bảng 1: kết quả tính x và y

Cấu tử Phần mol(x)

k (16.5at, 97 C) x y

C H 0.02 1.95 0.0333 0.039

C H 0.96 0.99 0.9543 0.9504

C5 H 0.02 0.46 0.0124 0.0096

Tổng 1.00 1 0.999≈1

Để tính A, v ta phải tính được khối lượng các cấu tử trong R

• Gọi số kmol của lỏng R trong hỗn hợp A là n

n = , R=15000Kg/giờ

M là phân tử lượng, được tính theo công thức:

M = x .M = 0.02*44+0.96*58+0.02*72=58

M là phân tử lượng của cấu tử i

Do vậy, n = =258.62069 kmol/giờ

Số mol các cấu tử trong R (n ) và khối lượng các cấu tử trong R (M) là:

Với n =n .x , M =M .n

n =5.1724 kmol/giờ và M=227.5856 kg/giờ ≈ 227.59 kg/giờ

4/26/2012 21



n =248.2759 kmol/giờ và M =14400.0016 kg/giờ ≈ 14400 kg/giờ

n =5.1924 kmol/giờ và M =372.4128 kg/giờ ≈ 372.41 kg/giờ

Gọi số kmol hỗn hợp đầu A là n ;số kmol hơi v là n , ta có:

n = n . =862.06896 kmol/giờ và n = n - n = 603.44827 kmol/giờ

số mol các cấu tử trong A (n ) và khối lượng các cấu tử trong A (M) là:

với n =n * x và M = M * n

n =28.7069 kmol/giờ và M = 1263.1036 kg/giờ ≈ 1263.1 kg/giờ

n =822.6724 kmol/giờ và M =47714.9992 kg/giờ ≈ 47715 kg/giờ

n =10.6897 kmol/giờ và M = 769.6555 kg/giờ ≈ 769.65 kg/giờ

• Nồng độ phần mol của các cấu tử trong hơi đi ra

khỏi nồi tái đun y phải thỏa mãn các phương trình:

y =k * x (3) và y =1

Ta tính được:

y =1.95*0.02=0.039

y =0.99*0.96=0.9504y =0.46*0.02=0.0092

y =0.999 ≈ 1

Do vậy, số kmol các cấu tử trong v (n ) và khối lượng các cấu tử trong v

( n)

Với n = n *y và M =M *n

n =23.53448 kmol/giờ và M =1035.5172 kg/giờ ≈ 1035.52 kg/giờ n =573.51724 kmol/giờ và M =33263.9997 kg/giờ ≈ 33264 kg/giờ

n =5.55172 kmol/giờ và M =339.724 kg/giờ ≈ 339.72 kg/giờ

Số liệu tính được của các cấu tử trong A, R và V cho trong bảng 2:

4/26/2012 22



Bảng 2: Nồng độ phần mol và khối lượng các cấu tử trong A, R và V

Cấutử

R, 16.5at, 97 C A, 16.5at, T V, 16.5at, 97 C

x M x M y M

C H 0.02 227.59 0.0333 1263.1 0.039 1035.52C H 0.96 14400 0.9543 47715 0.9504 33264

C5 H 0.02 327.41 0.0124 769.65 0.0092 339.72

Tổng 1 15000 1 49747.75 0.999 34639.24

Kiểm tra lại: A≈R + V ( sai lệch khoảng 0.2% khối lượng)

• Tính T: Nhiệt độ hỗn hợp ra khỏi đáy tháp chưng

cất trước khi vào nối tái đun (A)

Bằng phương pháp giả sử hỗn hợp rat a tính được nhiệt độ đáy tháp

chưng cất ở 16.5 at.Nhiệt độ đáy tháp chưng cất phải thỏa mãn phương trình:

k .x =1 (5)

k là hằng số cân bằng ở 16.5at và nhiệt độ giả định

Kết quả tính toán cho ở bảng 3:

Bảng 3: Kết quả tính toán nhiệt độ đáy tháp (nhiệt độ hỗn hợp A)

Cấu tử xP=16.5at, T=92 C

k k .x

C H 0.0333 1.8 0.05994

C H 0.9543 0.98 0.93521

C5 H 0.0124 0.4 0.00496

Tổng 1 1.00011≈1

Vậy nhiệt độ hỗn hợp A trước khi đun là 92 C (365K=T )

4.3.1.2- T×m Entanpy :

Tìm entanpy: Bằng cách tra các bảng entanpy của các cấu tử theo nhiệt

độ và áp suất trạng thái hơi, lỏng hay hỗn hợp và chuyển đổi đơn vị ta tính

4/26/2012 23



được entanpy của các cấu tử ở nhiệt độ và áp suất tính.Kết quả tra entanpy cho

trong bảng 4:

Bảng 4: Entanpy(H) và khối lượng các cấu tử

Cấu

tử

Hỗn hợp đầu A Lỏng R Hơi VM H M H M H

C H 1263.1 581.5 227.59 604.76 1035.52 837.36

CH 47715 534.98 14400 597.78 33264 790.84

CH 769.65 511.72 327.41 593.13 339.72 814.1

Tổng 49747.75 15000 34639.24

H , H là entanpy hơi và lỏng của các cấu tử i tra ở 16.5at và 97 C

(242.55Psia và 206.6 F)

H là entanpy của cấu tử i ở 16.5at và 92 C(242.55psia và 197 F)

4.3.1.3 - T×m Q :

Ta có phương trình cân bằng năng lượng:

Q + Q = Q + Q hay (1)26698978.21 + Q = 8939866.022 +

27450170.84

Q = 9691058.655 KJ/giờ Q=2691.96 KW

Do R + V<A khoảng 0.2 % nên có thể Q sẽ bé hơn giá trị này. Tuy nhiên, tavẫn chọn tải nhiệt này để tính toán.

4.3.2- Tính hiệu số nhiệt độ trung bình (∆T) và lượng hơi nước bão hòacần thiết.

Việc tính hiệu số nhiệt độ trung bình (chênh lệch nhiệt độ trung bình)

liên quan đến việc chọn chất tải nhiệt nóng và việc chọn chiều lưu thể.

Trong trường hợp này ta sẽ chọn chất tải nhiệt nóng là hơi nước bão hòa

và nhiệt độ phía bề mặt nóng tiếp xúc với hơi nước bão hòa được coi là bằng

nhiệt độ của hơi nước bão hòa.

4/26/2012 24



Do vậy, ta có thể thay việc tính hằng số nhiệt độ trung bình bằng việc

tính chênh lệch nhiệt độ giữa hơi nước bão hòa với nhiệt độ vào và ra của chất

tải nhiệt lạnh (chất lỏng cần đun bay hơi)

Theo yêu cầu, hỗn hợp chất lỏng A cần gia nhiệt từ nhiệt độ T = 365K đến T =370K

Theo bảng tính chất của hơi nước bão hòa ( trang 375_sổ tay …Tập 1)

phụ thuộc nhiệt độ:

• Nếu hơi nước bão hòa có áp suất P=6.34at sẽ có

nhiệt độ là T =433K và nhiệt ngưng tụ là 2086.72 KJ/Kg=r

• Nếu hơi nước bão hòa có áp suất P=8.08at sẽ có

nhiệt độ là T =443K và nhiệt ngưng tụ là 2053.665 KJ/Kg=r

Nếu ta chọn hơi nước bão hòa có áp suất P=8.08at, nhiệt độ T =443K,

nhiệt ngưng tụ là 2053.65KJ/Kg làm chất tải nhiệt nóng thì chênh lệch nhiệt

độ giữa hỗn hợp A với hơi nước bão hòa có giá trị là:

∆T =443-365=78K

∆T =443-370=73K

Vì = =1.068 < 2 nên ∆T được tính như sau:

∆T = =75.5K

Tuy nhiên khi tính toán ta có thể coi ∆T=∆T

Đồng thời với việc lựa chọn điều kiện của hơi nước bão hòa ta đã quyết

định lượng hơi nước bão hòa cần thiết sử dụng (G ).G được tính theo

công thức:

G =

Q là tải nhiệt: Q=9691058.655 KJ/Giờ (2691.96 Kw)

R là nhiệt ngưng tụ: r=2053.65 KJ/Kg

η là hệ số hay hiệu suất truyền nhiệt, η=0.95

4/26/2012 25



G = =4967.3 Kg/Giờ

4.3.3- Xác định hệ số truyền nhiệt K (kJ/m .giờ.K, kJ/m .giờ.C hay w/m.K) Nồi tái đun được coi là thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm, vỏ bọc, có

không gian bay hơi.

Trong trường hợi này, hơi nước bão hòa ở 443K đi trong các ống trao

đổi nhiệt còn hỗn hợp A đi bên ngoài các ống trao đổi nhiệt hay đi trong

không gian giữa các ống trao đổi nhiệt và vỏ thiết bị:

Hệ số truyền nhiệt K được tính theo công thức:

K= (6)

Ở đây , α là hệ số cấp nhiệt phía đun hồi lưu (hỗn hợp A), thực chất α làhệ số cấp nhiệt từ bề mặt ngoài ống trao đổi nhiệt đến hỗn hợp A [w/m .K]

α là hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng tụ (hơi nước bão hòa

G ) thực chất α là hệ số cấp nhiệt từ hơi nước bão hòa đến bề mặt trong của

ống trao đổi nhiệt [w/m .K]

là nhiệt trở của thành ống trao đổi nhiệt (ống sạch), δ và λ lần

lượt là chiều dày ống và độ dẫn nhiệt của ống trao đổi nhiệt.

và là nhiệt trở của hai lớp bẩn bám trên 2 bề mặt ống trao đổi

nhiệt (mặt trong (phía hơi nước bão hòa) và mặt ngoài (phía hỗn hợp A) của

ống trao đổi nhiệt)

δ , λ lần lượt là chiều dày và độ dẫn nhiệt của lớp bẩn bám ở

mặt trong ống trao đổi nhiệt.

δ , λ lần lượt là chiều dày và độ dẫn nhiệt của lớp bẩn bám ở

mặt ngoài ống trao đổi nhiệt.

=0.0002 (m .K/w); =0.0006 (m .K/w) (cho trước)

(có thể chọn =0.0005 (m .K/w))

δ =0.0025(m)(chọn); λ =33.53 (w/m.K)(đồng thau),

4/26/2012 26



λ =49.13(w/m.K)(thép các bon) , …ở 170 C

Như vậy, ta cần phải tính α , α

a. Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp đun hồi lưu

(hỗn hợp A): α

Hỗn hợp hidrocacbon Atrong nồi tái đun được coi là hỗn hợp sôi.Khi

sôi sủi bọt trong thể tích lớn ở điều kiện đối lưu tự nhiên, đối với chất lỏng

thấm ướt bề mặt đun nóng và áp suất nhỏ hơn áp suất tới hạn thì hệ số

cấp nhiệtα được tính theo công thức:

α =7.77*10 *( ) *( ) *( )(tr25.SổtayT2)(7)

Ở đây:

λ là hệ số dẫn nhiệt của chất lỏng R [w/m.K]

µ là độ nhớt động lực [N.s/m ]

ρ , ρ là khối lượng riêng của lỏng R và hơi V.[Kg/m ]

r là nhiệt hóa hơi[J/Kg]

T là nhiệt độ bão hòa[K], (T là nhiệt độ sôi hay nhiệt độ sau khi đun

T=370K)

C là nhiệt dung riêng của lỏng R[J/Kg.K]

σ là sức căng bề mặt lỏng hơi [N/m]

q là nhiệt tải riêng [w/m ]

Các thông số vật lí lấy ở nhiệt độ bão hòa T, nghĩa là ở nhiệt độ tạo

thành hơi, xác định từ áp suất chung trên chất lỏng (coi T=370K)

Cường độ cấp nhiệt thực tế không phụ thuộc vào chiều cao của lớp chất

lỏng trên bề mặt trao đổi nhiệt.

• Tính khối lượng riêng hơi ρ:

4/26/2012 27



Khối lượng riêng pha hơi được tính theo phương trình mendeleep-

Clapeyron):

ρ = ρ * * (8)

Ở đây:

ρ là khối lượng riêng ở điều kiện chuẩn [kg/m ]

T là nhiệt độ sau khi đun [T=370K]

P là áp suất hỗn hợp A[P=16.5at=16.5*10 Pa]

P là áp suât chuẩn [ P=98.1*10 Pa]

T là nhiệt độ chuẩn [T =273K]

Tính ρ:

ρ được tính theo công thức:

ρ = , với M là phân tử lượng hỗn hợp hơi.

M= y .M =0.039*44+0.9504*58+0.0092*72=57.5

Do vậy, ρ = =2.567[kg/m ] Tính ρ:

ρ =2.567* * =31.85 [kg/m ]

• Tính khối lượng riêng của lỏng (ρ )

Khối lượng riêng lỏng được tính như sau:

Trước tiên, ta tính được tỉ khối ρ theo công thức:

ρ = (9)

Ở đây, M là phân tử khối lỏng R, M = M = 58.Do đó:

ρ = =0.58

Ta tính tỉ khối ở nhiệt độ T (ρ ) theo công thức:

4/26/2012 28



ρ = ρ - 0.000725(T-293) (10)

ρ =0.58 - 0.000725(370-293)

ρ =0.524

Tương tự, ta cũng tính được ρ =0.583

Coi tỉ khối bằng khối lượng riêng nên ta có:

ρ =524 kg/m

• Tính nhiệt hóa hơi ( r)

Nhiệt hóa hơi r có thể tính theo công thức:

r = (11)Ở đây,

M là phân tử lượng A

M là phân tử lượng cấu tử i

H , H là entanpy của cầu tử i ở trạng thái hơi và lỏng ở nhiệt độ T

=370K

M = x .M =0.0333*44+0.9543*58+0.0124*72=57.7Từ đó, tính được r:

r =

r= =194.52KJ/Kg

r=194.52*10 J/Kg

• Tính sức căng bề mặt ( σ )

Sức căng bề mặt trên ranh giới lỏng hơi có thể xác định theo công thức:

σ = *( T -T - δ ) ( 12)

Trong đó:

σ là sức căng bề mặt trên ranh giới lỏng hơi [N/m]

4/26/2012 29



M là phân tử lượng lỏng R[M =58]

ρ là khối lượng riêng lỏng R[kg/m ], [ ρ =524 kg/m ]

T là nhiệt độ sau khi đun[K], [T =370K]

T là nhiệt độ tới hạn của R[K], [cần tính]

δ là hằng số δ =7k

Nhiệt độ tới hạn của lỏng R được xác định theo công thức:

T = x . T

Với,

x là nồng độ phần mol của cấu tử i trong R T là nhiệt độ tới hạn của cấu tử i.

Với T =369.82K;T =425.16K;T =469.65K (tra từ bảng thong số tới hạn

của các cấu tử C H ;C H ;C H )

Do vậy,

T =0.02*369.82+0.96*425.16+0.02*469.65=424.94K

Thay vào công thức tính sức căng bề mặt σ ta có:σ = *(424.94-370-7)=4.408*10 [N/m]

• Tính hệ số dẫn nhiệt của lỏng R ( λ )

Hệ số dẫn nhiệt của lỏng R được tính theo công thức:

λ = *(1-0.00047*T )

Với ρ =0.583;T =370K

Do vậy,

λ = *(1-0.00047*370)=0.1907[w/m.K]

• Tính độ nhớt động lực của lỏng R:

Độ nhớt động lực của lỏng R ( µ ) có thể tính theo công thức:

4/26/2012 30



Lgµ= x .lg µ (13)

Với,

µ là độ nhớt động lực của cấu tử i ở nhiệt độ T =370K

x là nồng độ phần mol của cấu tử i trong R

Ta có độ nhớt động lực của các cấu tử i ở 370K:

Với C H: µ=0.05725*10 =57.25*10 [N.s/m ]

Với C H: µ =0.09881*10 =98.81*10 [N.s/m ]

Với C H: µ =0.15322*10 =153.22*10 [N.s/m ]

Áp dụng công thức (13) ta tính được µ:

Lg µ =0.02*lg 57.25*10+0.96*lg98.81*10+0.02 *lg153.22*10

=-4.00612

µ =98.6*10 [N.s/m ]

• Tính nhiệt dung riêng của lỏng R ( C ):

Nhiệt dung riêng của lỏng C được tính theo công thức:

C = (0.762+0.0034* T ) (14)

Với ρ =0.583;T =370K là nhiệt độ sau khi đun

Thay giá trị ρ và T vào công thức (14) ta có:

C = *(0.762+0.0034*370)=2.6455 kJ/Kg.K=2645.5 J/kg.K

• Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp đun hồi lưu (α ):Thay các thông số vật lí vừa tính được vào công thức (7) ta có:

α =7.77*10*()*()*

<=>α =4.24688* q ≈4.247 * q [w/m .K]

4/26/2012 31



Ta chưa biết nhiệt tải riêng q.

b. Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng tụ

(α )

Hệ số cấp nhiệt phía hơi nước ngưng tụ có thể tính theo công thức:

α =1.36*A*L*d *q (15)

Ở đây,

A là hệ số phụ thuộc nhiệt độ trung bình (nhiệt độ ngưng tụ trung

bình).A=ϕ (T ).

L là chiều dài ống trao đổi nhiệt [m]

d là đường kính trong của ống trao đổi nhiệt [m]

q là nhiệt tải riêng bề mặt [w/m ]

• Tính A:

Nhiệt độ ngưng tụ trung bình ( T ) được tính theo công thức:

T =0.5 ( T + T ) (16)

Trong đó:T là nhiệt độ hơi bão hòa[K]

T là nhiệt độ thành ống trao đổi nhiệt tiếp xúc với hơi ngưng tụ[K]

Trong thực tế, đối với hơi nước có khả năng trao đổi nhiệt đồng đều,

người ta coi T≈T và do đó T≈T ≈T

Như vậy, T =443K.Theo tài liệu tham khảo thì A=6.2.Khi T càng tăng

thì hệ số A có giá trị càng giảm.

• Chọn chiều dài ống trao đổi nhiệt:

Với thiết bị trao đổi nhiệt ống chum, vỏ bọc, có không gian bay hơi (nối

tái đun), chiều dài ống trao đổi nhiệt tiêu chuẩn là 8;12;16 và 20 ft (2.4;3.6;4.8

và 6 m) ( theo tiêu chuẩn TEMA) và 3-6 m(theo tiêu chuẩn Nga)

4/26/2012 32



Ta sẽ chọn ống có chiều dài L=6m để tính toán.

• Chọn đường kính ống:

Có rất nhiều loại ống trao đổi nhiệt với đường kính khác nhau, đường

kính ngoài từ ½ inch ( 12.7mm) đến 2 inch (50.8 mm), đường kính trong cũngthay đổi cho phù hợp (theo tiêu chuẩn của TEMA).Theo tiêu chuẩn của Nga

thì hay chọn ống có đường kính ngoài từ 25 mm đến 48 mm và đường kính

ngoài cũng khác nhau.

Ta sẽ chọn ống trao đổi nhiệt có đường kính ngoài d =25mm, đường

kính trong d =20mm, chiều dày ống là δ = 2.5 mm

• Thay các thông số tìm được và lựa chọn vào công thức (15) ta

tính được α =1.36*6.2*6 * (0.02) * q

α =41.98* q [w/m .K]

c. Tính hệ số truyền nhiệt (k).

Vì hệ số truyền nhiệt k phụ thuộc vào hệ số cấp nhiệt ở hai phía bề mặt

trao đổi nhiệt α vàα.Mà α vàα phụ thuộc vào nhiệt tải riêng

q.Như vậy, k phụ thuộc vào q.Ta sẽ dung phương pháp sau để tính k:

• Nếu cho trước: =0.0002 (m .K/w);

=0.0005 (m .K/w)

Chọn ống trao đổi nhiệt là thép cacbon có δ =0.0025(m),

λ =49.13(w/m.K) (ở 170 C)

Ta có k như sau: Thay các thong số vào công thức (6):

K= =• Gọi chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi

nước (443K) và nhiệt độ của hỗn hợp lỏng-hơi khi sôi (370K) là ∆T

(coi ∆T chính là ∆T =443-370=73K).

4/26/2012 33



• Cho q một số giá trị, với mỗi giá trị của

q ta tính được α, α , K và đại lượng q/K= ∆T .Kết quả như bảng 5:

Bảng 5: Kết quả tính α , α , K, ∆T theo q.

Thông sốLần, kết quả tính

1 2 3 4

q (giả sử)[w/m] 30000 50000 70000 90000

α=4.247 * q [w/m .K] 5781.25 8267.25 10462.87 12475.33

α =41.98* q [w/m .K] 7271.15 9387.01 11106.86 12594

K [w/m .K] 942.96 1023.03 1068.82 1099.43

∆T [K] 31.81 48.87 65.49 81.86Từ số liệu ở bảng 5, lập đồ thị quan hệ q và ∆T như hình 1

30000,

31.81

50000,

48.87

70000,

65.49

90000,

81.86

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

0 20000 40000 60000 80000 100000

Hình 1: Đồ thị quan hệ q và ∆T

Từ hình 1 ta sẽ tìm được giá trị q ứng với giá trị ∆T=73K.Đây chính là

giá trị nhiệt tải riêng q cần tìm.Từ hình 1 ta nội suy, với giá trị ∆T =73K ta tìm

được q ≈ 79100 w/m .

Khi biết nhiệt tải riêng q , ta có thể tính được hệ số truyền nhiệt K vì

4/26/2012 34



q =K* ∆T (17)=> K= = =1083.56 [w/m .k]

Tuy nhiên, khi đã biết q thì không cần phải tính K nữa vẫn xác định

được bề mặt trao đổi nhiệt F.

4.3.4- Xác định bề mặt trao đổi nhiệt F Ta có thể dùng 1 trong 2 công thức sau để tính bề mặt trao đổi nhiệt

F:

F= (18)

Hoặc F= (19)

Theo công thức (19) ta có:

F= =34.032 mVậy bề măth trao đổi nhiệt có diện tích khoảng 34 m .

4.3.5- Chọn thiết bị trao đổi nhiệt

Khi biết bề mặt trao đổi nhiệt F =34 m ta sẽ chọn được thiết bị phù

hợp.Trong công nghiệp chế biến dầu ta có loại thiết bị trao đổi nhiệt có không

gian bay hơi kiểu 800 PP 16/25. Đây là lò tái đun có đường kính D=800mm,

bề mặt trao đổi nhiệt F=40 m , áp suất làm việc của thiết bị là 16at, áp suất

làm việc của chùm ống là 25 at có 86 ống trao đổi nhiệt có kích thước

25x2.5mm, chiều dài ống trao đổi nhiệt là L=6m.

Nếu chọn thiết bị trao đổi nhiệt tái bốc hơi kiểu 800 PP 16/16 thì chỉ cần

1 thiết bị đã đủ đun bốc hơi 15000 kgA/giờ.

Ta cũng có thể chọn một số loại khác như bảng 7 sau:

Bảng 7: kích thước thiết bị lựa chọn

Đườngkính thiết

bị,D(mm)

Ống trao đổi nhiệt Bề mặttraođổi

nhiệt,F(m)

Số hànhtrình,

n

Áp suấtlàm việc,

at

Đường kínhngoài,d(mm)

Sốống

Chiềudàiống,L(m)

4/26/2012 35



478

25(25x2.5) 151 3 35 1 Đến 25

38(38x2.5) 61 6 43 1 Đến 25

25(25x2.5) 144 3 34 2 Đến 25

38(38x2.5) 60 6 43 2 Đến 25

63038(38x2.5) 117 3 42 1 Đến 25

38(38x2.5) 104 3 37 4 Đến 25

Nếu áp suất làm việc của loại 800 PP 16/16 ở trên cho phép vượt 16 at

thì vẫn có thể chọn loại này.

Kết luận:

-Chọn thiết bị có kích thước …

-Vẽ hình minh họa…

Loại thiết bị PP800-40 PP-1400-40

Áp suất làm việc thiết bị trao đổi nhiệt quyđịnh, at

25 25

Đường kính trong của thiết bị, mm 800 1400

Chiều dài thiết bị, mm 7990 8080Chiều cao thiết bị, mm 2036 2052

Đường kính ngoài của chùm ống, mm 790 830

Áp suất làm việc của chùm ống, at 25 40

Số chùm ống 1 1

Số ống trao đổi nhiệt trong chùm ống 96 96

Chiều dài ống trao đổi nhiệt, mm 6000 6000

Đường kính ngoài ống trao đổi nhiệt, mm 25 25

Đường kính trong ống trao đổi nhiệt, mm 20 20

Chiều dày ống trao đổi nhiệt, mm 2.5 2.5

4/26/2012 36

Huong Dan Do an Mon Hoc - Truyen Nhiet

Documents

Transcript of Huong Dan Do an Mon Hoc - Truyen Nhiet