(123doc) Tinh Toan Thiet Bi Trao Doi Nhiet Ong Long Ong Va Thiet Bi Trao Doi Nhiet Loai Ong Chum Vo Boc [PDF]

Zitiervorschau

4.2- Tính thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống Đề 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 ống trao đổi nhiệt có các yêu cầu như bên dưới. Giả sử dòng dầu điêzen và dòng dầu thô chuyển động ngược chiều. Hãy tính toán và lựa chọn thiết bị trao đổi nhiệt 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 Lưu lượng, kg/h Nhiệt độ đầu vào, oC Nhiệt độ đầu ra, oC 293 Tỷ khối, d 277 Độ nhớt động học, cSt 20 oC 40 oC 100 oC 200 oC 250 oC 300 oC

Dầu thô 40 000 25 0,897

Điêzen 15 000 280 150 0,806

6,2 3,8 1,4 0,5 0,4 0,3

1,10 0,81 0,45 0,26 0,21 0,15

T22

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







Q  G1 H T11  H T12   G 2 H T22  H T21



(1)

Trong đó:

8/5/2021

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] H T11 , H T12 H T21

là entanpy của chất tải nhiệt nóng ở nhiệt độ

, H T là entanpy của chất tải nhiệt lạnh ở nhiệt độ 22

T11

và

T12 [kJ/kg]

T21

và

T22 [kJ/kg]

 là hệ số hiệu chỉnh hay hệ số sử dụng nhiệt    0,95  0,97 

Theo yêu cầu:

G 1  15000

kg/giờ

Hệ số sử dụng nhiệt: chọn

G 2  40000

kg/giờ

  0,95

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 độ Từ phụ lục , ta tìm được các giá trị entanpy (coi như đã hiệu chỉnh): H T11  H 553  165 kcal / kg  690,69 kJ / kg

H T12  H 423  80 kcal / kg  334,88 kJ / kg H T21  H 298  12 kcal / kg  50,23 kJ / kg

Từ số liệu trên, ta tính Q theo công thưc 1: Q  15000 690,69  334,88.0,95  5070292,5 kJ / h Q  5070292,5 kJ / h  1408,4 kW Q  1408,4 kW

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

T22

Q  5070292,5  40000. H T22  50,23 H T22  176,99  177 kJ / kg

Từ đó ta tìm được:

T22  357 K hay

840C

4.2.2. 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

8/5/2021

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.

553

∆Tmin

∆Tmax

t

Gasoil

359

423

298 Dầu thô

F

Tmax  553  357  196 K

Tmin  423  298  125 K

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

Tmax  t min Tmax  Tmin  Tmax T ln 2,3 lg max Tmin Tmin

Như vậy ta có: Ttb 

196  125  157,16 K 196 2,3 lg 125 Ttb  157,16 K

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

1 1 t 1   1  t  2

 W/m K  2

Khi ống không có gân, bề mặt ống bẩn:

8/5/2021

3

K

1 1  t 1  2 1     1  t 1  2  2

 W/m K  2

Khi ống có gân, bề mặt ống sạch: K

1 1  t 1 F1   1  t  '2 F2

 W/m K  2

Khi ống có gân, bề mặt ống bẩn: K

1 1  t 1  2 1 F1     1  t 1  2  '2 F2

 W/m K 2

Trong công thức từ (3) đến (6): k là hệ số truyền nhiệt [ W / m 2 K ] 1

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

của ống nhỏ [ W / m 2 K ]. 2

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

2 ống [ W / m 2 K ].  t , 1 ,  2

lần lượt là chiều dày của ống nhỏ, của lớp bẩn bám trên bề mặt

trong và ngoài của ống nhỏ [ m ]  t , 1 ,  2

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

trong và ngoài của ống nhỏ [ W / mK ] F1 , F2

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

8/5/2021

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. Biết t tb  157,16 0 K ,

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

công thức 7. F

Q Kt tb

F

1408,4.10 3  29,87  30 m 2 300.157,16

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 m 2, hệ số thêm gân khi có 24 gân là

5,

khi

có 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 m2 Ống có 20 gân F2  .F1  4,3.30  129 m 2 Ống có 24 gân F2  .F1  5.30  150 m 2 b). Tính

1 :

hệ số cấp nhiệt từ chất tải nhiệt nóng đi trong ống nhỏ đến bề mặt

trong của ống

8/5/2021

5

Ta có thể sử dụng các công thức sau để tính  Pr   1  0,021 1 Re10,8 Pr10, 43 . 1  d  Prt ,1 

1  0,027

Hay:

Trong đó:

1 :

1

nếu dòng chảy rối.

0 , 25

D 1 Re10,8 Pr10, 4 . t d  dt

  

0 , 45

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 Pr1 là chuẩn số Reynold và chuẩn số Prandt khi các thông số vật lý được tính ở nhiệt độ trung bình. Trong tính toán, vì chuẩn số Pr ít thay đổi theo nhiệt độ nên có thể coi. Pr1 1 Prt ,1

Nhiệt độ trung bình phía Diesel:

Ttb1

T11  T12 553  423   488 K (2150C) 2 2

Ttb1 

Hệ số dẫn nhiệt ở nhiệt độ trung bình: 1

có thể tính theo công thức (10):

1 

0,1346 1  0,00047.Ttb1  d 288 277

1 

0,1346 1  0,00047.488  0,129 [W/mK] 0,809

với

d 288 277  0,809

1  0,129

[W/mK]

Tính chuẩn số Reynold (Re1): Re1

được tính theo công thức:

Re1 

Với

1d t 1

1

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

8/5/2021

6

1 là

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

Vận tốc dòng diesel được tính: 1 

G1 3600. tb1f1

 tb1 là

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

d 293 277

Biết

= 0,806. Tính

293 d 488 277  d 277  0,000725 T  293

293 d 488 277  d 277  0,000725 488  293  0,664

Coi tỷ khối bằng trọng lượng riêng nên: f1 là

 tb1  664

kg/m3

tiết diện cắt ngang của các ống trong 1 hành trình.

Thiết bị có 2 ngăn, 14 ống, mỗi ngăn có 7 ống ( N1  7 ). f1 

2 d 2t 3,14. 0,04  N1  7  0,0088 m2 4 4

Do vậy: 1 

15000  0,713 m/s 3600.664.0,0088

1  0,713

m/s Độ 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. Hình 3: Đồ thị xác định độ nhớt diesel 1.2 1

Độ nhớt

0.8 0.6 0.4 0.2 0 0

100

200

300

400

Nhiệt độ

8/5/2021

7

Từ đồ thị hình 3, ta xác định độ nhớt động học ở 215 0C: 1 6

 0,24cSt  0,24 .10-

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: lg

1 T  273  n lg 2 2 T1  273

Biết T1, T2,

1 ,  2 ,

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

lg

T1  373 K

có

1  0,45

T2  523 K

có

 2  0,21

0,45 523  273  n lg  n  0,8317 0,21 373  273

Vậy ở nhiệt độ lg

Ttb1  488 K

ta có:

0,45 488  273    0,238  0,24  0,8317 lg  373  273

Từ các số liệu đã cho ta tính được chuẩn số Reynold: Re1 

0,713.0,04  118833,33  10000 0,24.10 6

Re1  118833,33

Vậy dòng là dòng chảy rối - Tính chuẩn số Prandt: Chuẩn số Pr được xác định theo công thức: Pr 

C. 

Với: C là nhiệt dung riêng, [J/kg.K] Pr1 

1C1  1 0,24.10 6.2,69.103.664   3,323 1 0,129

Pr1  3,323

8/5/2021

8

Vì nhiệt dung riêng C1 được tính theo công thức: 1

C1 

d

 0,762  0,0034.Ttb1  

288 277

1  0,762  0,0034.488 0,809

[kJ/kg.K]

1 :

Tính

Áp dụng công thức 8, ta có: 1  0,021

0,129 118833,330 ,8 3,3230, 43  1303 0,04

W/m2K

1  1303

W/m2K c) Tính  2 : 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

2 ,

trong đó

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

Ttb 2

T21  T22 359  298   328,5 K 2 2

Ttb 2 

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

0,1346 1  0,00047.Ttb 2  d 288 277

2 

0,1346 1  0,00047.328,5  0,126 W/mK 0,900

 2  0,126

Trong đó:

d

288 277

d

293 277

Ttb 2

W/mK

 0,000725 288  293  0,897  0,000725 288  293

 d 288 277  0,900

- Tính tiêu chuẩn Reynold Re 2 được

Re 2 

Với

Re 2

tính theo công thức 11

2 D tb 2

 2 là

vận tốc dòng dầu thô chảy trong tiết diện hình vành khăn giữa 2

ống, [m/s]  2 là

8/5/2021

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

9

D tb là

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

+ Đường kính tương đương được xác định theo công thức: D tb  D t  d n  0,079  0,048  0,031

m

+ Vận tốc dòng dầu thô 2 

G2 3600. tb 2 f 2

Trong đó:  tb 2 là

khối lượng riêng của dầu thô ở nhiệt độ trung bình

Ttb 2

,5 d 328  d 293 277 277  0,000725 328,5  293  0,897  0,000725 328,5  293 ,5 d 328  0,871 277

Coi tỷ trọng bằng khối lượng riêng nên f 2 là

 tb 2  871

kg/m3

tiết diện hình vành khăn, tính theo công thức:

f2  N





 3,14 2  Dt  d n2  7. 0,079 2  0,048 2   0,022 m2 4 4

Do vậy 2 

40000  0,58 3600.871.0,022

m/s

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

2

Hình 5: Đồ thị xác định độ nhớt theo nhiệt độ 7 6 Độ nhớt

5 4 3 2 1 0 0

50

100

150

200

250

300

350

Nhiệt độ

Từ hình 5, ta xác định được

8/5/2021

 2  2,7

10

 2  2,7.10 6 m2/s

Ta cũng có thể xác định độ nhớt ở một nhiệt độ trung bình từ công thức 11.4 Ở T1  313 K có 1  3,8 T2  373 K

lg

có

3,8 373  273  n lg  n  1,08975 1,4 313  273

Vậy ở nhiệt độ lg

 2  1,4

Ttb 2  328,5 K

ta có:

3,8 373  273  1,08975 lg    0,266  0,27  328,5  273

Vậy:  2  2,7.10 6 m2/s

+ Từ số liệu tính được, ta xác định được chuẩn số Reynold. Re 2 

0,58.0,031  6659,3 2,7.10 6

Re 2  6659,3

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]  2  k 0 1

2 0 , 43  Pr Pr2  2 Dt  Prt 2

  

0 , 25

k 0 là

hệ số phụ thuộc chuẩn số Reynold

1 là

hệ số phụ thuộc chuẩn số Reynold và tỷ số giữa chiều dài và đường kính

ống (l/d) Với Re 2  6659,3 thì

k 0  22 [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

1  1

- Tính chuẩn số Prandt Theo công thức 12 ta có: Pr2 

 2 C 2 2 2

8/5/2021

11

Vì nhiệt dung riêng C1 được tính theo công thức: 1

C1 

d

 0,762  0,0034.Ttb1  

288 277

1  0,762  0,0034.328,5  1,98 0,900

kJ/kgK

Do vậy: Pr2 

2,7.10 6.1,98.10 3.871  36,955  37 0,126

Pr2  37 2 :

- Tính

do dòng chảy quá độ nên sử dụng công thức 13, coi Pr là ít thay

đổi theo nhiệt độ:  2  22.1.

0,126 37 0 , 43  422,43 0,031

W/m2K

 2  422,43

W/m2K Nếu sử dụng công thức 8 thì:  2  0,021

d) Tính

0,126  6659,3 0,8  37 0,43  461,63 W/m2K 0,031

2 ' :

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:  2h     g   t 1   S  

Với

 g là

t

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

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

h là chiêu cao gân, [m] (h=0,013 m)  là

chiều dày gân, [m] (  =0,001 m)

S là

bước gân, [m]



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

m

2 t . t

Bước gân S được tính theo công thức:

8/5/2021

12

S

d n

Với ống có 20 gân, d = 0,048 m thì: S

3,14.0,048  0,0075 m 20

Với ống có 24 gân, d = 0,048 m thì: S

3,14.0,048  0,0063 m 24

Tìm



:

 t   2  422,43

 =0,001

W/m2K

m

 t  51,7 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: m

2.422,43  127,83 0,001.51,7

Do vậy m.h = 1,66 Tra bảng trang 450 [16] ta tìm được

  0,57 .

Cũng có thể tính



theo công

thức: ……………… Từ công thức 14: Ống 20 gân: 2 h    2.0,013.0,57  0,001     2 '   2 1     422,431  S 0,0075    

 2 '  1200,83

W/m2K Ống 24 gân: 2.0,013.0,57  0,001    2 '  422,431   0,0063  

 2 '  1349,1

W/m2K

8/5/2021

13

Theo một số tác giả, nếu số hạng

2  2

> 5 thì nên sử dụng bề mặt có cánh:

Trong trường hợp này: 2.51,7  244,77  5 422,43.0,001

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:        δ t = 0,004 m (dày 4 mm) λ t = 51,7 W/mK (thép cacbon, T = 328,5K)  α1 =1303W/m 2 K  2 α 2 =422,43W/m K  2  α1 =1303W/m K  ông 20 gân   kích thuoc gân cho o phan trên     α =422,43W/m 2 K  2    F1  30m 2  2  2   F  129m 2 (ông 20 gân) dâu thô   0, 00053m K / W 2  2   F2  150m 2 (ông 24 gân)  dau diedel 1  0, 00123m 2 K / W  1 

8/5/2021

14

δ t = 0,004 m (dày 4 mm) λ t = 51,7 W/mK (thép cacbon, T = 328,5K) α1 =1303W/m 2 K α 2 =422,43W/m 2 K α1 =1303W/m 2 K  ông 20 gân   kích thuoc gân cho o phan trên     2 α =422,43W/m K  2 

 F1  30m2 2  0,00053m 2 K / W 2  F2  129m (ông 20 gân) 2  2  F2  150m (ông 24 gân) dau diedel 1  0, 00123m 2 K / W 1 dâu thô

Theo các công thức (3) đến (6) ta tính được hệ số truyền nhiệt K ứng với các trường hợp cụ thể: + Khi ống không có gân, bề mặt sạch k

1  311,32W / m 2 K 1 0, 004 1   1303 51,7 422, 43

+ Khi ống không có gân, bề mặt bẩn k'

1  201,12W / m 2 K 1 0, 004 1    0, 00053  0, 00123 1303 51,7 422, 43

+ Khi ống trong có gân dọc mặt ngoài, bề mặt ống sạch: - ống 20 gân: k1 

1  962,93W / m 2 K 1 0, 004 1 30   . 1303 51, 7 1200,83 129

- ống 24 gân:

8/5/2021

15

k2 

1  1006,97W / m 2 K 1 0, 004 1 30   . 1303 51, 7 1349,1 150

+ Khi ống trong có gân dọc mặt ngoài, bề mặt ống bẩn: - ống 20 gân: k '1 

1 1 0, 004 1 30   0, 00123  . 1303 51, 7 1200,83 129

 357,33W / m 2 K

- ống 24 gân: k '2 

1  363, 23W / m2 K 1 0,004 1 30   0, 00123  0, 00053  . 1303 51, 7 1349,10 150

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): F

Q ttb  157,16 K k ttb Q  1408, 4.103 W

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 1408, 4.103 F'  44,56m 2  F '  44,56m 2 201,12.157,16

b, Khi ống có gân, bề mặt ống bị bẩn - ống có 20 gân 1408, 4.103 F1 '   25,1m 2  F1 '  25,1m 2 357,33.157,16

- ống có 24 gân

8/5/2021

16

F1 ' 

1408, 4.103  24, 7m 2  F2 '  24, 7 m 2 363, 23.157,16

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 m2. Nếu sử dụng thiết bị trao đổi nhiệt kiểu ống lồng ống như đã chọn sơ bộ (F = 30 m2) thì số thiết bị cần sử dụng là: z'

F ' 44,56   1, 48 F 30

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 z1 ' 

F1 ' 25,1   0,84 F 30

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 z2 ' 

F2 ' 24, 7   0,82 F 30

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 bị F D D P N’

8/5/2021

30 m2 89  5mm 48  4mm

25at 2 hành trình (ngăn dọc)

17

Lo L N Tmax N 

H 

Vật liệu

6500 mm 7635 mm 14 ống 723 K 20 (24) gân 0,001 m 0,013 m 4,3(5) Thép cacbon

4.3- Tính thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm vỏ bọc Đề bài 1:

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 tách C /C ở 16.5 at, 97 C (370 K)

tháp

8/5/2021

18



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



Thành phần sản phẩm đáy R (% mol): C3H8 2

C4H10 96

C5H12 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

3. [W/m .độ] 4.

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

8/5/2021

19

H là entanpy của hơi ở nhiệt độ sau khi đun T Ta mới biết A, T còn các thông số khác chưa biết:  A, R, V(Kg/giờ)

M , M , M: lưu lượng cấu tử i trong

 (KJ/Kg)

H: entanpy của cấu tử i ở nhiệt độ T

 và hơi ở nhiệt độ T (KJ/Kg)

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

4.3.1.1- Tính A, R, V, T hay M , M , M và T  ta dựa vào các phương trình cân bằng vật chất

Tính R, V: Để tính R, V

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 k (16.5at, 97 C) (x)

x

y

CH

0.02

1.95

0.0333

0.039

CH

0.96

0.99

0.9543

0.9504

C5 H

0.02

0.46

0.0124

0.0096

8/5/2021

20

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

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  khỏi nồi tái đun y

Nồng độ phần mol của các cấu tử trong hơi đi ra phải thỏa mãn các phương trình:

y =k * x (3) và y =1 Ta tính được:

8/5/2021

21

y =1.95*0.02=0.039 y =0.99*0.96=0.9504 y =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: Bảng 2: Nồng độ phần mol và khối lượng các cấu tử trong A, R và V Cấu tử

R, 16.5at, 97 C

A, 16.5at, T

V, 16.5at, 97 C

x

M

x

M

y

M

CH

0.02

227.59

0.0333

1263.1

0.039

1035.52

CH

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:

8/5/2021

22

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

Cấu tử

x

CH

P=16.5at, T=92 C k

k .x

0.0333

1.8

0.05994

CH

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 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

Hỗn hợp đầu A

Lỏng R

Hơi V

tử

M

H

M

H

M

H

CH

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

8/5/2021

23

Q = 9691058.655 KJ/giờQ=2691.96 KW Do R + V 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 m Vậy bề măth trao đổi nhiệt có diện tích khoảng 34 m . 4.3.5- Chọn thiết bị trao đổi nhiệt

8/5/2021

34

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 Ống trao đổi nhiệt

Đường kính thiết bị, D(mm)

478

630

Đường kính ngoài, d(mm)

Số ống

Chiều dài ống, L(m)

Bề mặt trao Số hành Áp suất đổi trình, làm việc, nhiệt, at n F(m)

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

38(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

8/5/2021

PP800-40

PP-1400-40

35

Áp suất làm việc thiết bị trao đổi nhiệt quy định, at

25

25

Đường kính trong của thiết bị, mm

800

1400

Chiều dài thiết bị, mm

7990

8080

Chiều 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

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

Chiều dài ống trao đổi nhiệt, mm

8/5/2021

36