TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT GIÁN TIẾP 1

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT GIÁN TIẾP

A/ CẤU TẠO VÀ NGUYÊN LÝ LÀM VIỆC

Thiết bị ống chùm được dùng phổ biến nhất trong công nghiệp hóa chất, nó

có những ưu điểm là kết cấu gọn, chắc chắn, bề mặt truyền nhiệt lớn. Thiết bị

truyền nhiệt ống chùm loại đứng gồm:

1

1

2

3

4

1- Vỏ hình trụ.

2- Lưới đỡ ống.

3- Ống truyền nhiệt.

4- Mặt bích có bu lông ghép.

Trên vỏ, nắp, và đáy có cửa (ống nối) để dẫn chất tải nhiệt. Thiết bị truyền nhiệt

được đặt trên chân đỡ hoặc tai treo hàn vào vỏ 1.

Chất tải nhiệt I (dung dịch NaOH- nước ) đi vào từ dưới đáy qua các ống lên trên

và ra khỏi thiết bị, còn chất tải nhiệt II ( hơi nước bão hòa ) đi từ cửa trên của vỏ

vào khoảng trống giữa các ống và vỏ rồi đi ra phía dưới. Trong thiết bị diễn ra quá

trình truyền nhiệt của hơi bão hòa tới hỗn hợp.

Các ống trong thiết bị được bố trí theo hình sáu cạnh, cách lắp ống kiểu hàn.

Chọn thông số kĩ thuật:

Chọn vật liệu thép CT3.

Chiều cao giữa hai mặt bích: H= 1,5m

Chuẩn số Reynolds: Re = 10500

Đường kính ống: d = 34x2 mm

Bề dày ống truyền nhiệt: δ = 2mm=0,002m

Nhiệt độ của hơi nước bão hòa có áp suất 3,5 at là:

Theo bảng 1.97 trang 230 sổ tay hóa công 1ta có:

P1=3at : ts=132,88oC

P2=4at : ts=142,92oC

Nội suy ra : P=3,5at => ts=137,9 oC

B/ TÍNH TOÁN

2

t1đ

t1c

t2đ

t2c

to oC

I.Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa hai lưu thể:

Hiệu số nhiệt độ lớn:

Ta chọn thđ = 137,9oC, t2đ= 25 oC, t2c= ts dung dịch= 103,8 oC

∆tđ =thđ-t2đ=137,9– 25 =112,9(oC).

Hiệu số nhiệt độ bé:

∆tc = thđ-t2c=137,9– 103,8=34,1 (oC)

Vì =

112,934,1 =3,3>2

Nhiệt độ trung bình của hai lưu thể được xác định :

∆ttb = =

112,9−34,1

ln (112,934,1

)=66oC.

Nhiệt độ trung bình của từng lưu thể là:

Hơi đốt: t1tb =thđ=137,9C

Phía hỗn hợp: t2tb = thđ– ∆ttb = 137,9 – 66=71,9(oC)

Tại t2tb =71,9(oC) nội suy ta có

3

Của NaOH: Cp,NaOH = 3824,93 J/Kg.oC

II. Tính nhiệt lượng trao đổi Q.

Q = G.Cp(tF – tf)

Trong đó: G - lưu lượng hỗn hợp ban đầu, G = 2,5kg/s;

Cp - nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại t2tb =71,9oC

tF = 103,8 oC – nhiệt độ sôi của hỗn hợp

tf = 25 oC – nhiệt độ ban đầu của hỗn hợp

Với Cp =3904,58J/kg.oC

Vậy : Q = 2,5. 3824,93.(103,8-25)=753511 (W)

III. Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể.

Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ theo công thức:

, W/m2.oC (trang 40, sổ tay hóa công 2)

Trong đó: r - Nhiệt ngưng tụ của hơi lấy theo nhiệt độ hơi bão hòa, J/kg;

∆t1 - Chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống

truyền nhiệt, oC;

H - chiều cao ống truyền nhiệt (m) ; chọn H = 1,5 m;

A - hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng.

Ứng với thđ = 137,9oC nội suy, ta có:

r = 2156,3.103 J/kg

Tính lần 1 : giả sử chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa là 2 oC.

a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ:

Giả sử chênh lệch nhiệt độ ∆t1 = 2 oC

→ tt1= t1tb- ∆t1= 137,9- 2= 135,9(oC)

4

Khi đó ta có nhiệt độ màng nước ngưng là:

(oC)

Từ tm =136,9oC tra bảng ta được:

A = 193

Vậy :

α1 =11464 W/m2.oC

b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2

Chọn Re = 10500

Hệ số cấp nhiệt α được tính theo công thức:

Suy ra:

Trong đó :

Prt- chuẩn số Prandtl tính theo nhiệt độ trung bình của tường, còn các thông

số khác tính theo nhiệt độ trung bình của dòng;

εk- hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường

kính d của ống.

Ta chọn d = 34x2m mm. H = 1,5 m . Dựa vào bảng 1.3 ta có :

5

→ εk = 1

Tính chuẩn số Pr theo công thức :

Trong đó: Cp - nhiệt dung riêng của hỗn hợp ở t2tb;

μ - độ nhớt của dung dịch ở t2tb;

λ - hệ số dẫn nhiệt độ ở t2tb tính theo công thức:

Trong đó: ρ - khối lượng riêng của hỗn hợp, kg/m3;

M - khối lượng phân tử của hỗn hợp, kg/kmol;

Ta có : Cp =3904,58 J/kg oC

ε - hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, với chất lỏng kết hợp

( dung dịch NaOH- nước ) thì ε kết hợp = 3,58.10-8

Tại t2tb =71,9oC nội suy ta có :

Tại 600C : ρNaOH-N (12%) =1,1101.103 kg/m3 ;

Tại 800C: ρNaOH-N (12%) =1,0983.103 kg/m3 ;

=> ρNaOH-N(12%)=1,1042 .103 kg/m3

λ = 0,58 W/m.oC

6

Tại t2tb = 71,9oC :

Nội suy ta được:

μhh = 0,91.10-3(Ns/m2)

Do đó:

Tính chuẩn số Prt :

Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:

q1 = α1.∆t1 = 11464.2

q1 = 22928 (W/m2)

Hiệu số nhiệt độ ở hai phía thành ống:

∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt

Trong đó: tt2 - nhiệt độ thành ống phía hỗn hợp, oC;

∑rt - nhiệt trở ở hai bên ống truyền nhiệt, m2.oC /W

Trong đó: rt1, rt2 - nhiệt trở của cặn bẩn ở hai phía của tường, m2.độ/W;

δ - bề dày của ống truyền nhiệt, (m); chọn δ = 2 mm = 0,002 m;

λ - hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống, W/m.oC; với thép CT3 ta có

λ = 46,5 W/m.độ.

Dựa vào bảng [ 3.4 ] ta chọn:

rt1 =1,16.10-3 , m2.độ/W

rt2 =0,464.10-3 , m2.độ/W

7

∑rt = 1,667.10-3 (m2.độ/W)

Do đó: ∆tt = q1.∑rt= 22928. 1,667.10-3 = 38,2(oC)

→ tt2 = tt1 – ∆tt = 135,9– 38,2= 97,7 (oC)

∆t2 = tt2 – t2tb = 97,7- 71,9= 25,8 (oC)

Tại tt2 = 97,7oC

Theo bảng I.154/172-STHCT1 ,nội suy ta có:

CNaOH = 3838,97J/kg.độ

Tại tt2 = 97,7oC:

Theo bảng I.23/35-STHCT1, nội suy ta có :

Tại tt2 = 97,7oC:

Theo bảng I.107/100-STHCT1, nội suy ta có:

μhh = 0,605.10-3 (Ns/m2)

Ta được:

λt = 0,56 (W/m2.oC)

8

Vậy:

α2 = 1603,2(W/m2.độ)

→ q2 = α2.∆t2 = 1603,2. 25,8

q2 = 41363 (W/m2)

Ơ đây ta thấy rằng nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ q1= 22928 W/m2 khác xa

với nhiệt tải riêng về phía hỗn hợp chảy xoáy q2= 41363 W/m2. Mà bài toán ta

đang xét là truyền nhiệt ổn định nên q1= q2= qtb, do vậy, để tìm giá trị qtb ta phải

tính lặp.

Tính lần 2: giả sử chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa là 3oC.

a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ theo công thức:

, W/m2oC

Giả sử chênh lệch nhiệt độ ∆t1 = 3 oC

→ tt1= t1tb- ∆t1= 137,9- 2,5= 134,9(oC)


(oC)

Từ tm = 136,7oC tra bảng ta được:

A = 193

9

Vậy : (W/m2.độ)


Chọn Re = 10500


q1 = α1.∆t1 = 10359.3 = 31077 (W/m2)


∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt

Ta có: ∑rt = 1,667.10-3 , m2.độ/W.

→ ∆tt=31077.1,667.10-3= 51,8 (oC)

tt2 = tt1 – ∆tt = 134,9– 51,8= 83,1(oC)

∆t2 = tt2 – t2tb= 83,1– 71,9 = 11,2 (oC)

Tại tt2 = 83,1oC ta có:

CM = 3832,4J/kg.độ


ρhh = 1,0964.103 kg/m3

Tại tt2 = 83,1oC nội suy ta

có:

μM = 0,778.10-3 Ns/m2

λt = 0,57(W/m.độ)

10

q2

q1

0

q

∆t

2,52

Vậy:

α2 = 1513,13(W/m2.độ)

→ q2 = α2.∆t2 =1513,13.11,2= 16947,1( W/m2)

Dựa vào 2 lần tính ta có đồ thị:

Tính lần 3: Chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa dưa theo đô thi trên là

2,5 oC.

a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ theo công thức:

11

3

, W/m2oC

Giả sử chênh lệch nhiệt độ ∆t1 = 2,5 oC

→ tt1= t1tb- ∆t1= 137,9- 2,5= 135,4(oC)


(oC)

Từ tm = 136,7oC tra bảng ta được:

A = 193

Vậy : (W/m2.độ)


Chọn Re = 10500


q1 = α1.∆t1 = 10842.2,5 = 27105 (W/m2)


∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt

Ta có: ∑rt = 1,667.10-3 , m2.độ/W.

→ ∆tt=27105.1,667.10-3= 45,2 (oC)

tt2 = tt1 – ∆tt = 135,4 – 45,2= 90,2 (oC)

∆t2 = tt2 – t2tb= 90,2 – 71,9 = 18,3 (oC)


CM = 3830,3 J/kg.độ

Tại tt2 = 90,2 oC ta có:

ρhh = 1,0919.103 kg/m3

Tại tt2 = 90,2oC nội suy ta

12

có:

μM = 0,694.10-3 Ns/m2

λt = 0,56(W/m.độ)

Vậy:

α2 = 1549,99(W/m2.độ)

→ q2 = α2.∆t2 =1549,99.18,3= 28365( W/m2)

Kiểm tra sai số

( chấp nhận)

Dựa trên số liệu tính toán ta có bảng số liệu:

Số

lần

tính

Phía hơi nước ngưng tụNhiệt trở và hiệu số

nhiệt độ

t1tb tt1 ∆t1 tm α1 q1 ∑rt ∆tt

1 137,9 135,9 2 136,9 11464 22928 1,667.10-3 38,2

2 137,9 134,9 3 136,4 10359 31077 1,667.10-3 51,8

3 137,9 135,4 2,5 136,7 10842 27105 1,667.10-3 45,2

13

Số

lần

tính

Phía hỗn hợp chảy xoáy

tt2 t2tb ∆t2 Prt (Pr/Prt)0,25 α2 q2

1 97,7 71,9 25,8 4,15 1,1 1603,2 41363

2 83,1 71,9 11,2 5,23 1,04 1513,13 16947,1

3 90,2 71,9 18,3 4,75 1,06 1549,99 28365

Từ trên ta có:

qtb = 27735(W/m2)

IV. Tính bề mặt truyền nhiệt.

V. Số ống truyền nhiệt.

Số ống truyền nhiệt:

n: số ống truyền nhiệt.

14

Dựa bảng quy chuẩn và chọn tổng số ống với cách sắp xếp theo hình lục giác

là : n = 187 ống

Số ống trên một cạnh của hình 6 cạnh là: 7 ống.

Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh là: 15ống.

Tổng số ống không kể các ống trong các hình viên phân là: 169 ống.

Số ống trong các hình viên phân là: 18 ống.

VI. Đường kính trong thiết bị đun nóng.

D = t.( b – 1 ) + 4.dn, m

Trong đó : t – bước ống, thường lấy t = 1,2 – 1,5 dn ;

dn – đường kính ngoài của ống truyền nhiệt, m;

b – số ống trên đường xuyên tâm sáu cạnh.

Vậy: D = 1,5.0,034.(15 – 1 ) + 4.0,034

, D = 0,85 (m)

Làm tròn: D = 0,9m = 900mm.

VII. Tính chiều cao của thiết bị.

Với D = 900 mm chọn nắp thiết bị hình elip có gờ, tra bảng số liệu ta chọn:

Chiều cao của nắp thiết bị: hl = ht + h

Trong đó: ht = 225mm.

h = 25 mm

Vậy chiều cao của thiết bị:

L = H + 2.hl = 1,5.900 + 2.( 225 + 25 ) = 1850 (mm)

VIII. Tính lại vận tốc va chia ngăn:

Xác định vận tốc thực:

15

G = 2,5 (kg/s)

n = 187 ống

d = 0,03 m

ρ = 1,1042 .103 kg/m3

→

ωt = 0,017(m/s)

Xác định vận tốc giả thiết:

ωgt = 0,288 (m/s)

Vì:

Nên ta cần phải chia ngăn để quá trình cấp nhiệt ở chế độ xoáy.

Số ngăn:

Số ngăn cần thiết:

m = 16,9 ( ngăn )

Quy chuẩn m = 18 ( ngăn ).

Tính lại chuẩn số Reynolds:

16

Vậy các kích thước của thiết bị đun nóng hỗn hợp đầu là:

F = 28 m2 – bề mặt truyền nhiệt;

n = 187 ống – số ống truyền nhiệt;

D = 900 mm – đường kính trong của thiết bị;

H = 1,5 m – chiều cao giữa hai mặt bích.

L = 1,85 m - chiều cao của thiết bị.

17

A/ CẤU TẠO VÀ NGUYÊN LÝ LÀM VIỆC 1

B/ TÍNH TOÁN 3

I.Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa hai lưu thể 3

II. Tính nhiệt lượng trao đổi Q 4

III. Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể 4

Tính lần 1 4

a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ 4

b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2 5

Tính lần 2 9



Tính lần 3 11



IV. Tính bề mặt truyền nhiệt 14

V. Số ống truyền nhiệt 14

VI. Đường kính trong thiết bị đun nóng 15

VII. Tính chiều cao của thiết bị 15

VIII. Tính lại vận tốc và chia ngăn 15

Mục Lục 18

18

TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT GIÁN TIẾP 1

Documents

Transcript of TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT GIÁN TIẾP 1