Phần I: Sơ đồ và nguyên tắc làm việc của thiết bị ppsx

Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
1
PHẦN I: Sơ đồ và nguyên tắc làm việc của thiết bị:
Do kết cấu của thiết bị trao đổi nhiệt kiểu ống chùm, nên cho lưu
thể nào sạch (không tạo ra cặn bẩn trên bề mặt truyền nhiệt, làm giảm hệ
số dẫn nhiệt α) sẽ được cho đi ở khoảng không gian ngoài ống. Lưu thể
nào tạo ra cặn bẩn trog quá trình làm việc cho đi ở khoảng không gian
trong ống. Mặt khác, lưu thể nào làm việc tại áp suất lớn hoặc cần thay
đổi vận tốc lưu thể cũng cần được cho đi ở khoảng không gian trong ống
vì ống chịu áp tốt hơn vỏ và khi cần, có thể dễ dàng thay đổi vận tốc lưu
thể bằng bơm.
Như vậy, với bài này, ta cho hơi nước bão hòa đi ở khoảng không
gian ngoài ống theo hướng từ dưới lên trên và hỗn hợp (NH
4
)
2
SO
4
5%
khối lượng đi ở khoảng không gian trong ống theo hướng từ trên xuống
dưới.
Hơi nước bão hòa khi đi vào không gian trong thiết bị sẽ cung cấp
nhiệt lượng đun nóng hỗn hợp gián tiếp qua ống chùm.
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
2
PHẦN II: Tính toán thiết kế thiết bị:
1/ Tính lượng nhiệt trao đổi Q:
Q = F C
p
( t
F

– t
f
)
Trong đó:
F: lưu lượng hỗn hợp đầu, F= 1.389 kg/s
t
F
: nhiệt độ sôi của hỗn hợp, t
F
=101
o
C
C
p
: nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại t
F
Tại ∆t=76
o
C, có C
p
=4187 J/kg
o
C
Vậy Q = 1389 × 4187 × (101-25) = 441 996.468 W
2/ Hiệu số nhiệt trung bình giữa hai lưu thể:
a/ Hiệu số nhiệt độ lớn:
Chọn t
hđ
= 115.17
o

C
Có: ∆t
đ
= 115.17 – 25 = 90.17
o
C
b/ Hiệu số nhiệt độ bé:
∆t
c
= 115.17 – 101 = 14.17
o
C
c/ Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa hai lưu thể:
Có
∆ đ
∆
=
.
.
= 6.36 > 2 nên nhiệt độ trung bình giữa hai lưu thể
được xác định theo công thức:
∆t
tb
=
∆ đ ∆
. (
∆ đ
∆
)
=

. .
.
.
.
∆t
tb
= 41(
o
C )
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
3
d/ Nhiệt độ trung bình của từng lưu thể là:
hơi nước bão hòa: t
1tb
= 115.17
o
C
hỗn hợp cần đun : t
2tb
= 115.17 – 41 = 74.17
o
C
3/ Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể:
a/ Tính hệ số cấp nhiệt phía hơi nước bão hòa theo công thức:
α
1
= 2.04 × A
∆ ×
Wm
2 o

C
Trong đó:
r : ẩn nhiệt ngưng tụ lấy theo nhiệt độ hơi bão hòa
∆t
1
: chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống
truyền nhiệt.
H : chiều cao ống truyền nhiệt
A : hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt H = 2m
Ứng với t
hđ
= 115.17
o
C ta có
r = 2216 000 J/kg
Giả sử chênh lệch nhiệt độ ∆t
1
= 2
o
C khi đó ta có nhiệt độ màng nước
ngưng là:
t
m
= 115.17 − = 114.17
o
C
Từ t
m
= 114.17

o
C, tra bảng ta được: A = 183
Vậy:
α
1
= 2.04 × 183 ×
×
α
1
= 10 184.945 W/m
2
độ
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
4
b/ Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp (NH
4
)
2
SO
4
:
Do không có yêu cầu đặc biệt, chọn chế độ chảy xoáy ổn định.
Chọn Re = 35 000
Hệ số cấp nhiệt α tính theo công thức:
Nu = 0.021 ɛ
k
Re
0.8
Pr
0.43

( )
0.25
→ = 0.021 ɛ
k
Re
0.8
Pr
0.43
( )
0.25
Trong đó:
Pr
t
: chuẩn số Prandtl tính theo nhiệt độ trung bình của tường, còn các
thông số khác tính theo nhiệt độ trung bình của dòng.
ɛ
k
: hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và
đường kính d của ống.
Ta chọn : d = 30 × 2 mm
H = 2 m
=
.
= 58.823 > 50
Tính chuẩn số Pr theo công thức: Pr =
×
Trong đó :
Cp: nhiệt độ riêng hỗn hợp ở t
tb
µ : độ nhớt hỗn hợp ở t

tb
λ : hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp ở t
tb
tính theo công thức:
λ = ɛ × Cp × ρ
Ở đây:
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
5
ρ : khối lượng riêng của hỗn hợp
M : khối lượng phân tử của hỗn hợp
Vậy:
λ = 3.58 × 10
-8
× 4203.547 × 977.7 ×
.
.
λ = 0.518 W/m độ
Do đó:
Pr =
. × .
.
= 3.933
Tính chuẩn số Pr
t
:
Pr
t
=
×
Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:

q
1
= α
1
× ∆t
1
= 10184.945 × 2
q
1
= 20 369.89 W/m
2
Hiệu số nhiệt độ hai phần thành ống:
∆t
1
= t
t1
– t
t2
= q
1
× Σr
t
Trong đó:
t
2
: nhiệt độ thành ống phía hỗn hợp
Σr
t
: nhiệt trở hai bên ống truyền nhiệt.
Σr

t
= r
t1
+ + r
t2
Với:
r
t1
, r
t2 : nhiệt
trở của cặn bẩn ở hai phía của tường
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
6
δ : bề dày của ống truyền nhiệt. Chọn δ = 2mm = 0.002m
λ : hệ số dẫn nhiệt của vật liệu làm ống. Với thép C
T3
có λ = 46.5 W/m độ
Chọn:
r
t1
= 0.00116 m
2
độ/W
r
t2
= 0.00046 m
2
độ/W
Σr
t

= 0.00116 +
.
.
+ 0.00046
Σr
t
= 0.001667 m
2
độ/W
Do đó:
∆t
1
= 20369.89 × 0.001667 = 34.01
o
C
t
2
= t
t1
− ∆t
1
= 113.17 – 34.01 = 79.16
o
C
∆t
2
= t
t2
– t
2tb

= 79.16 – 74.17 = 5
o
C
Tại nhiệt độ đang xét, có:
Cp
t
= 4303.547 J/kg độ.
có:
λt = ɛ × Cp
t
× ρ
t
= 3.58 × 10
-8
× 4303.547 × 982.7 ×
.
.
λt = 0.55 W/m độ
Pr
t
=
×
=
. × .
.
Pr
t
= 2.5
Vậy:
α

2
= 0.021 ɛ
k
Re
0.8
Pr
0.43
( )
0.25
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
7
= 0.021 ×
.
.
× 35 000
0.8
× 3.93
0.43
× (
.
.
)
0.25
α
2
= 3667.98 W/m
2
độ
q
2

= α
2
× ∆t
2
= 3667.68 × 5
q
2
= 18 338.4 W/m
2
Có: ɛ =
–
=
. .
.
× 100% = 11%
4/ Tính bề mặt truyền nhiệt:
F = =
.
.
= 24.102 m
2
5/ Số ống truyền nhiệt:
Có: n = =
.
. × . ×
= 138 ống
d
td
= ( d
l

+ d
n
) = 0.028 (m)
Quy chuẩn theo cách sắp xếp ống hình lục giác đều: n = 140 ống
Cách bố trí:
- Số ống trên một cạnh viền lục giác đều: 8 ống
- Số ống trên đường xuyên tâm lục giác đều: 14 ống
- Tổng số ống: 140 ống.
6/ Đường kính trong thiết bị đun nóng:
D = t ( b – 1 ) + 4d
n
Trong đó:
t : bước ống. Chọn t = 1.3d
n
d
n
: đường kính ngoài ống truyền nhiệt
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
8
b : số ống trên đường xuyên tâm lục giác đều
Vậy: D = 1.3 × 0.03 × ( 14 – 1 ) + 4 × 0.03
D = 0.627 m
Chọn D = 0.7 m = 700 mm
7/ Tính lại vận tốc và chia ngăn:
a/ Xác định vân tốc thực:
ω
t
=
×
F = 5 t/h = 1.389 kg/s

n = 140 ống
d = 0.026 m
ρ = 977.7 kg/m
3
Vậy:
ω
t
=
× .
. × . × . × × .
= 0.019 m/s
b/ Xác định vận tốc giả thiết:
ω
gt
=
×
×
=
× .
. × .
= 0.66 m/s
Chia ngăn thiết bị trao đổi nhiệt để quá trình cấp nhiệt diễn ra ở chế độ
chảy xoáy:
Số ngăn cần thiết:
m = ω
gt
÷ ω
t
=
.

.
= 34 ngăn
Số ngăn quy chuẩn: 64 ngăn.
Tính lại chuẩn số Re:
Bùi Hoàng Tùng 20073276 Hóa Dầu 2 – K52
9
Re =
× × ×
=
× .
. × . × × .
= 64 814 > 10
4
Đáp ứng chế độ chảy xoáy.
Vậy các kích thước của thiết bị đung nóng cần thiết kế là:
 Bề mặt truyền nhiệt: F = 25 m
2
 Số ống truyền nhiệt: n = 140 ống
 Đường kính trong thiết bị: D = 700 mm
 Chiều cao giữa hai mặt bích: H = 2 m