Đồ án quá trình và thiết bị trong công nghệ hóa học

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 10at, 176 C (449K)

•

Chất tải nhiệt lạnh (sản phẩm cần đun bốc hơi): sản phẩm đáy tháp tách C /C (R) ở
16.1at, 94 C (367K)

•

Lưu lượng sản phẩm đáy tháp tách C /C (R=30500 Kg/giờ)

•

Thành phần sản phẩm đáy R (% mol):

C3H8
1,5

Qui trình tính:

C4H10

C5H12

95

3,5


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

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 =367K)
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
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 16.1 at, 94 C (367K)
v là tổng số mol của các cấu tử ở thể hơi trong 1 mol hỗn hợp đầu A.Chọn v=0.35

Kết quả tính x cho ở bảng 1:
Bảng 1: kết quả tính x và y
Cấu tử

Phần mol
(x)

k (16.1at, 94 C)

x

y

CH

0.015

1.92

0.01914

0.0288

CH

0.95

1.01

0.95285

0.9595

C5 H

0.035

0.36

0.02828

0.0126

Tổng

1.00

1.00027

1.0009

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
M Rtb

, R=30500Kg/giờ

M là phân tử lượng, được tính theo công thức:
M = x .M = 0.015*44+0.95*58+0.035*72=58.28
M là phân tử lượng của cấu tử i
Do vậy, n = =523.3356 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

=523.3356*0.015=7.850034 kmol/giờ và M=7.850034*44=345.4015 kg/giờ

n

=523.3356*0.95=497.1688 kmol/giờ và M =497.1688*58 = 28835.7904kg/giờ

n

=523.3356*0.035=18.31675 kmol/giờ và M =18.31675*72=1318.8058kg/giờ

Gọi số kmol hỗn hợp đầu A là n ;số kmol hơi v là n , ta có:
n = n . =523.3356*=747.6223 kmol/giờ và n = n - n =224.2866789 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 =747.6223*0.01914=14.3095 kmol/giờ và M =14.3095 *44=629.618 kg/giờ
n =747.6223*0.95285=712.3719 kmol/giờ và M =712.3719*58=41317.5702 kg/giờ
n =747.6223*0.02828=21.1428 kmol/giờ và M=21.1428*72=1522.2816 kg/giờ

Nồng độ phần mol của các cấu tử trong hơi đi ra khỏi nồi tái đun y
phương trình:

phải thỏa mãn các

y =k * x (3) và y =1
Ta tính được:
y =1.92*0.015=0.0288

y =1.01*0.95=0.9595
y =0.36*0.035=0.0126
y =1.0009≈ 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 =224.2866789*0.0288=6.4595 kmol/giờ và M =6.4595*44=284.218 kg/giờ
n =224.2866789*0.9595=215.2031 kmol/giờ và M =215.2031*58= 12481.7798kg/giờ
n =224.2866789*0.0126=2.826 kmol/giờ và M =2.826*72=203.472 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, 16.1at, 94 C

A, 16.1at, T

V, 16.1at, 94 C

x

M

X

CH

0.015

345.4015

0.01914

629.618

0.0288

284.218

CH

0.95

28835.790
4

0.95285

41317.5702

0.9595

12481.7798

C5 H

0.035

1318.8058

0.02828

1522.2816

0.0126

203.472

Tổng

1

30500

1.00027

43469.4698

1.0009

12969.4698

M

y

M

Kiểm tra lại: R + V= 30500 +12969.4698 =43469.4698=A
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 16.1
at.Nhiệt độ đáy tháp chưng cất phải thỏa mãn phương trình:
k .x =1 (5)
k là hằng số cân bằng ở 16.1at 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

P=16.1at, T=91 C

x

k

k .x

CH

0.01914

1.9

0.0364

CH

0.95285

1

0.9529

C5 H

0.02828

0.35

0.0099

Tổng

1.00027

0.9992≈1

Vậy nhiệt độ hỗn hợp A trước khi đun là 91 C (364K=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

CH

629.618

575.685

345.4015

593.13

CH

41317.570
2

517.535

28835.790
4

523.35

CH

1522.2816

494.275

1318.8058

500.09

Tổng

43469.469
8

M

H
284.218 814.1

790.84
12481.7798

30500

203.472
12969.4698

H , H là entanpy hơi và lỏng của các cấu tử i tra ở 16.1at và 94 C ( 201.2 F)
H

là entanpy của cấu tử i ở 16.1at và 91 C(195.8 F)

802.47


4.3.1.3 - T×m Q :
Ta có phương trình cân bằng năng lượng:
Q+Q=Q+Q
hay M .H + Q = M.H + M .H

M .H = 22498176.07 k J/giờ
M.H=15955601.69 kJ/giờ
M .H=10265752.79 kJ/giờ
 22498176.07+ Q = 15955601.69 + 10265752.79
Q =3723178.411 KJ/giờ Q=1034.216225 KW

4.3.2- Tính hiệu số nhiệt độ trung bình (∆T) và lượng hơi nước bão hòa cần 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.
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 = 364K đến T =367K
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=10 at sẽ có nhiệt độ là T =449K và nhiệt ngưng tụ là 2035.502
KJ/Kg=r
Nếu ta chọn hơi nước bão hòa có áp suất P=10at, nhiệt độ T =449K, nhiệt ngưng tụ là
2035.502KJ/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 =449-364=85K
∆T =449-367=82K


∆Tmax 85
=
= 1.037 < 2
∆Tmin 82

Vì

nên ∆T được tính như sau:

∆T =

∆Tmax + ∆Tmin
2

= =83.5K

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
hơi nước bão hòa cần thiết sử dụng (G ).G được tính theo công thức:

lượng

G=
Q là tải nhiệt: Q = 3723178.411 KJ/Giờ
r là nhiệt ngưng tụ: r=2035.502KJ/Kg
η là hệ số hay hiệu suất truyền nhiệt, η=0.95÷0.97

G=

3723178.411
2035.502 * 0.95

=1925.39 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 449K 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=

1
δ
δ
δ
1
1
+ 1+ t + 2 +
α 1 λ1 λt λ 2 α 2

(6)

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

cấp nhiệt

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]


δt

λt

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.Trên thực tế các ống có bề dày 0.0025÷0.004 và vật liệu
chế tạo ống thép cacbon λ =49.16(W/m.K) ở 1760C

δ1
λ1

δ2
λ2

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.

δ1
λ1

δ2
λ2

=0.0002 (m.K/W);

=0.0005 (m.K/W)

δ =0.0025(m)(chọn);
λ =49.16(w/m.K)(thép các bon) , …ở 176 C

δt
λt

==5.0854*10-5 (m.K/W)

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 A trong 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*10-2*

 ρV0 r

 ρ − ρ0
V
 R






0 , 033

ρ 
. R 
σ 

0 , 333

λ0R,7 5.q 0,7
. 0, 45 0,117 0,37
µ R .c P , R .T

(tr25.SổtayT2)(7)

Ở đây:
λ là hệ số dẫn nhiệt của chất lỏng R [W/m.K]
µ là độ nhớt động học của chất lỏng R [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=367K)
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=367K, 16.1at)
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:

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

ρ=ρ*

T0 P
.
T P0

(8)

Ở đây:
ρ là khối lượng riêng ở điều kiện chuẩn [kg/m ]
T là nhiệt độ sau khi đun [T=367K]
P là áp suất hỗn hợp A[P=16.1at=15.794*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 =0.0288*44+0.9595*58+0.0126*72=57.8254 kg
Do vậy, ρ = 57.8254/22.4 =2.5815 [kg/m ]
Tính ρ:



ρ =2.5815*
•

273 15,794.105
.
367 98,1.103

=30.9166 [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=

0,590.. M R − 6,479
0,693.M R + 7,581

(9)

Ở đây, M là phân tử khối lỏng R, M = 0.015*44+0.95*58+0.035*72 = 58.28. Do đó:

ρ=

0,590 * 58.28 − 6,479
0,693 * 58.28 + 7,581

=0.58175

Ta tính tỉ khối ở nhiệt độ T (ρ ) theo công thức:
ρ = ρ - 0.000725(T-293) (10)


ρ367277



ρ367277=0.5281

=0.58175 - 0.000725*(367-293) = 0.5281

Tương tự, ta cũng tính đợc ρ =0.58175 – 0.000725*(288-293)=0.58538


Vì nước ở 277K có ρ≈1 nên ta có thể xem ρ= ρ367277
Coi tỉ khối bằng khối lượng riêng nên ta có:
ρ =528.1 kg/m

•

Tính nhiệt hóa hơi ( r)
Nhiệt hóa hơi r có thể tính theo công thức:
n

∑
r=

i =1

x iA .M i
.( H iTiV − H iTiR )
MA
2i

2

(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 =367K
M = x .M =0.01914*44+0.95285*58+0.02828*72=58.1436
Từ đó, tính được r:
r=
0,01914 * 44 * (814.1 − 593.13) + 0,95285 * 58 * (790,84 − 523.35) + 0,02828 * 72 * (802.47 − 500.09)
58.1436

r =268.0381kJ/kg
r=268.0381*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=

21,2.10 −6
(TK − T2 − δ )
(M R / ρ R ) 2 / 3

( 12)

Trong đó:
σ là sức căng bề mặt trên ranh giới lỏng hơi [N/m]
M là phân tử lượng lỏng R[M =58.28]
ρ là khối lượng riêng lỏng R[kg/m ], [ ρ =528.1 kg/m ]
T là nhiệt độ sau khi đun[K], [T =367K]
T là nhiệt độ tới hạn của R[K], [cần tính]
δ là hằng số δ =7 K


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 =0.015*369.82+0.95*425.16+0.035*469.65=425.8871K
Thay vào công thức tính sức căng bề mặt σ ta có:

σ=
•

21,2.10 −6
2
58.28 3
(
)
528.1

*(425.8871-367-7)=4.7811*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=

0,1346
288
ρ 27 7

*(1-0.00047*T )

Với ρ =0.58538;T =367K

Do vậy,

λ=
•

0,1346
0,58538

*(1-0.00047*367)=0.1903[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:
Lgµ= x .lg µ (13)
Với,
µ là độ nhớt động lực của cấu tử i ở nhiệt độ T =367K


x là nồng độ phần mol của cấu tử i trong R
Ta có độ nhớt động lực của các cấu tử i ở 367K:
Với C H: µ=0.05923*10 =59.23*10

[N.s/m ]

Với C H: µ =0.10934*10 =105.34*10 [N.s/m ]
Với C H: µ =0.15535*10 =155.35*10 [N.s/m ]
Áp dụng công thức (13) ta tính được µ:
Lg µ =0.015*lg(59.23*10) + 0.95*lg(105.34*10) + 0.035*lg(155.35*10)
=-3.9753
µ =105.8638*10 [N.s/m ]



•

Tính nhiệt dung riêng của lỏng R ( C ):
Nhiệt dung riêng của lỏng C được tính theo công thức:

1
288
ρ 27
7

C=

(0.762+0.0034* T ) (14)

Với ρ =0.58538;T =367K là nhiệt độ sau khi đun
Thay giá trị ρ và T vào công thức (14) ta có:

1
0,58538
C=

•

*(0.762+0.0034*367)=2.62684 kJ/Kg.K=2626.84 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:

 30,9166.268,0381.103 

α1 = 7,77.10 
528,1 − 30,9166


−2

<=>α =3.953* q0,7 [w/m2.K]

0 , 033

528,1 

.
−3 
 4,7811 .10 

0.333

.

( 0,1903) 0,7 5.q 0,7
(105,8638.10−6 ) 0,45.( 2626,84) 0,117 .( 367) 0,37


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:

α2

= 1,36.A.L0,35.d

−0 , 25
t

.q0,5 (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 =449K.Theo tài liệu tham khảo thì A=5,9. 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 20ft (2.4;3.6;4.8 và 6 m) ( theo tiêu chuẩn TEMA) và 3-6
m(theo tiêu chuẩn Nga)
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 cũng thay 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
•

α

Thay các thông số tìm được và lựa chọn vào công thức (15) ta tính được
=1,36*5,9*60,35 * (0.02)-0,25 * q0,5
α =39.95* q0,5 [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: δ1/λ1=0.0002 (m2.K/W); δ2/λ2 =0.0005 (m2.K/W)
Chọn ống trao đổi nhiệt là thép cacbon có δ =0.0025(m),
λ =49.16(w/m.K) (ở 176 C)
Ta có K như sau: Thay các thông số vào công thức (6):

K=

1
1 δ1 δ t δ 2
1
+ + +
+
α 1 λ1 λt λ 2 α 2

= =

• Gọi chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi nước (449K) và nhiệt độ của

hỗn hợp lỏng-hơi

khi sôi (367K) là ∆T (coi ∆T chính là ∆Ttb=449-367=83.5K).

•

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 số
q (giả sử)[w/m]
α=3.953 * q0.7 [w/m .K]

Lần, kết quả tính
1

2

3

4

5

6

89100

87000

88000

89500

89000

92000

11530.3159

11339.4056

11430.4857 11566.526

11521.2558 11791.7508


α =39.95* q0.5 [w/m .K]

11924.9244

11783.5571

11851.0852

11951.662

11918.2307 12117.435

K

1085.2545

1082.3576

1083.7489

1085.7955

1085.1187

1089.1019

82.1

80.38

81.2

82.43

82.02

84.47

∆T

[w/m .K]
[K]

Từ số liệu ở bảng 5, lập đồ thị quan hệ q và ∆T như hình 1

Hình 1: Đồ thị quan hệ q và ∆T
Từ hình 1 ta sẽ tìm được giá trị q ứng với giá trị ∆T=83.5K.Đây chính là giá trị nhiệt tải
riêng q cần tìm.Từ hình 1 ta nội suy, với giá trị ∆T =83.5K ta tìm được

q ≈ 90817 w/m .

Khi biết nhiệt tải riêng q , ta có thể tính được hệ số truyền nhiệt K vì
q =K* ∆T (17)=> K= qt/∆T =90817/83.5= 1087.63 [w/m .k]
Tuy nhiên, khi đã biết q t 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=

F = Q/(K. ∆T),

Q
K .∆T

(18)


F=

Hoặc F = Q/qt,

Q
q

(19)

Theo công thức (19) ta có:
F= =11.388 m
Vậy bề mặt trao đổi nhiệt có diện tích khoảng 11.388 m .
4.3.5- Chọn thiết bị trao đổi nhiệt

Khi biết bề mặt trao đổi nhiệt F =7 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
Đường kính
thiết bị,
D(mm)

478

630

Ống trao đổi nhiệt
Đường kính
ngoài,
d(mm)

Số
ống

Chiều
dài ống,
L(m)

Bề mặt

trao đổi
nhiệt,
F(m)

Số hành
trình,
n

Áp suất
làm việc,
at

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

PP800-40

PP-1400-40

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