Bài tập lớn Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI
VIỆN KỸ THUẬT HÓA HỌC
BỘ MÔN QUÁ TRÌNH- THIẾT BỊ CÔNG NGHỆ HÓA VÀ THỰC PHẨM
**************************************
BÀI TẬP LỚN
TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT GIÁN TIẾP
Họ và tên : Nguyễn Quang Hưng MSSV: 20091377
Lớp: KTHH4- K54
ĐỀ SỐ: 30
Đun nóng dung dich: CS2 – CCl4 bằng thiết bị gia nhiệt loại ống chùm đặt thẳng đứng với: 
 Năng suất của thiết bị : 1,5 kg/s.
Dùng hơi nước bão hòa làm chất tải nhiệt có áp suất : 1,6 at.
Dung dịch được đun nóng từ nhiệt độ ban đầu 20oC đến nhiệt độ cuối 60oC. Nồng độ của dung dịch gồm 35% khối lượng là CS2 và 65% khối lượng là CCl4
Yêu cầu:
Vẽ sơ đồ cấu tạo và giải thích nguyên tắc làm việc của thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp loại ống chùm đặt thẳng đứng.
Hãy xác định: 
Bề mặt trao đổi nhiệt.
Số ống truyền nhiệt.
Đường kính và chiều cao của thiết bị.
MỤC LỤC
III. THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ:
Nguyên liệu đầu tiên là NaCl có nồng độ 28%, nhiệt độ 25oC được bơm từ bồn chứa vào thiết bị gia nhiệt với suất lượng 5,5 kg/s để gia nhiệt lên đến nhiệt độ sôi là 100oC.
* Thiết bị gia nhiệt là thiết bị trao đổ nhiệt dạng ống chùm. Thân hình trụ, đặt đứng, bên trong gồm nhiều ống nhỏ, được bố trí theo đỉnh hình tam giác đều. Các đầu ống được giữ chặt trên vĩ ống và vĩ ống được hàn dính vào thân. Hơi nước bão hòa có áp suất 5 at đi bên ngoài ống (phía vỏ). Dung dịch được bơm vào thiết bị, đi bên trong ống, từ dưới đi lên. Hơi nước bão hòa sẽ ngưng tụ trên các bề mặt ngoài của ống và cấp nhiệt cho dung dich nâng nhiệt độ của dung dịch lên đến nhiệt độ sôi.
Dung dịch sau khi được gia nhiệt, sẽ được đưa vào thiết bị cô đặc, gồm có 3 phần chính.
* Buồng đốt: Bộ phận nhận nhiệt là dàn ống, gồm nhiều ống nhỏ, được bố trí theo đỉnh hình tam giác đều, các đầu ống được giữ chặt trên vĩ ống. Trong đó, hơi đốt sẽ ngưng tụ bên ngoài ống và sẽ nhả nhiệt, truyền nhiệt cho dung dịch chuyển động bên trong ống. Dung dịch đi bên trong ống từ trên xuống và sẽ nhận nhiệt do hơi đốt ngưng tụ cung cấp và sẽ sôi, làm hóa hơi một phần dung môi. Điều kiện cần thiết để quá trình truyền nhiệt xảy ra là phải có sự chênh lệch nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch.
Hỗn hợp hơi lỏng đi qua khỏi dàn ống đến buồng bốc.
KẾT LUẬN
LÝ THUYẾT
CẤU TẠO VÀ NGUYÊN LÝ LÀM VIỆC
Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm được sử dụng rộng rãi trong công nghiệp Hóa- Thực phẩm. Thiết bị này chỉ làm việc ổn định khi chênh lệch nhiệt độ giữa vỏ thiết bị và ống ∆t ≤ 50oC. Nếu ∆t ≥ 50oC, phải tìm cách bù lại sự giãn nở không đều bằng cách dùng vòng bù khi áp suất làm việc P ≥ 3,5 atm; dãn dài ≥ 10-15mm.
Trong bài tập này không phải sử dụng vòng bù nhiệt.
Cấu tạo: 
Gồm có vỏ hình trụ, hai đầu hàn hai lưới đỡ ống, các ống truyền nhiệt 5 được ghép chắc, kín vào lưới ống. Đáy và nắp nối với vỏ bằng mặt bích có bulông ghép chắc. Trên vỏ, nắp và đáy có cửa ( ống nối ) để dẫn chất tải nhiệt. Thiết bị được cài đặt trên giá đỡ bằng tai treo hàn vào vỏ. Các ống lắp trên lưới ống cần phải kín bằng cách nong hoặc hàn, đôi khi người ta còn dùng đệm để ghép kín.
 1- Thân thiết bị
 2- Nắp trên
 3- Đáy dưới 
 4- Mặt bích và bu lông
 5- Ống truyền nhiệt
 6+7- Lưới đỡ ống
 8- Tai đỡ 
Các ống trao đổi nhiệt bên trong có thể bố trí theo hình lục giác đều, hình tròn đồng tâm, hình vuông.
Nguyên lý làm việc
Lưu thể II ( CS2 – CCl4 ) đi từ dưới đáy qua các ống lên trên và ra khỏi thiết bị, còn lưu thể I (hơi nước bão hòa ) đi vào từ cửa trái của vỏ vào khoảng trống giữa các ống và vỏ, sau khi trao đổi nhiệt ở thân (hơi nước bão hòa truyền nhiệt cho hỗn hợp) rồi đi ra phía dưới bên phải.
ƯU, NHƯỢC ĐIỂM VÀ ỨNG DỤNG
Ưu điểm:
Kết cấu ngắn gọn, chắc chắn.
Công nghệ chế tạo không phức tạp.
Bề mặt truyền nhiệt lớn.
Dễ vệ sinh, sửa chữa.
Nhược điểm:
Khó chế tạo bằng vật liệu dòn
Giá thành cao
Ứng dụng:
Làm bình ngưng tụ và hơi môi chất.
Làm bình bốc hơi cho máy lạnh
Làm bình quá lạnh
TÍNH TOÁN
Chọn thông số kỹ thuật:
Chọn vật liệu thép CT3.
Chiều cao của ống: H = 1,5 (m ).
Chuẩn số Reynolds: Re = 10500.
Đường kính ống: d = 34x2 mm.
Bề dày ống truyền nhiệt: δ = 2 mm = 0,002 m.
Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa hai lưu thể:
112,7
112,7
20
 60
to
oC
Ở 1,6 at, hơi nước bão hòa có to = 112,7oC, ta chọn thđ= 112,7(oC)
Hiệu số nhiệt độ lớn:
 ∆tđ = 112,7 – 20 = 92,7(oC).
Hiệu số nhiệt độ bé:
 ∆tc = 112,7 – 60 =62,7(oC).
Nhận thấy nên nhiệt độ trung bình của hai lưu thể được xác định: ∆ttb = = = 77,7(oC).
Nhiệt độ trung bình của từng lưu thể là:
 t1tb = 112,7 (oC)
 t2tb = 112,7 – 77,7 = 35(oC).
Tại ttb = 35(oC) nội suy theo bảng I.153 trang 171 sổ tay hóa công 1:
 CCS2 = 1010,25J/kg.độ
 CCCl4 = 884,75 J/kg.độ
 → Cp = aCS2 .CCS2 + aCCl4 .CCCl4
 Cp =0,35.1010,25 + 0,65.884,75 = 928,675 J/kg.độ
Tính nhiệt lượng trao đổi Q
 Q = G.Cp(tc – tđ)
Trong đó: G - lưu lượng hỗn hợp ban đầu, G = 1,5 kg/s;
 Cp - nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại t2tb = 35 oC	
 Với Cp =928,675 J/kg.độ
 Vậy : Q = 1,5 . 928,675 . (60 – 20) = 55720,5 (W)
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.độ 
Trong đó: r - Ẩn 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 = 112,7 oC nội suy, ta có:
 r = 2226,98.103 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= 112,7- 2= 110,7 (oC)
 Khi đó ta có nhiệt độ màng nước ngưng là:
 (oC)
 Từ tm = 111,7 oC tra bảng ta được:
 A = 184,265
 Vậy : 
 α1 =11033,71557 W/m2.độ
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;
ε1- hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường kính d của ống.
Ta chọn d = 34x2 mm. H = 1,5 m . Dựa vào bảng 1.3 ta có : 
 → ε1 = 1
Tính chuẩn số Pr theo công thức :
 Trong đó: Cp - nhiệt độ riêng của hỗn hợp ở t1tb;
 μ - độ nhớt của dung dịch ở t1tb;
 λ - hệ số dẫn nhiệt độ ở t1tb 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 = 928,675 J/kg. độ
 ε - hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng, với chất lỏng không tan lẫn ( dung dịch CS2- CCl4 ) thì ε kết hợp = 4,22.10-8
Tại t2tb = 35 oC nội suy ta có :
 ρCS2 = 1240,5 kg/m3
 ρCCl4 = 1565,5 kg/m3
 → 
Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp là:
 λ = 0,126 W/m.độ
Tại t2tb = 35 oC ta có:
 μCS2 = 0,3045.10-3 Ns/m2
 μCCl4 = 0,79.10-3 Ns/m2
 → lg(μhh) = xF.lg(μCS2) + ( 1 – xF ).lg(μCCl4)
 lg(μhh) = 0,21lg(0,3045.10-3) + (1 – 0,21).lg(0,79.10-3)
 → μhh = 0,6467.10-3 (Ns/m2) 
 Do đó: 
Tính chuẩn số Prt :
 Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:
 q1 = α1.∆t1 =11033,71557 . 2 
 q1 = 22067,43(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.độ; 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
 ∑rt = 1,667.10-3 (m2.độ/W)
Do đó: ∆tt = q1.∑rt= 22067,43 . 1,667.10-3 = 36,787 (oC)
 → tt2 = tt1 – ∆tt = (112,7 - 2) – 36,787 = 73,913 (oC) 
 ∆t2 = tt2 – t2tb = 73,913- 35 = 38,913 (oC)
Tại tt2 = 73,913 oC nội suy ta có:
 CCS2 = 1035,435 J/kg.độ
 CCCl4 = 938,696J/kg.độ
 	 → Cpt = 0,35.1035,435 + 0,65.938,696	
 Cpt = 972,555 (J/kg.độ)
Tại tt2 = 73,913 oC nội suy ta có:
 ρCS2 = 1175,652 kg/m3
 ρCCl4 = 1485 kg/m3
 →
Tại tt2 = 73,913 oC nội suy ta có:
 μCS2 = 0,2222.10-3 Ns/m2
 μCCl4 = 0,5079.10-3 Ns/m2 
 → lg(μhh) = xF.lg(μM) + ( 1 – xF ).lg(μN)
 lg(μhh) = 0,21.lg(0,2222.10-3) + (1 – 0,21).lg(0,5079.10-3)
 → μhh = 0,427.10-3 (Ns/m2)
Ta được: 
 λt = 0,123(W/m2.oC)
Vậy: 
 α2 = 302,69 (W/m2.độ)
 → q2 = α2.∆t2 = 302,69. 38,913
 q2 = 11778,594 (W/m2)
Ở đây ta thấy rằng nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ q1= 22067,43 W/m2 khác rất xa với nhiệt tải riêng về phía hỗn hợp chảy xoáy q2= 11778,594 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 lần2: Giả sử chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa là 0,8oC 
a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ:
Giả sử chênh lệch nhiệt độ ∆t1 = 0,8 oC 
 → tt1= t1tb- ∆t1= 112,7- 0,8= 111,9(oC)
 Khi đó ta có nhiệt độ màng nước ngưng là:
 (oC)
 Từ tm = 112,3oC tra bảng ta được:
 A = 184,535
 Vậy : 
 α1 =13894,4924 W/m2.độ
b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2
Chọn Re = 10500
Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:
 q1 = α1.∆t1 =13894,4924 . 0,8 
 q1 = 11115,5939(W/m2)
Hiệu số nhiệt độ ở hai phía thành ống:
 ∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt
Ta có ∑rt = 1,667.10-3 (m2.độ/W)
Do đó: ∆tt = q1.∑rt= 11115,5939 . 1,667.10-3 = 18,53 (oC)
 → tt2 = tt1 – ∆tt = (112,7 – 0,8) – 18,53 = 93,37 (oC) 
 ∆t2 = tt2 – t2tb = 93,37- 35 = 58,37 (oC)
Tại tt2 = 93,37 oC nội suy ta có:
 CCS2 = 1050,03 J/kg.độ
 CCCl4 = 966,06/kg.độ
 	 → Cpt = 0,35.1050,03 + 0,65.966,06	
 Cpt = 995,45(J/kg.độ)
Tại tt2 = 93,37 oC nội suy ta có:
 ρCS2 = 1138,26 kg/m3
 ρCCl4 = 1446,27 kg/m3
 →
Tại tt2 = 93,37 oC nội suy ta có:
 μCS2 = 0,1966.10-3 Ns/m2
 μCCl4 = 0,4152.10-3 Ns/m2 
 → lg(μhh) = xF.lg(μM) + ( 1 – xF ).lg(μN)
 lg(μhh) = 0,21.lg(0,1966.10-3) + (1 – 0,21).lg(0,4152.10-3)
 → μhh = 0,355.10-3 (Ns/m2)
Ta được: 
 λt = 0,121(W/m2.oC)
 Vậy: 
 α2 = 308,77 (W/m2.độ)
 → q2 = α2.∆t2 = 308,77. 58,37 q2 = 18022,9049 (W/m2) 
Dựa vào 2 lần tính, ta có đồ thị:
 0,8
1,0
1,1
1,2
2,0
10000
17000
20000
10000
20000
22000
q
1
q
2
q
q
Tính lần 3: Chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi bão hòa tính theo đồ thị trên là 1,23 oC.
a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ:
Dựa vào đồ thị ta suy ra được ∆t1 = 1,23 oC vậy ta có:
 tt1 = t1tb- ∆t1= 112,7– 1,23 = 111,47 (oC)
 (oC)
 – Từ tm = 112,085 oC tra bảng ta được:
 A = 184,438
 Vậy : 
 α1 =12471,267 (W/m2.độ)
b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2
Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:
 	q1 = α1.∆t1 = 12471,267.1,23= 15339,658 (W/m2) 
 Hiệu số nhiệt độ ở hai phía thành ống:
 ∆tt = tt1 – tt2 = q1.∑rt= 15339,658.1,667.10-3 
 ∆tt = 25,57 (oC)
 tt2 = tt1 – ∆tt = 111,47 – 25,57 = 85,9 (oC) 
 ∆t2 = tt2 – t2tb = 85,9 – 35 = 50,9 (oC)
Tại tt2 =85,9 oC nội suy ta có:
 CCS2 = 1044,425 J/kg.độ
 CCCl4 = 954,85 J/kg.độ
 → Cpt = 0,35.1044,425 + 0,65.965,85
 Cpt = 993,35 (J/kg.độ)
Tại tt2 = 85,9 oC nội suy ta có:
 ρCS2 = 1153,2 kg/m3
 ρCCl4 = 1460,085kg/m3
 →
Tại tt2 = 85,9 oC nội suy ta có:
 μCS2 = 0,2041.10-3 Ns/m2
 μCCl4 = 0,4469.10-3 Ns/m2 
 → lg(μhh) = xF.lg(μM) + ( 1 – xF ).lg(μN)
 lg(μhh) = 0,21.lg(0,2041.10-3) + (1 – 0,21).lg(0,4469.10-3)
 → μhh = 0,394.10-3 (Ns/m2)
Ta được: 
 λt = 0,1228 (W/m.độ)
 Ta có 
Vậy: 
 α2 = 306,582 (W/m2.độ)
→ q2 = α2.∆t2 = 306,582 . 50,9
 q2 = 15605,039 (W/m2)
Dựa trên số liệu tính toán ta có bảng số liệu:
Số lần tính
Phía hơi nước ngưng tụ
Nhiệt trở và hiệu số nhiệt độ
t1tb
tt1
∆t1
tm
α1
q1
∑rt
∆tt
1
112,7
110,7
2
111,7
11033,7156
22067,43
1,667.10-3
36,787
2
112,7
111,9
0,8
112,3
13894,4294
11115,5939
1,667.10-3
18,53
3
112,7
111,47
1,23
112,085
12471,267
15339,658
1,667.10-3
25,57
Số lần tính
Phía hỗn hợp chảy xoáy
tt2
t2tb
∆t2
Prt
(Pr/Prt)0,25
α2
q2
1
73,913
35
38,913
3,376
1,09
302,69
11778,594
2
93,37
35
58,37
2,920
1,13
308,77
18022,9049
3
85,9
35
50,9
3,187
1,11
306,582
15605,039
Từ trên ta có:
 qtb = 15472,348 W/m2
Kiểm tra sai số
 ( chấp nhận)
IV. Tính bề mặt truyền nhiệt.
V. Số ống truyền nhiệt.
Số ống truyền nhiệt: 
n: số ống truyền nhiệt.
Dựa bảng quy chuẩn và chọn tổng số ống với cách sắp xếp theo hình lục giác là :
n = 37 ( ống ).
Số ống trên một cạnh của hình 6 cạnh lớn là: 4 ( ống ).
Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh là: 7 ( ống ).
Tổng số ống không kể các ống trong các hình viên phân là: 37( 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 = 1,4.0,034.(7 – 1 ) + 4.0,032
 D = 0,414 (m)
Làm tròn: D = 0,4 m = 400 mm.
VII. Tính chiều cao của thiết bị.
Với D = 400 mm,chọn nắp thiết bị hình elip có gờ, tra bảng số liệu ta chọn:
Chiều cao của lắp thiết bị: hl = ht + h
Trong đó dựa bảng số liệu ta có: ht = 100 mm.
 h = 25 mm
Vậy chiều cao của thiết bị:
L = H + 2.hl = 1,5.1000 + 2.( 100 + 25 ) = 1750 mm
VIII. Tính lại vận tốc chia ngăn: 
Xác định vận tốc thực:
 G = 1,5 (kg/s)
 n = 37 ống
 d = 0,03 m
 ρ = 826,015 kg/m3
→ 
 ωt = 0.04 (m/s)
Xác định vận tốc giả thiết:
 ωgt = 0,158 (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 = 3,95 ( ngăn )
Quy chuẩn m = 4 ( ngăn ).
Tính lại chuẩn số Reynolds:
Lượng hơi cần thiết cấp cho quá trình:
 Tại nhiệt độ t = 112,7oC ta có:
 I1 = 2703.103 ( J/kg )
 i2 = 473,1.103 ( J/kg )
 Q = D.( I1 – i1 ) 
 D: lượng hơi bão hòa cần thiết 
Vậy các kích thước của thiết bị đun nóng hỗn hợp đầu là:
 F = 3,6 (m2) – bề mặt truyền nhiệt;
 n = 37 ( ống ) – số ống truyền nhiệt;
 D = 400 (mm) – đường kính của thiết bị;
 H = 1750 ( mm ) – chiều cao giữa hai mặt bích.
 D = 0,025 ( kg ) – lượng hơi bão hòa cấp cho quá trình.