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 1: Tính tốn thiết bị đun bốc loại Kettle đáy tháp tách C /C • Chất tải nhiệt nóng: nước bão hòa 10at, 176 C (449K) • Chất tải nhiệt lạnh (sản phẩm cần đun bốc hơi): sản phẩm đáy tháp tách C /C (R) 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 thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp Xác định lượng tải nhiệt: Q(KJ/Giờ, KW) Xác định hiệu số nhiệt độ trung bình: ∆t Xác định hệ số truyền nhiệt K (Tìm K), (KJ/m.giờ C) [W/m độ] Xác định bề mặt trao đổi nhiệt: F ( m ) Tìm số thiết bị trao đổi nhiệt hoạt động tiêu chuẩn lp song song hoc ni tip cn thit 4.3.1-Xác định t¶i nhiƯt Q: Tải nhiệt Q xác định dựa vào phương trình cân 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 lưu lượng nguyên liệu, lượng lỏng, lượng H entanpy nguyên liệu lỏng nhiệt độ trước đun (T) (chưa biết) H entanpy lỏng nhiệt độ sau đun T (T =367K) H entanpy nhiệt độ sau đun T Ta biết A, T thơng số khác chưa biết: • M , M , M: lưu lượng cấu tử i A, R, V(Kg/giờ) • H: entanpy cấu tử i nhiệt độ T (KJ/Kg) • H , H: entanpy cấu tử i thể lỏng nhiệt độ T (KJ/Kg) 4.3.1.1- Tính A, R, V, T hay M , M , M T • Tính R, V: Để tính R, V ta dựa vào phương trình cân vật chất Ở trạng thái lỏng-hơi ta có quan hệ: x = x.[1 + v ( k - 1)] (2) Trong đó: x số mol cấu tử i mol hỗn hợp khỏi đáy tháp A(nồng độ phần mol) k số cân cấu tử i 16.1 at, 94 C (367K) v tổng số mol cấu tử thể mol hỗn hợp đầu A.Chọn v=0.35 Kết tính x cho bảng 1: Bảng 1: kết tính x 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 khối lượng cấu tử R • Gọi số kmol lỏng R hỗn hợp A n n= R M Rtb , R=30500Kg/giờ M phân tử lượng, tính theo cơng thức: M = x M = 0.015*44+0.95*58+0.035*72=58.28 M phân tử lượng cấu tử i Do vậy, n = =523.3356 kmol/giờ Số mol cấu tử R (n ) khối lượng cấu tử R (M) là: Với n =n x , M =M n n =523.3356*0.015=7.850034 kmol/giờ M=7.850034*44=345.4015 kg/giờ n =523.3356*0.95=497.1688 kmol/giờ M =497.1688*58 = 28835.7904kg/giờ n =523.3356*0.035=18.31675 kmol/giờ M =18.31675*72=1318.8058kg/giờ Gọi số kmol hỗn hợp đầu A n ;số kmol v n , ta có: n = n =523.3356*=747.6223 kmol/giờ n = n - n =224.2866789 kmol/giờ số mol cấu tử A (n ) khối lượng cấu tử A (M) là: với n =n * x M = M * n n =747.6223*0.01914=14.3095 kmol/giờ M =14.3095 *44=629.618 kg/giờ n =747.6223*0.95285=712.3719 kmol/giờ M =712.3719*58=41317.5702 kg/giờ n =747.6223*0.02828=21.1428 kmol/giờ M=21.1428*72=1522.2816 kg/giờ Nồng độ phần mol cấu tử khỏi nồi tái đun y phương trình: phải thỏa mãn y =k * x (3) 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≈ Do vậy, số kmol cấu tử v (n ) khối lượng cấu tử v ( n) Với n = n *y M =M *n n =224.2866789*0.0288=6.4595 kmol/giờ M =6.4595*44=284.218 kg/giờ n =224.2866789*0.9595=215.2031 kmol/giờ M =215.2031*58= 12481.7798kg/giờ n =224.2866789*0.0126=2.826 kmol/giờ M =2.826*72=203.472 kg/giờ Số liệu tính cấu tử A, R V cho bảng 2: Bảng 2: Nồng độ phần mol khối lượng cấu tử A, R 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 0.95285 41317.5702 0.9595 12481.7798 C5 H 0.035 1318.8058 0.02828 1522.2816 0.0126 203.472 Tổng 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 khỏi đáy tháp chưng cất trước vào nối tái đun (A) Bằng phương pháp giả sử hỗn hợp rat a tính nhiệt độ đáy tháp chưng cất 16.1 at.Nhiệt độ đáy tháp chưng cất phải thỏa mãn phương trình: k x =1 (5) k số cân 16.1at nhiệt độ giả định Kết tính tốn cho bảng 3: Bảng 3: Kết tính tốn 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 0.9529 C5 H 0.02828 0.35 0.0099 Tổng 1.00027 0.9992≈1 Vậy nhiệt độ hỗn hợp A trước đun 91 C (364K=T ) 4.3.1.2- T×m Entanpy : Tìm entanpy: Bằng cách tra bảng entanpy cấu tử theo nhiệt độ áp suất trạng thái hơi, lỏng hay hỗn hợp chuyển đổi đơn vị ta tính entanpy cấu tử nhiệt độ áp suất tính.Kết tra entanpy cho bảng 4: Bảng 4: Entanpy(H) khối lượng 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 41317.570 517.535 28835.790 523.35 CH 1522.2816 494.275 1318.8058 500.09 Tổng 43469.469 M H 284.218 814.1 790.84 12481.7798 30500 203.472 12969.4698 H , H entanpy lỏng cấu tử i tra 16.1at 94 C ( 201.2 F) H entanpy cấu tử i 16.1at 91 C(195.8 F) 802.47 4.3.1.3 - T×m Q : Ta có phương trình cân 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) lượng 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 việc chọn chiều lưu thể Trong trường hợp ta chọn chất tải nhiệt nóng nước bão hòa nhiệt độ phía bề mặt nóng tiếp xúc với nước bão hòa coi nhiệt độ nước bão hòa Do vậy, ta thay việc tính số nhiệt độ trung bình việc tính chênh lệch nhiệt độ nước bão hòa với nhiệt độ vào 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 nước bão hòa ( trang 375_sổ tay …Tập 1) phụ thuộc nhiệt độ: • Nếu nước bão hòa có áp suất P=6.34at có nhiệt độ T =433K nhiệt ngưng tụ 2086.72 KJ/Kg=r • Nếu nước bão hòa có áp suất P=10 at có nhiệt độ T =449K nhiệt ngưng tụ 2035.502 KJ/Kg=r Nếu ta chọn nước bão hòa có áp suất P=10at, nhiệt độ T =449K, nhiệt ngưng tụ 2035.502KJ/Kg làm chất tải nhiệt nóng chênh lệch nhiệt độ hỗn hợp A với nước bão hòa có giá trị là: ∆T =449-364=85K ∆T =449-367=82K ∆Tmax 85 = = 1.037 < ∆Tmin 82 Vì nên ∆T tính sau: ∆T = ∆Tmax + ∆Tmin = =83.5K Tuy nhiên tính tốn ta coi ∆T=∆T Đồng thời với việc lựa chọn điều kiện nước bão hòa ta định nước bão hòa cần thiết sử dụng (G ).G tính theo cơng thức: lượng G= Q tải nhiệt: Q = 3723178.411 KJ/Giờ r nhiệt ngưng tụ: r=2035.502KJ/Kg η 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 coi thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm, vỏ bọc, có khơng gian bay Trong trường hợi này, nước bão hòa 449K ống trao đổi nhiệt hỗn hợp A bên ngồi ống trao đổi nhiệt hay không gian ống trao đổi nhiệt vỏ thiết bị: Hệ số truyền nhiệt K tính theo cơng thức: K= δ δ δ 1 + 1+ t + + α λ1 λt λ α (6) Ở , α hệ số cấp nhiệt phía đun hồi lưu (hỗn hợp A), thực chất α hệ số từ bề mặt ống trao đổi nhiệt đến hỗn hợp A [w/m K] cấp nhiệt α hệ số cấp nhiệt phía nước ngưng tụ (hơi nước bão hòa G ) thực chất α hệ số cấp nhiệt từ nước bão hòa đến bề mặt ống trao đổi nhiệt [w/m K] δt λt nhiệt trở thành ống trao đổi nhiệt (ống sạch), δ λ chiều dày ống độ dẫn nhiệt ống trao đổi nhiệt.Trên thực tế ống có bề dày 0.0025÷0.004 vật liệu chế tạo ống thép cacbon λ =49.16(W/m.K) 1760C δ1 λ1 δ2 λ2 nhiệt trở hai lớp bẩn bám bề mặt ống trao đổi nhiệt (mặt (phía nước bão hòa) mặt ngồi (phía hỗn hợp A) ống trao đổi nhiệt) δ , λ chiều dày độ dẫn nhiệt lớp bẩn bám mặt ống trao đổi nhiệt δ , λ chiều dày độ dẫn nhiệt lớp bẩn bám mặt 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 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 nồi tái đun coi hỗn hợp sôi.Khi sôi sủi bọt thể tích lớn điều kiện đối lưu tự nhiên, chất lỏng thấm ướt bề mặt đun nóng áp suất nhỏ áp suất tới hạn hệ số cấp nhiệtα tính theo công thức: α =7.77*10-2*  ρV0 r   ρ − ρ0 V  R     , 033 ρ   R  σ  , 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 hệ số dẫn nhiệt chất lỏng R [W/m.K] µ độ nhớt động học chất lỏng R [N.s/m ] ρ , ρ khối lượng riêng lỏng R V.[Kg/m ] r nhiệt hóa hơi[J/Kg] T nhiệt độ bão hòa[K], (T nhiệt độ sôi hay nhiệt độ sau đun T=367K) C nhiệt dung riêng lỏng R[J/Kg.K] σ sức căng bề mặt lỏng [N/m] q nhiệt tải riêng [W/m ] Các thơng số vật lí lấy nhiệt độ bão hòa T, nghĩa nhiệt độ tạo thành hơi, xác định từ áp suất chung chất lỏng (coi T=367K, 16.1at) Cường độ cấp nhiệt thực tế không phụ thuộc vào chiều cao lớp chất lỏng bề mặt trao đổi nhiệt • Tính khối lượng riêng ρ: Khối lượng riêng pha tính theo phương trình mendeleep-Clapeyron): ρ=ρ* T0 P T P0 (8) Ở đây: ρ khối lượng riêng điều kiện chuẩn [kg/m ] T nhiệt độ sau đun [T=367K] P áp suất hỗn hợp A[P=16.1at=15.794*10 Pa] P áp suât chuẩn [ P=98.1*10 Pa] T nhiệt độ chuẩn [T =273K] Tính ρ:  ρ tính theo cơng thức: ρ = , với M phân tử lượng hỗn hợp 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 lỏng (ρ ) Khối lượng riêng lỏng tính sau: Trước tiên, ta tính tỉ khối ρ theo công thức: ρ= 0,590 M R − 6,479 0,693.M R + 7,581 (9) Ở đây, M 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 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 tính đợc ρ =0.58175 – 0.000725*(288-293)=0.58538  Vì nước 277K có ρ≈1 nên ta xem ρ= ρ367277 Coi tỉ khối khối lượng riêng nên ta có: ρ =528.1 kg/m • Tính nhiệt hóa ( r) Nhiệt hóa r tính theo công thức: n ∑ r= i =1 x iA M i ( H iTiV − H iTiR ) MA 2i (11) Ở đây, M phân tử lượng A M phân tử lượng cấu tử i H , H entanpy cầu tử i trạng thái lỏng nhiệt độ T =367K M = x M =0.01914*44+0.95285*58+0.02828*72=58.1436 Từ đó, tính 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 ranh giới lỏng xác định theo công thức: σ= 21,2.10 −6 (TK − T2 − δ ) (M R / ρ R ) / ( 12) Trong đó: σ sức căng bề mặt ranh giới lỏng [N/m] M phân tử lượng lỏng R[M =58.28] ρ khối lượng riêng lỏng R[kg/m ], [ ρ =528.1 kg/m ] T nhiệt độ sau đun[K], [T =367K] T nhiệt độ tới hạn R[K], [cần tính] δ số δ =7 K Nhiệt độ tới hạn lỏng R xác định theo công thức: T= x.T Với, x nồng độ phần mol cấu tử i R T nhiệt độ tới hạn cấu tử i Với T =369.82K;T =425.16K;T =469.65K (tra từ bảng thong số tới hạn 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 cơng thức tính sức căng bề mặt σ ta có: σ= • 21,2.10 −6 58.28 ( ) 528.1 *(425.8871-367-7)=4.7811*10 [N/m] Tính hệ số dẫn nhiệt lỏng R ( λ ) Hệ số dẫn nhiệt lỏng R tính theo cơng thức: λ= 0,1346 288 ρ 27 *(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 lỏng R: Độ nhớt động lực lỏng R ( µ ) tính theo cơng thức: Lgµ= x lg µ (13) Với, µ độ nhớt động lực cấu tử i nhiệt độ T =367K x nồng độ phần mol cấu tử i R Ta có độ nhớt động lực cấu tử i 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 cơng thức (13) ta tính 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 lỏng R ( C ): Nhiệt dung riêng lỏng C tính theo công thức: 288 ρ 27 C= (0.762+0.0034* T ) (14) Với ρ =0.58538;T =367K nhiệt độ sau đun Thay giá trị ρ T vào công thức (14) ta có: 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 thơng số vật lí vừa tính vào cơng 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] , 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 nước ngưng tụ (α ) Hệ số cấp nhiệt phía nước ngưng tụ tính theo cơng thức: α2 = 1,36.A.L0,35.d −0 , 25 t q0,5 (15) Ở đây, A hệ số phụ thuộc nhiệt độ trung bình (nhiệt độ ngưng tụ trung bình).A=ϕ(T ) L chiều dài ống trao đổi nhiệt [m] d đường kính ống trao đổi nhiệt [m] q nhiệt tải riêng bề mặt [w/m ] • Tính A: Nhiệt độ ngưng tụ trung bình ( T ) tính theo cơng thức: T =0.5 ( T + T ) (16) Trong đó: T nhiệt độ bão hòa[K] T nhiệt độ thành ống trao đổi nhiệt tiếp xúc với ngưng tụ[K] Trong thực tế, nước có khả trao đổi nhiệt đồng đều, người ta coi T≈T T≈T ≈T Như vậy, T =449K.Theo tài liệu tham khảo A=5,9 Khi T tăng hệ số A có giá trị giảm • Chọn chiều dài ống trao đổi nhiệt: Với thiết bị trao đổi nhiệt ống chum, vỏ bọc, có khơng gian bay (nối tái đun), chiều dài ống trao đổi nhiệt tiêu chuẩn 8;12;16 20ft (2.4;3.6;4.8 m) ( theo tiêu chuẩn TEMA) 3-6 m(theo tiêu chuẩn Nga) Ta chọn ống có chiều dài L=6m để tính tốn • Chọn đường kính ống: Có nhiều loại ống trao đổi nhiệt với đường kính khác nhau, đường kính ngồi từ ½ inch ( 12.7mm) đến inch (50.8 mm), đường kính thay đổi cho phù hợp (theo tiêu chuẩn TEMA).Theo tiêu chuẩn Nga hay chọn ống có đường kính ngồi từ 25 mm đến 48 mm đường kính ngồi khác Ta chọn ống trao đổi nhiệt có đường kính ngồi d =25mm, đường kính d =20mm, chiều dày ống δ = 2.5 mm • α Thay thơng số tìm lựa chọn vào cơng thức (15) ta tính =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 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 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 thép cacbon có δ =0.0025(m), λ =49.16(w/m.K) (ở 176 C) Ta có K sau: Thay thơng số vào cơng thức (6): K= 1 δ1 δ t δ + + + + α λ1 λt λ α = = • Gọi chênh lệch nhiệt độ nhiệt độ nước (449K) nhiệt độ hỗn hợp lỏng-hơi sôi (367K) ∆T (coi ∆T ∆Ttb=449-367=83.5K) • Cho q số giá trị, với giá trị q ta tính α, α , K đại lượng q/K= ∆T Kết bảng 5: Bảng 5: Kết tính α , α , K, ∆T theo q Thông số q (giả sử)[w/m] α=3.953 * q0.7 [w/m K] Lần, kết tính 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 bảng 5, lập đồ thị quan hệ q ∆T hình Hình 1: Đồ thị quan hệ q ∆T Từ hình ta tìm giá trị q ứng với giá trị ∆T=83.5K.Đây giá trị nhiệt tải riêng q cần tìm.Từ hình ta nội suy, với giá trị ∆T =83.5K ta tìm q ≈ 90817 w/m Khi biết nhiệt tải riêng q , ta tính hệ số truyền nhiệt K q =K* ∆T (17)=> K= qt/∆T =90817/83.5= 1087.63 [w/m k] Tuy nhiên, biết q t khơng cần phải tính K xác định bề mặt trao đổi nhiệt F 4.3.4- Xác định bề mặt trao đổi nhiệt F Ta dùng cơng 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 cơng 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 chọn thiết bị phù hợp.Trong công nghiệp chế biến dầu ta có loại thiết bị trao đổi nhiệt có khơng gian bay kiểu 800 PP 16/25 Đây lò tái đun có đường kính D=800mm, bề mặt trao đổi nhiệt F=40 m , áp suất làm việc thiết bị 16at, áp suất làm việc chùm ống 25 at có 86 ống trao đổi nhiệt có kích thước 25x2.5mm, chiều dài ống trao đổi nhiệt L=6m Nếu chọn thiết bị trao đổi nhiệt tái bốc kiểu 800 PP 16/16 cần thiết bị đủ đun bốc 15000 kgA/giờ Ta chọn số loại khác bảng sau: Bảng 7: kích thước thiết bị lựa chọn Đường kính thiết bị, D(mm) 478 630 Ống trao đổi nhiệt Đường kính ngồi, 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 35 Đến 25 38(38x2.5) 61 43 Đến 25 25(25x2.5) 144 34 Đến 25 38(38x2.5) 60 43 Đến 25 38(38x2.5) 117 42 Đến 25 38(38x2.5) 104 37 Đến 25 Nếu áp suất làm việc loại 800 PP 16/16 cho phép vượt 16 at chọn loại 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 thiết bị, mm 800 1400 Chiều dài thiết bị, mm 7990 8080 Chiều cao thiết bị, mm 2036 2052 Đường kính ngồi chùm ống, mm 790 830 Áp suất làm việc chùm ống, at 25 40 Số chùm ống 1 Số ống trao đổi nhiệt chùm ống 96 96 6000 6000 Đường kính ngồi ống trao đổi nhiệt, mm 25 25 Đường kính 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  ... -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 thiết bị, mm 800 1400 Chiều dài thiết bị, ... khoảng 11.388 m 4.3.5- Chọn thiết bị trao đổi nhiệt Khi biết bề mặt trao đổi nhiệt F =7 m ta chọn thiết bị phù hợp .Trong cơng nghiệp chế biến dầu ta có loại thiết bị trao đổi nhiệt có khơng gian... nhiệt tái bốc kiểu 800 PP 16/16 cần thiết bị đủ đun bốc 15000 kgA/giờ Ta chọn số loại khác bảng sau: Bảng 7: kích thước thiết bị lựa chọn Đường kính thiết bị, D(mm) 478 630 Ống trao đổi nhiệt