I. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ GIA NHIỆT HỖN HỢP ĐẦU.
I.2. Tải nhiệt trung bình cho quá trình truyền nhiệt
• Các chuẩn số cần thiết.
- Khối lượng riêng của hỗn hợp tại nhiệt độ trung bình ta tính bằng công thức sau:
Với tF = 46,341oC. Nội suy theo bảng I.2 [I – 9] ta được
ρA = 761,0249 kg/m3
ρB = 851,0249kg/m3
ρ = 821,866 kg/m3 - Tính độ nhít của dung dịch
lgµdd = xtb.lgµA+ (1 - xtb).lgµB [I – 84] [I – 84]
Tại ttb = 46,341oC. Nội suy trong bảng I.102 , [I – 91] ta có
µA = 0,256.10-3 Ns/m2
µB = 0,4565.10-3 Ns/m2
lgµdd = 0,37.lg(0,256.10-3) + (1 – 0,37)lg(0,4565.10-3) µdd = µx = 0,3686.10-3 Ns/m2
- Tính chuẩn số Reynon.
Chọn vận tốc của dung dịch đi trong ống là 0,5m/s
chế độ chảy xoáy
- Hệ sè dẫn nhiệt của dung dịch, λ
, w/m.độ[I – 123] [I –
123] Trong đó:
A: hệ số phụ thuộc mức độ liên kết của chất lỏng. Vì Rượu Etylic và Nước là 2 chất lỏng không liên kết nên A = 4,22.10-8
Cp: nhiệt dung riêng đẳng áp của chất lỏng, J/kg.độ
ρ: khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m3
M: khối lượng mol tỷ lệ giữa chất lỏng 1 phân tử chất đã cho và 1/16 khối lượng nguyên tử oxi
Ta có: M = MF =70,6kg/kmol Cp = 1978,986 J/kg.độ
ρ = 821,866 kg/m3
- Tính chuẩn số Pran của hỗn hợp.
[II – 12]
- Tính chuẩn số Nuyxen
[II – 12] Trong đó:
Prt: chuẩn số Pran tính theo ttb của tường.
ε1: hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường kính.
Ta có: Đường kính ống dn = 38mm Chiều dài H = l = 1,5m
Với và Re > 104. Tra bảng 4.1 trong [III – 197] ta có ε1= 1,02 Do chênh lệch giữa vỏ và dòng lưu thể là khá nhỏ nên ta có thể coi
Nu = 0,021.1,02.367900,8.4,6760,43.10,25 Nu = 186,83
• Tính hệ số cấp nhiệt.
- Hệ số cấp nhiệt phía hơi đốt α1
, w/m2.độ[II – 28] [II – 28]
Trong đó:
r: Èn nhiệt ngưng tụ của nước, J/kg H = l = 1,5m
A: hệ số phụ thuộc vào nhiệt độ màng, tm.
tT1: nhiệt độ của bề mặt tường, tiếp xúc với nước ngưng, oC tbh: nhiệt độ của hơi nước bão hoà, oC
∆t1 = tbh – tT1
∆t1: hiệu số nhiệt độ giữa tbh và nhiệt độ phía tường tiếp xúc với nước ngưng. Chọn ∆t1 = 5,2oC
Ta có nhiệt độ thành ống phía hơi ngưng tụ là: tT1 = tbh - ∆t1
tT1 = 119,6 – 5,2 = 114,4oC Nhiệt độ màng nước ngưng tụ là
tm = 0,5.(114,4 + 119,6) = 117oC
Với tm = 117oC. Nội suy trong [II – 29] ta được A = 186,65 Tại tT1 = 114,4oC ta có r = 2217,497.103 J/kg
Vậy hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ là:
α1 = 8792,25 w/m2.độ
- Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ
q1 = α1.∆t = 8792,25.5,2 = 45719,7 w/m2 - Hiệu số nhiệt độ ở hai bề mặt thành ống
∆Tt = tT1 – tT2 = q1.Σr
Với [II – 3]
Trong đó:
r1, r2: nhiệt trở của cặn bẩn bám vào hai bên thành ống phía hơi đốt và phía dung dịch, m2.độ/w
δ: chiều dày của thành ống, δ = 2,5.10-3m r1, r2 tra bảng PL.12 [III – 346] ta có
m2độ/w ∆T1 = 45719,7.3,948.10-4 = 18oC
- Nhiệt độ thành ống phía dung dịch tT2 = tT1 - ∆tT = 114,4 – 18 = 96,4oC
- Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch.
∆t2 = tT2 – ttb = 96,4 – 46,341 = 50,059oC
- Hệ số cấp nhiệt α2 phía dung dịch
- Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch
q2 = α2.∆t2 = 883,196.50,059 = 44211,91 w/m2 Ta có:
Vậy chọn ∆t1 = 5,2oC là phù hợp - Nhiệt tải riêng trung bình
w/m2
• Bề mặt chuyền nhiệt.
m2
• Tổng số ống n.
- Tổng số ống n được tính theo công thức.
Trong đó:
f: diện tích xung quanh của một ống, m2 f = π.dn.h, m2
f = 3,14.0,038.1,5 = 0,17898 ống
Quy chuẩn n = 61 ống bảng V.11 [II – 48]
Ta bố trí ống sắp xếp theo hình 6 cạnh gồm 4 hình. Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh là b được tính theo.
b = 2a – 1
a được tính theo công thức: n = 3a(a - 1) + 1[II – 48] [II – 48] 61 = 3a(a - 1) + 1 a2 – a – 20 = 0 a = 5 và a = - 4 Vậy b = 2.5 – 1 = 9 ống - Số ngăn ωt: tốc độ chất láng thực tế chảy trong ống, m/s. ωt = ωt = m/s Theo lý thuyết ta chọn: ωt = 0,5 m/s.
Do lý thuyết lớn hơn thực tế nên ta phải chia ngăn.
• Số ngăn. m =
Theo nguyên tắc số ngăn phải chẵn nên ta chọn m = 4 ngăn.
• Tính đường kính thiết bị.
D = t(b – 1) + 4.dn [II - 49] [II - 49]
Trong đó:
Chọn t = 1,5 dn = 1,5.0,038 = 0,057 m
D = 0,057(9 – 1) + 4.0,038 = 0,608 m.
Vậy thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu có các thông số sau: F = 12,56 m2 L = 1,5 m dn =38 mm D = 608 mm n = 61 ống m = 4 ngăn