PHẦN III TÍNH THIẾT BỊ PHỤ
I. Thiết bị gia nhiêt hỗn hợp đầu
3. Diện tích trao đổi nhiệt
Ký hiệu:
Th – nhiệt đôh hơi đốt – hơi nước bão hòa ở 2at: th = ttb1 = 119,60C TT1 – nhiệt độ mặt ngoài ống
TT2 – nhiệt độ mặt trong ống
Tdd – nhiệt độ dung dịch: tdd = ttb2 = 75,07330C
Δt1:hiệu số giữa hơi đốt và mặt ngoài ống Δt1= th – tT1
Δt2:hiệu nhiệt độ giữa mặt trong ống và dung dịch Δt2=tT2−tdd ΔtT: hiệu nhiệt độ giữa mặt ngoài ống và mặt trong ống(0C)
ΔtT = tT1 – tT2
δ:chiều dày thành ống (m)
Tm: nhiệt độ màng nước ngưng: tm = 0,5(th + tT1) Q1: nhiệt tải riêng phía hơi ngưng tụ
Q2;nhiệt tải riêng phía dung dịch α1:hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ α2:hệ số cấp nhiệt phía dung dịch 3.1.Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ
α1=2,04 .A.4√Δtr.H (W/m2.độ)
Trong đó:
A – phụ thuộc màng nước ngưng tm
r - ẩn nhiệt hóa hơi lấy theo nhiệt độ hơi bão hòa th (J/Kg)
Theo bảng số liệu nhiệt hóa hơi (I-254) nội suy ở th = 119,60C dùng phương pháp nội suy ta được
r = 526,28 Kcal/Kg = 2203,431.103 (J/Kg) Δt:hệ số hiệu chỉnh giữa hơi đốt và mặt ngoài ống Δt=Δt1 H- chiều cao ống (m) : H = 2m
3.2.Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch
Để xác định hệ số cấp nhiệt về phía dung dịch thì cần phải dựa vào chế đọ chảy của dung dịch và cấu tạo thiết bị
Chọn chế độ chảy xoáy Re = 104
Phương trình cấp nhiệt đối lưu cững bức STQTTB (14-2) Nu=0,021.ε1.Re0,8.Pr0,43(PrPrt)0,25
Trong đó:
ε1- hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường kính ống ta có tỉ lệ
Ta có tỉ lệ giữa đường kính và chiều dài của ống là:
L d= 2
0,025=80>50 Tra bảng V.2 STQTTB (145-2)
Ứng với: Re = 10000 ¿ } ¿¿ ⇒ ε 1 = 1 ¿
3.2.1 Nu : chuẩn số Nuyxen : Nu=α.l
α=α2 - hệ số cấp nhiệt phía dung dịch (W/m2.độ) L – kích thước hình học chủ yếu l = d0 = 0,025 (m)
λ - hệ số dẫn nhiệt của dung dịch (W/m.độ) Theo CT I-32 STQTVTB ( 123-1) λ=A.CP.ρ.
3√Mρ
Trong đó:
A – hệ số phụ thuộc mức độ kiên kết của dung dịch A = 3,58.10-8 CP – nhiệt dung riêng của dung dịch (J/Kg.độ) : CP = 2876,06
ρ - khối lượng riêng của dung dịch
Khối lượng riêng của Nước và Axit Axetic được nội suy theo STQTVTB(I-9) Theo nhiệt độ
Tại ttb2 = 75,07330C tra bảng khối lượng riêng của hỗn hợp STQTVTB.I bảng (I.2)
Nội suy { ρ A = 974 ,7520 ¿¿¿¿ Kg/m3
aF = 0,31 phần khối lượng
Vậy khối lượng riêng của hỗn hợp là:
1 ρ=aF
ρA+1−aF
ρB = 0,31
974,7520+ 1−0,31
986,7357 ⇒ρ=982,9893 (Kg/h) M - khối lượng mol phân tử của dung dịch ( Kg/Kmol)
Nồng độ phần mol của dung dịch xF = 0,5996 (kmol/Kmol)
⇒ M = xF.MA + (1-xF).MB = 18.0,5996 + (1-0,5996).60 = 34,8168 (Kg/Kmol)
λ=A.CP.ρ.
3√Mρ =3,58.10-8.2876,06.982,9893.
3√98234,8168,9893
=0,3082(W/m.độ) 3.2.2 Re: chuẩn số Reynolt
Để quá trình truyền nhiệt đạt hiệu quả, dung dịch phaii ở chế độ chảy xoáy chọn Re = 10000
3.2.3 Pr: chuẩn số Pran của dòng tính theo nhiệt độ dòng Pr =
CP.μ λ μ - độ nhớt của dung dịch (N.s/m2)
Theo bảng (I-101) STQTVTB (91-1), với nhiệt độ dung dịch ttb2 = 75,07330C
Nội suy ta được : { μ A = 0 ,384510 − 3 ¿¿¿¿ (N.s/m2)
Với xF = 0,5996 (Kmol/Kmol)
Vậy độ nhớt trung bình của hỗn hợp là:
lgμ=xF. lgμA+(1−xF). lgμB
= 0,4577.10-3 N.s/m2 Thay số vào ta được: Pr =
CP.μ
λ =2876,06.0,4577.10−3
0,3082 =4,2711 3.2.4 Prt : chuẩn số Pran tính theo nhiệt độ tường
Prt=CPt.μt
λt = μt
A.ρt.3√Mρt =μt.M
1/3
ρt4/3
với CP = λ A.ρ.3√Mρ
Prt=μt.M1/3 A.ρ
t4/3
= μt. 34,81681/3 3,58 . 10−8.ρ
t4/3 = 91,2108.106.
μt ρt4/3
Nu=0,021.ε1.Re0,8.Pr0,43(PrPrt)0,25
Nu=0,021.1.100000,8.4,27110,43.(PrPrt)0,25=62,1371.(PrPrt)0,25
Coi (PrPrt)0,25=1
Nu=62,1371
3.3.5 Tính tải nhiệt trung bình
Gọi Δt1 - nhiệt độ trênh lệch giữa thành ống và nhiệt độ trung bình của hơi nước bão hòa
Giả thuyết Δt1=tbh−tT1=2,00C
Thì tT1 = tbh - Δt1 = 119,6 – 2 = 117,60C
tm = 1
2.(tT1+tbh)=1
2.(119,6+117,6)=118,60C theo bảng số liệu A – tm STQTVTB (II-129)nội suy ta có:
A =
188−179
120−100 .(118,6−100)+179=187,37 vậy hệ số cấp nhiệt phía hơi nước bão hòa:
α1=2,04 .A.√4 Δtr.H=2,04 .187,374√2203,2.2431.103=10413,341 (W/m2.độ)
nhiệt tải riêng bên hơi nước bão hòa q1 = α1.Δt1 = 10413,341.2 = 20826,682
Khi đó hiệu số nhiệt đọ giữa 2 bề mặt thành ống được xác định theo công thức sau
ΔtT=tT1−tT2=q1.∑r
Tổng nhiệt trở thành ống .
∑r=r1+r2+λδ
t (m2.độ/W)
Tra bảng V.I STQTVTB (4-2)
R1 – nhiệt trở lớp cặn bẩn bám bên ngoài thành ống: r1 = 0,232.10-3 (m2.độ/W)
R2 – nhiệt trở lớp cặn bám bên trong thành ống: r2 = 0,387.10-3 (m2.độ/W) δ - chiều dày thành ống: δ=2,5 (mm) = 2,5.10-3 (m)
λT - hệ số dẫn nhiệt của thành ống: λT=16,3 (W/m.độ)
∑r=r1+r2+λδ
t
=(0,232+0,387+162,5,3).10−3 = 0,7724.10-3 (m2.độ/W) Do đó ΔtT=tT1−tT2=q1.0,7724 .10−3=20826,682.0,7724 .10−3=16,08660C
tT2=tT1−ΔtT=117,6−16,0866=101,51340C
Δt2=tT2−tdd=101,5134−75,0733=26,44010C
Theo bảng (I-101) STQTTB (91-1), với nhiệt đọ dung dịch tT2 = 105,0000C Nội suy ta được: μA=0,280 .10−3(N.s/m2)
μB=0,4524 .10−3(N.s/m2)
Thay vào công thức ta có;
lgμt=xF. lgμA+(1−xF). lgμB
= 0,5996.lg(0,280.10-3) + (1 – 0,5996).lg(0,4524.10-3)
⇒μt= 0,3393.10-3 (N.s/m2)
Khối lượng riêng của Anxendehit và benzen nội suy theo STQTVTB (9-1) tT2 = 101,51340C
ρA=957,10(Kg/m3) ρB=956,228(Kg/m3)
Thay vào công thức ta có:
1 ρt=aF
ρA+1−aF
ρB = 0,31
957,10+1−0,31
956,228 ⇒ρt=956,498(kg/m3)
Thay vào Prt = 91,2108.106.
μt
ρt4/3= 91,2108.106.
0,3393.10−3
956,4884/3 =3,2838
* Tính λ=A.CP.ρ.
√3 Mρ với nhiệt độ dung dịch tT2 = 101,51340C
CP – nhiệt dung riêng của dung dịch ( J/Kg.độ) theo bảng số liệu nhiệt dung riêng bảng(I.153) STQTVTB (171-1) nội suy ta có:
CA = 4233,405 (J/Kg.độ) CB= 2444,054(J/Kg.độ) Nồng độ hỗn hợp đầu: aF = 0,31
CP=aF.CA+(1−aF).CB=0,31.4233,405+(1-0,31).2444,054=2998,7528 (J/Kg.độ)
Vậy hệ số dẫn nhiệt là:
λ=3,58.10−8.2998,7528.956,498..3√95634,8168,498=0,3098(W/m.độ)
α2= Nu.λ
l =62,1371.0,3098
0,025 =770,0029
(W/m2.độ)
q2=α2.Δt2=770,0029.26,4401=20358,95 (W/m2)
|q1−q2| q1
=|20826,682−20358,95|
20826,682 =2,24 %¿¿
chấp nhận được 3.2.6 Diện tích trao đổi nhiệt được xác định theo công thức sau:
F= Q qtb Trong đó: qtb=K.Δtdd
K- hệ số truyền nhiệt
K=
1 1 α1+ 1
α2+∑r
=
1 1
10413,341+ 1
770,0029+0,7724 .10−3
=461,44
Nhiệt lượng trung bình: qtb=K.Δtdd=461,44 .75,0733=34641,854(W/m2) ⇒ F=
Q
qtb=8,4448.105
34641,854 =24,37 (m2) Số ống truyền nhiệt cần dùng là:
n0= F π.d0.H
Trong đó d0=
d+(d+2.δ)
2 =0,025+(0,025+0,0025 .2)
2 =0,0275
(m)
⇒n0= F
π.d0.H=24,37
π.0,0275.2=141,04
(ống)
Dựa vào bảng V.11. số ống truyền nhiệt loại ống chùm STQTVTB (48-2) Ta quy chuẩn số ống và tính đường kính trong của thiết bị trao đổi nhiệt
Số hình sáu cạnh: 7
Số ống trên đường xuyên tâm của hình sáu cạnh : 15
Tổng số ống không kể các ống trong hình viên phân : 169 ống Đường kính trong của thiết bị trao đổi nhiệt:
D = t.(b-1) + 4.d Trong đó:
Đường kính ngoài của ống là d = 0,03(m)
Bước ống thường chọn là : t = 1,4.d = 1,4.0,03 = 0,042 (m)
⇒D=0,042.(15−1)+4 .0,03=0,708(m) Ta quy chuẩn là D = 0,7 (m)
Vận tốc dung dịch trong ống
Theo giả thiết ( chế độ chảy xoáy với Re = 104)
⇒wgt=Re.μ
ρ.d =104.0,4577 .10−3
982,9893.0,025 =0,1862
(m/s)
Tốc độ chảy thực tế của thiết bị gia nhiệt được xác định theo công thức sau
wt= G
ρ.n.π.d2 4 .3600
Trong đó : G – khối lượng hỗn hợp đầu Kg/h G = 13500 (Kg/h)
ρ - khối lượng riêng của hỗn hợp đầu d – đường kính trong của ống
thay số ta có:
wt= G
ρ.n.π.d2 4 .3600
= 13500
982,9893.169.π.0,0252
4 .3600
=0,0459
Ta thấy :
wgt−wt
wgt =75,35 %>5 %
Vì vậy ta phải tiến hành chia ngăn ngoài thiết bị gia nhiệt hỗn hợp đầu, số ngăn được xác định theo công thức sau
wgt
wt =0,1862
0,0459=4,05
(ngăn) Ta quy chuẩn thành 4 ngăn
Khi chia lai ngăn ta tính lại chuẩn số Re
Re= 4 .F
π.d.nt.μ= 4 .16500 π.0,025.169
4 .0,4577 .10−3
=15433,34>104