Luận Văn
Đề Tài: Tính toán thiết kế thiết
bị trao đổi nhiệt loại Kettle
nằm ngang
Mục lục
I.Lời giới thiệu. 1
II.Phương pháp tính toán 4
III.Các quá trình tính toán 7
Phần I. Tổng quan thiết bị 10
Phần II. Lựa chọn và tính toán thiết bị 12
Phần III. Tổn thất áp suất của thiết bị 14
IV.Kết luận 17
V.Phụ lục. 17
LỜI GIỚI THIỆU
Từ khi được phát hiện đến nay, dầu mỏ và khí tự nhiên đã và đang là
nguồn nguyên liệu quý giá, đóng vai trò quan trọng trong cuộc sống của con
người, ảnh hưởng trực tiếp đến hoạt động kinh tế của mỗi quốc gia. Trên thế giới
các quốc gia có dầu và ngay cả các quốc gia không có dầu đã xây dựng cho mình
nền công nghiệp dầu mỏ và hoá dầu nhằm làm tăng hiệu quả kinh tế trong việc sử
dụng dầu mỏ . Ngành công nghiệp này có tầm quan trọng đặc biệt trong nền kinh
tế quốc dân và quốc phòng các nước. Các sản phẩm dầu mỏ đã và đang góp phần
quan trọng trong cán cân năng lượng của thế giới , là nguồn nguyên liệu phong
phú, trụ cột cho nhiều ngành công nghiệp khác.
Việt Nam là một trong những quốc gia trên thế giới có tiềm năng về dầu
khí, nước ta đã và đang có những bước tiến quan trọng trong việc khai thác và chế
biến dầu mỏ thành các sản phẩm có giá trị kinh tế cao. Việc sản xuất và chế biến
các sản phẩm thương mại có nguồn gốc từ dầu thô đòi hỏi nhiều quá trình phức
tạp và tiêu tốn nhiều năng lượng. Đây là một trong những vấn đề hàng đầu quyết
định đến giá trị kinh tế của nhà máy.
Trong nhà máy lọc dầu, các phân xưởng phân tách như phân xưởng chưng

Những thông số quan trọng trong các thiết bị trao đổi nhiệt là nhiệt độ của
các lưu chất , bề mặt trao đổi nhiệt, tổn thất áp suất, Những thông số này quyết
định đến việc thu hồi nhiệt lượng sử dụng và hiệu quả của thiết bị này.
Mỗi loại có ứng dụng và tính chất khác nhau.
Những tính toán thiết kế và quá trình vận hành được trình bày trong đồ án
công nghệ I này là thiết bị trao đổi nhiệt loại Kettle nằm ngang nhằm bốc hơi lại
Cyclohexan ra từ đáy thiết bị chính.
PHƯƠNG PHÁP TÍNH TOÁN
Quá trình tính toán được tiến hành theo trình tự sau.
Thiết bị bốc hơi loại Kettel nằm ngang
Chọn thiết bị (đầu phân phối, thân và đáy thiết bị)
Dự đoán hệ số truyền nhiệt: U
Tính bề mặt truyền nhiệt: A
estime
Tính toán thiết kế (số ống, chiều dài, A
inst
. . )
Tính U
glopbal
và A
total
Tính U
Vapo
và A
Vapo
Tính U
Prechau
và A
Prechau
Tính tổn thất áp suất

Nhiệt dung riêng (kcal/kg.
0
C) 0.45
Hệ số dẫn nhiệt (kcal/h.m.
0
C)
Enthalpie (kcal/kg)
Hơi
Khối lượng riêng (kg/m
3
) 3.2
Độ nhớt (cP) 0.009
Ân nhiệt bay hơi (kcal/kg) 85.5 533.6
Thể tích riêng (m3/kg) 1.275 1051.5
Đặc trưng của chùm ống
Đặc trưng Đơn vị đo Chùm ống Vỏ
Loại BWG 14
Vật liệu Thép Carbon Thép Carbon
Đường kính ngoài De mm 19.05
Đường kính trong Di mm 14.85
Bề dày thành ống e mm 2.1
Hệ số dẫn nhiệt kcal/h.m.
0
C) 45
Chiều dài L max m 5
Bố trí ống Tự chọn
PHẦN I:
TỔNG QUAN VỀ THIẾT BỊ
I%Mục đích thiết bị bốc hơi Kettel loại nằm ngang
Thiết bị Kettle loại nằm ngang được sử dụng nhằm mục đích tận dụng nhiệt

Theo tiêu chuẩn TEMA dựa vào các đặc trưng của lưu thể:
1.1 Lựa chọn kiểu buồng phân phối
Buồng phân phối cho phép phân chia dòng lưu chất trong chùm ống có thể là
1, 2, 4, 6, passe . Số passe này giới hạn bởi:
 Tổn thất áp suất có thể chấp nhận được.
 Vấn đề giãn nỡ rất ít của các lớp ống ở các passe là bắt buộc khi có
sự chênh lệch của dòng vào và dòng ra.
Lưu thể hơi H
2
O đi vào trong ống, ít phải làm sạch thường xuyên chọn loại
đầu phân phối A.
Đặc điểm buồng phân phối và đáy vom kính:
Đáy chủ yếu hình Elipe, có thể là hình bán cầu trong trường hợp là một
passe, hình nón cụt hoặc cấu tạo thu gọn một đầu.
Loại này có những thuận lợi như sau:
 Chỉ cần một joint ở giữa buồng phân phối và lớp ống do đó hạn chế
được nguy cơ bị rò rỉ ra bên ngoài.
 Đáy hình Elipe hoặc hình bán cầu thì chịu áp suất tốt hơn tấm phẳng
mặt khác còn cho phép giảm trọng lượng và giảm chi phí hơn.
Tuy nhiên loại này có những hạn chế sau
 Đường vào bên trong các chùm ống để kiểm tra hay là vệ sinh chỉ có
thể khi tháo các ống ra khỏi buồng phân phối và joint.
Vì vậy loại này được dùng cho các sản phẩm đặc thù không yêu cầu làm vệ
sinh thường xuyên như nước hay các Hydrocacbon nhẹDDT
1.2Lựa chọn kiểu thân
Ống sử dụng kiểu chữ U được tạo thành bằng cách uốn khúc thành hai đoạn
song song rồi kết hợp lại.Giá thành thấp, ít có nguy cơ rò rỉ, chịu đựng ở áp suất
cao. Có khả năng giãn nở đồng đều cho phép chịu dòng nhiệt lớn.
Tuy nhiên có những hạn chế của loại ống chữ U:
 Nó được dành riêng cho loại sản phẩm đặc thù đi trong hoặc đi ngoài

+ Có khả năng giãn nở đồng đều cho phép chịu dòng nhiệt lớn.
∗
Hạn chế của loại ống này.
+ Nó được dành riêng cho loại sản phẩm đặc thù đi trong hoặc đi
ngoài ống.
+Tốc độ lớn tại khúc uốn có thể gây nên mài mòn đặc biệt đối với
dòng có hạt rắn.
Vì vậy, loại này được thường dùng với áp suất trung bình hoặc cao
và nhiệt độ cao trong trường hợp việc gắn kết là quan trọng. Chẳng hạn như hơi
nước trong ống, thiết bị đun sôi lại kiểu Kettle.
PHẦN II:
LỰA CHỌN VÀ TÍNH TOÁN THIẾT BỊ.
I. LỰA CHỌN THIẾT BỊ .
Để lựa chọn loại thiết bị theo tiêu chuẩn TAME, chúng ta dựa vào đặc
trưng của các lưu thể. Lưu thể đi ngoài ống là Cyclohexan dễ đóng cặn trên thành
ống, thân thiết bị chọn loại thường dùng là loại K đặc trưng cho reboileur. Lưu thể
đi trong ống chữ U là nước nên không cần làm sạch thường xuyên, nên chọn đầu
phân phối loại A chi phi rẻ,chịu lực tốt và ít cần tháo lắp.
Vậy thiết bị lựa chọn theo tiêu chuẩn là loại: TAME AKU
II. TÍNH BỀ MẶT TRUYỀN NHIỆT:
Tính hệ số màng của lưu thể đi trong và ngoài ống.
1.Tính cho lưu thể đi trong ống.
Hệ số màng của nước khi bay hơi. Chọn giá trị:
hi = 8000 (kcal/h.m
2
.C)
2.Tính cho lưu thể đi ngoài ống.
Hệ số màng của Cyclohexan phụ thuộc vào nhiệt độ & độ nhớt
Dùng hàm Solver có he tối ưu =2300 (kcal/h.m
2

=
i
e
D
DRsi*
0.000128
Hệ số truyền nhiệt được xác định theo công thức
⇒
U = 854.638 (kcal/h.m
2
.C)
Do đẳng nhiệt
Nhiệt do Cyclohexan Q
1
= M
1
*r
1
= 1111500 Kcal/h
Nhiệt do hoá hơi của nước Q
2
= M
2
*r
2
= 1112556 Kcal/h
Lượng nhiệt trao đổi trong quá trình

=
+

0.2572(m
2
)
Số ống là
==
a
A
N
est
203 (ống)
⇒
Nc =204 ống
Theo bảng tra :”Perry’s Chemical Engineers ‘ Handbook ‘
+ Chọn xếp ống hình vuông
+ P = 1 inch, 2 passe

⇒
Số ống chuẩn cần chọn là 204 ống .
Nếu tính A
cong
= 5%A
est
thì diện tích cần thiết :

==
LNc*π*de**1.05A
inst
55.095 (m
2
)

25
5.83
5.83
5.108
5.108
=∆⇒
=
=
↑
=
=
↓
 Tính toán các hệ số màng sôi
Theo công thức của Mostinski

[ ]
12
r
1.2
r
0.17
r
0.70.69
Cnb
P*10P*4P*1.8*q*P*0.00658h
++=
Công thức tính đơn giản

C
F*F*P*












=
−
1*
1.41
14.1
*8.1*10*1.41*
095.55
48.1289952
*10*3.5492h
17.0
0.69
5
0.7
5
1
= 1455.115 W/m
2
.
0

Cần
= 53.9176 (m
2
) < A
inst
=55.095 (m
2
)
→
2.13% thoả điều kiện <5%
 Sự kiểm tra về nhiệt lượng dòng
Theo công thức Mostinski

9.035.0
0.9
r
0.35
rcmax1
)
1.41
14.1
1(*)
1.41
14.1
(*4110*367
)P(1*P*P*367q
−=
−=
= 419358.2955 W/m
2


==Φ
bb
ψ
*2.2
0.2625

=Φ=
bb
qq *
max1max
110095.7341 W/m
2
Vậy q
binst
<< q
bmax
III.TÍNH THIẾT BỊ
D
b
=0.46 m = 460 mm
Chọn khoảng cách từ chùm ống chữ U đến thành thiết bị = 0.05 m = 50 mm
Chọn chiều cao của vách ngăn = 0.2 m = 200 mm
Vậy B = 0.71m = 710 mm
Giả sử B =2/3 D
c
,sử dụng công thức tính diện tích hình quạt kết hợp với hàm
Solver ở bảng tính Excel ta co Dc = 1.25 m thoả điều kiện V
h
< 0.8*V

 Đường ống dẫn lỏng Cyclohexan vào.
 Một cửa hơi H
2
O vào,một cửa H
2
O ngưng ra.
 Một cửa lỏng Cyclohexan vào,2 cửa hơi Cyclohexan đi ra.
Vậy tổn thất áp suất ở thiết bị do
+Lưu chất trong chùm ống chữ U
+Lưu chất tại các đường ống dẫn,và tại các cửa ra vào
I.Tổn thất áp suất do masat trong đường ống vào của lưu thể Cyclohexan
Chọn vận tốc của chất lỏng là V = 0.5 m/s
Lưu lượng lỏng vào:

==
Lt
VG
ρ
*
362.5 kg/s.m
2

Diện tích ống :

===
t
i
t
G
M

*
Re
102406.25 Chảy xoáy
Vì vậy ta áp dụng công thức sau để tính hệ số masat :
fe = 0.0035 + 0.264* Re
-0.42
f
e
= 0.005f5762
Chọn chiều dài đường ống vào L = 18 m
Tổn thất áp suất được tính theo công thức:

==∆
Li
t
e
D
LGf
P
ρ
*.2
***4
2
321.9878844 Pa = 0.00322 bar
Tổn thất do ống nối là
barPn 5.0=∆
Nên tổn thất áp suất ở trong đường ống vào là:

=∆+∆=∆
ne

π
0.0353 m
2
Xem như vận tốc hai pha là như nhau

===
tnsns
t
S
M
G
V
*
ρρ
0.02153 m/s
Ta có chuẩn số Reynol

==
L
ti
GD
µ
*
Re
1035.476
Chế độ chảy màng.
Vậy tổn thất áp suất do masat trong chùm ống thẳng :

==∆
gD

congt
PPP
∆+∆=∆
= 1.2018*10
-5
bar
Nhận xét <<0.2 bar của giả thiết.
III.Dòng lỏng ở ngoài chùm ống
Bỏ qua trở lực do các đĩa đỡ
Diện tích Cyclohexan chiếm trong thiết bị ở dạng lỏng
= 0.569816281 m
2
Chọn 3 đĩa đỡ chùm ống .
Khoảng cách giữa 2 đĩa là B = L/2 = 2.15 m
Khoảng hở giữa những lỗ trống trong chùm ống
lm = (P- de)*(Db-de)/p
SSSS
tubehåitbloíng
−−=
= 0.1102375m
Vậy A
CT
= lm*B = 0.237010625 m
2
Do sự đẳng nhiệt .Nhiệt độ lưu thể vào = nhiệt độ lưu thể ra,nên chọn nhiệt
độ thành là nhiệt độ trung bình của hai lưu thể nóng và lạnh Tp = 96
0
C
IV.Tổn thất áp suất ở cửa vào
Điều kiện được xác định theo đường kính thiết bị là:

ρ
υ
=
 Của H
2
O ngưng = 0.036642494 m/s
 Của hơi Cyclohexan = 33.984375 m/s
Công thức tính trở lực tại mỗi cửa ra:
ρ
υυρ
5950
5950*
2
=→<
2
**5.1
2
υ
ρ
=∆Pe
==
3600**
ρυ
M
Se
2
**5.0
2
υ
ρ

nhận thấy rằng : Cùng sự phát triển khoa học kỹ thuật và sự ứng dụng tin học vào
trong công nghiệp dầu khí đã giúp cho quá trình tính toán thiết kế các thiết bị trao
đổi nhiệt đơn giản hơn. Nhưng các phần mềm này chỉ có tính chất kiểm tra và
xây dựng bước đầu trong tính toán thiết kế còn để tính toán chính xác ta vẫn phải
tính toán bằng tay , sử dụng phương pháp lặp.
=∆=
∑
∆
i
P
P
Do còn những hạn chế về mặt tài liệu và kiến thức, quá trình tính toán còn
gặp nhiều sai sot ,chúng em rất mong được sự chỉ dẫn của quý thầy cô.
PHỤ LỤC

1.Échanges Thermiques A.Grange Technip
2.Raffinage et génie chimique _tome I,II_Pierre Wuithier _1972
3.Perry Pro Hand Book