4.2- Tính thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống
Đề bài:
Một thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống dùng dầu điêzen đi bên
trong các ống trao đổi nhiệt để đun nóng dòng dầu thô đi bên ngoài các ống
trao đổi nhiệt có các yêu cầu như bên dưới. Giả sử dòng dầu điêzen và dòng
dầu thô chuyển động ngược chiều. Hãy tính toán và lựa chọn thiết bị trao đổi
nhiệt loại ống lồng ống trong hai trường hợp (1) ống trong là ống tròn trơn và
(2) ống trong là ống tròn, mặt ngoài có gân dọc. Các yêu cầu như sau:
Thông số Dầu thô Điêzen
Lưu lượng, kg/h 40 000 15 000
Nhiệt độ đầu vào,
o
C 25 280
Nhiệt độ đầu ra,
o
C
22
T
150
Tỷ khối,
293
277
d
0,897 0,806
Độ nhớt động học, cSt
20
o
C
40
o
C

gian giữa 2 ống.
Để xác định tải nhiệt Q ta dựa vào phương trình cân bằng nhiệt giữa 2 chất tải
nhiệt
( ) ( )
21221211
TT2TT1
HHGHHGQ −=η−=
(1)
Trong đó:
10/5/2014 1
Q là tải nhiệt hay lượng nhiệt trao đổi [W] hay [kW]
G
1
, G
2
là lưu lượng chất tải nhiệt nóng và lạnh [kg/giờ]
11
T
H
,
12
T
H
là entanpy của chất tải nhiệt nóng ở nhiệt độ
11
T
và
12
T
[kJ/kg]

lục 1) (hay các bảng biểu) để tìm entanpy của các phân đoạn dầu mỏ khi biết
tỷ trọng d và nhiệt độ
Từ phụ lục , ta tìm được các giá trị entanpy (coi như đã hiệu chỉnh):
kg/kJ69,690kg/kcal165HH
553T
11
=≈=
kg/kJ88,334kg/kcal80HH
423T
12
=≈=
kg/kJ23,50kg/kcal12HH
298T
21
=≈=
Từ số liệu trên, ta tính Q theo công thưc 1:
( )
h/kJ5,507029295,0.88,33469,69015000Q =−=
kW4,1408h/kJ5,5070292Q ==
kW4,1408Q =
Cũng từ công thức 1, ta tính được
22
T
H
và từ đó tìm được
22
T
( )
23,50H.400005,5070292Q
22

max
minmax
tb
T
T
lg3,2
TT
T
T
ln
tT
T
∆
∆
∆−∆
=
∆
∆
∆−∆
=∆
Như vậy ta có:
KT
tb
16,157
125
196
lg3,2
125196
=
−

1
K
2
22
2
1
1
t
t
1
α
+
λ
δ
+
λ
δ
+
λ
δ
+
α
=
Khi ống có gân, bề mặt ống sạch:
[ ]
KW/m
F
F
11
1

1
t
t
1
α
+
λ
δ
+
λ
δ
+
λ
δ
+
α
=
Trong công thức từ (3) đến (6):
k là hệ số truyền nhiệt [
Km/W
2
]
1
α
là hệ số cấp nhiệt từ chất tải nhiệt chảy trong ống nhỏ đến bề mặt trong của
ống nhỏ [
Km/W
2
].
2

10/5/2014 4
Việc tìm F
1
và F
2
liên quan đến TB TĐN cụ thể, do vậy ta phải chọn sơ bộ TB
TĐN. Để chọn sơ bộ TB TĐN ta phải tính được bề mặt trao đổi nhiệt giả định
cần thiết. Muốn thể ta giả định hệ số truyền nhiệt K.
Trên cơ sở số liệu chất tải nhiệt đã chọn, ta giả sử K = 300 W/m
2
K. Biết
K16,157t
0
tb
=∆
, biết K = 300 W/m
2
K, ta tính được bề mặt trao đổi nhiệt theo
công thức 7.
tb
tK
Q
F
∆
=
2
3
m3087,29
16,157.300
10.4,1408

Ống có 20 gân
2
12
m12930.3,4F.F ==ϕ=
Ống có 24 gân
2
12
m15030.5F.F ==ϕ=
b). Tính
1
α
: hệ số cấp nhiệt từ chất tải nhiệt nóng đi trong ống nhỏ đến bề mặt
trong của ống
10/5/2014 5
Ta có thể sử dụng các công thức sau để tính
1
α
nếu dòng chảy rối.
25,0
1,
1
43,0
1
8,0
1
1
1
Pr
Pr
.PrRe021,0







λ
=α
Trong đó:
1
λ
: hệ số dẫn nhiệt của vật liệu, [W/mK]
d
t
: đường kính trong của ống nhỏ, [m] (d
t
= 0,04 m)
D
t
: đường kính trong của ống ngoài, [m] (D
t
= 0,079 m)
Các thông số nhiệt vật lý được tính ở nhiệt độ trung bình của Diesel.
Re
1
và Pr
1
là chuẩn số Reynold và chuẩn số Prandt khi các thông số vật lý
được tính ở nhiệt độ trung bình.
Trong tính toán, vì chuẩn số Pr ít thay đổi theo nhiệt độ nên có thể coi.

1tb
288
277
1
T.00047,01
d
1346,0
−=λ
với
809,0d
288
277
=
( )
129,0488.00047,01
809,0
1346,0
1
=−=λ
[W/mK]
129,0
1
=λ
[W/mK]
Tính chuẩn số Reynold (Re
1
):
1
Re
được tính theo công thức:

293
277
d
= 0,806. Tính
( )
293T000725,0dd
293
277
488
277
−−=
( )
664,0293488000725,0dd
293
277
488
277
=−−=
Coi tỷ khối bằng trọng lượng riêng nên:
664
1tb
=ρ
kg/m
3
1
f
là tiết diện cắt ngang của các ống trong 1 hành trình.
Thiết bị có 2 ngăn, 14 ống, mỗi ngăn có 7 ống (
7N
1

m/s
Độ nhớt động học của diesel ở nhiệt độ trung bình
Từ bảng giá trị độ nhớt theo nhiệt độ, ta vẽ đồ thị độ nhớt phụ thuộc vào nhiệt
độ. Từ đồ thị ta sẽ tìm được giá trị độ nhớt ở một nhiệt độ nào đó.
10/5/2014 7
Từ đồ thị hình 3, ta xác định độ nhớt động học ở 215
0
C:
24,024,0
1
== cSt
υ
.10
-6
m
2
/s
Ta cũng có thể xác định độ nhớt ở một nhiệt độ bất kỳ khi biết độ nhớt ở 2
nhiệt độ khác theo công thức:
273T
273T
lgnlg
1
2
2
1
−
−
=
υ

273373
273523
lgn
21,0
45,0
lg
−
−
=
8317,0n =→
Vậy ở nhiệt độ
K488T
1tb
=
ta có:
273373
273488
lg8317,0
45,0
lg
−
−
=
υ
24,0238,0 ≈=υ→
Từ các số liệu đã cho ta tính được chuẩn số Reynold:
1000033,118833
10.24,0
04,0.713,0
Re

ρυ
C
323,3Pr
1
=
Vì nhiệt dung riêng C
1
được tính theo công thức:
( ) ( )
488.0034,0762,0
809,0
1
T.0034,0762,0
d
1
C
1tb
288
277
1
+=+=
[kJ/kg.K]
Tính
1
α
:
Áp dụng công thức 8, ta có:
1303323,333,118833
04,0
129,0

T
2221
2tb
=
+
=
+
=
K
- Hệ số dẫn nhiệt của dầu thô ở nhiệt độ trung bình
2tb
T
( )
2tb
288
277
2
T.00047,01
d
1346,0
−=λ
( )
126,05,328.00047,01
900,0
1346,0
2
=−=λ
W/mK
10/5/2014 9
126,0

2
ω
là vận tốc dòng dầu thô chảy trong tiết diện hình vành khăn giữa 2 ống,
[m/s]

2
υ
là độ nhớt của dầu thô ở nhiệt độ trung bình. [m2/s]

tb
D
là đường kính tương đương của hình vành khăn, [m].
+ Đường kính tương đương được xác định theo công thức:
031,0048,0079,0dDD
nttb
=−=−=
m
+ Vận tốc dòng dầu thô
22tb
2
2
f.3600
G
ρ
=ω
Trong đó:
2tb
ρ
là khối lượng riêng của dầu thô ở nhiệt độ trung bình
2tb

2
=−=−=
nt
dDNf
π
m
2
Do vậy
58,0
022,0.871.3600
40000
2
==ω
m/s
10/5/2014 10
Độ nhớt động học của dầu thô ở nhiệt độ trung bình:
Từ số liệu độ nhớt theo nhiệt độ, vẽ đồ thị độ nhớt phụ thuộc t từ đó tìm
2
υ
Từ hình 5, ta xác định được
7,2
2
=υ
6
2
10.7,2
−
=υ
m
2

2tb
=
ta có:
2735,328
273373
lg08975,1
8,3
lg
−
−
=
υ
27,0266,0 ≈=υ→
Vậy:
6
2
10.7,2
−
=υ
m
2
/s
+ Từ số liệu tính được, ta xác định được chuẩn số Reynold.
3,6659
10.7,2
031,0.58,0
Re
6
2
==

0
k
là hệ số phụ thuộc chuẩn số Reynold
1
ε
là hệ số phụ thuộc chuẩn số Reynold và tỷ số giữa chiều dài và đường kính
ống (l/d)
Với
3,6659Re
2
=
thì
22k
0
=
[7 – Sổ tay T2]
Với thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống đã chọn, chiều dài ống thường là
l=6,5 m. Như vậy tỷ số l/d >50. Do vậy
1
1
=ε
- Tính chuẩn số Prandt
Theo công thức 12 ta có:
2
222
2
C
Pr
λ
ρυ

- Tính
2
α
: do dòng chảy quá độ nên sử dụng công thức 13, coi Pr là ít thay đổi
theo nhiệt độ:
43,42237
031,0
126,0
.1.22
43,0
2
==α
W/m
2
K
43,422
2
=α
W/m
2
K
Nếu sử dụng công thức 8 thì:
( ) ( )
63,461373,6659
031,0
126,0
021,0
43,08,0
2
==α

α
là hệ số cấp nhiệt khi ống không có gân [W/m
2
K]
h là chiêu cao gân, [m] (h=0,013 m)
δ
là chiều dày gân, [m] (
δ
=0,001 m)
S
là bước gân, [m]
β
là hệ số phụ thuộc vào tích số (m.h) với m được tính theo công thức:
t
t
.
2
m
λδ
α
=
Bước gân S được tính theo công thức:
n
d
S
π
=
Với ống có 20 gân, d = 0,048 m thì:
m0075,0
20

10/5/2014 13
Do vậy m.h = 1,66
Tra bảng trang 450 [16] ta tìm được
57,0=β
. Cũng có thể tính
β
theo công
thức: ………………
Từ công thức 14:
Ống 20 gân:






−
+=






δ−β
+α=α
0075,0
001,057,0.013,0.2
143,422
S

λ
2
2
> 5 thì nên sử dụng bề mặt có cánh:
Trong trường hợp này:
577,244
001,0.43,422
7,51.2
>=
vậy nên dùng ống có gân ngoài
e. Tính hệ số truyền nhiệt K
Sau khi lựa chọn sơ bộ thiết bị và tính toán 1 số thông số, ta biết được:
10/5/2014 14
( ) ( )
{
t
t
2
1
2
2
2
1
2
2
2
1
2
2
2

m K
δ
λ
δ
λ




















=





30
129 (ông 20 gân)
F 150 (ông
F m
F m
m
 
 
 
 
=
=
=
2
2
2
2
1
1
dâu thô 0,00053 / W
24 gân)
dau diedel 0,00123 / W
m K
m K
δ
λ
δ
λ
=


1 0,004 1 30
.
1303 51,7 1200,83 129
k W m K= =
+ +
- ống 24 gân:
2
2
1
1006,97 /
1 0,004 1 30
.
1303 51,7 1349,1 150
k W m K= =
+ +
+ Khi ống trong có gân dọc mặt ngoài, bề mặt ống bẩn:
- ống 20 gân:
2
1
1
' 357,33 /
1 0,004 1 30
0,00123 .
1303 51,7 1200,83 129
k W m K= =
+ + +
- ống 24 gân:
2
2
1

1408,4.10
' 44,56 ' 44,56
201,12.157,16
F m F m= = ⇒ =
b, Khi ống có gân, bề mặt ống bị bẩn
- ống có 20 gân
3
2 2
1 1
1408,4.10
' 25,1 ' 25,1
357,33.157,16
F m F m= = ⇒ =
- ống có 24 gân
3
2 2
1 2
1408,4.10
' 24,7 ' 24,7
363,23.157,16
F m F m= = ⇒ =
4.2.5. Chọn thiết bị trao đổi nhiệt
a, Khi ống không có gân
Bề mặt trao đổi nhiệt tối thiểu là F’ = 44,56 m
2
. Nếu sử dụng thiết bị trao đổi
nhiệt kiểu ống lồng ống như đã chọn sơ bộ (F = 30 m
2
) thì số thiết bị cần sử
dụng là:

30
F
z
F
= = =
Cũng chỉ cần 1 thiết bị trao đổi nhiệt
Như vậy, theo kinh nghiệm và thực tế tính toán để đảm bảo yêu cầu đặt ra ta
nên sử dụng 1 thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống, bề mặt ngoài của ống
nhỏ có gân. Đặc tính của thiết bị như sau
Các thông số thiết bị
F 30 m
2
D
89 5mm
×
D
48 4mm
×
P 25at
N’ 2 hành trình (ngăn dọc)
L
o
6500 mm
L 7635 mm
N 14 ống
T
max
723 K
N 20 (24) gân
δ

2. Xác định hiệu số nhiệt độ trung bình: ∆t
10/5/2014 19
3. Xác định hệ số truyền nhiệt K (Tìm K), (KJ/m.giờ . C) hoặc
[W/m .độ]
4. Xác định bề mặt trao đổi nhiệt: F ( m )
5. Tìm số thiết bị trao đổi nhiệt hoạt động tiêu chuẩn lắp song
song hoặc nối tiếp cần thiết
4.3.1-X¸c ®Þnh t¶i nhiÖt Q:
Tải nhiệt Q được xác định dựa vào phương trình cân bằng năng 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 là lưu lượng nguyên liệu, lượng lỏng, lượng hơi
H là entanpy của nguyên liệu lỏng ở nhiệt độ trước khi đun (T) (chưa
biết)
H là entanpy của lỏng ở nhiệt độ sau khi đun T (T =370K)
H là entanpy của hơi ở nhiệt độ sau khi đun T
Ta mới biết A, T còn các thông số khác chưa biết:
• M , M , M: lưu lượng cấu tử i trong
A, R, V(Kg/giờ)
• H: entanpy của cấu tử i ở nhiệt độ T
(KJ/Kg)
• H , H: entanpy của cấu tử i ở thể lỏng
và hơi ở nhiệt độ T (KJ/Kg)
4.3.1.1- Tính A, R, V, T hay M , M , M và T
• Tính R, V: Để tính R, V
ta dựa vào các phương trình cân bằng vật chất
10/5/2014 20
Ở trạng thái lỏng-hơi ta có quan hệ:

n = n . =862.06896 kmol/giờ và n = n - n = 603.44827 kmol/giờ
số mol các cấu tử trong A (n ) và khối lượng các cấu tử trong A (M) là:
với n =n * x và M = M * n
n =28.7069 kmol/giờ và M = 1263.1036 kg/giờ ≈ 1263.1 kg/giờ
n =822.6724 kmol/giờ và M =47714.9992 kg/giờ ≈ 47715 kg/giờ
n =10.6897 kmol/giờ và M = 769.6555 kg/giờ ≈ 769.65 kg/giờ
• Nồng độ phần mol của các cấu tử trong hơi đi ra
khỏi nồi tái đun y phải thỏa mãn các phương trình:
y =k * x (3) và y =1
Ta tính được:
y =1.95*0.02=0.039
y =0.99*0.96=0.9504
y =0.46*0.02=0.0092
y =0.999 ≈ 1
Do vậy, số kmol các cấu tử trong v (n ) và khối lượng các cấu tử trong v
( n)
Với n = n *y và M =M *n
n =23.53448 kmol/giờ và M =1035.5172 kg/giờ ≈ 1035.52 kg/giờ
n =573.51724 kmol/giờ và M =33263.9997 kg/giờ ≈ 33264 kg/giờ
n =5.55172 kmol/giờ và M =339.724 kg/giờ ≈ 339.72 kg/giờ
Số liệu tính được của các cấu tử trong A, R và V cho trong bảng 2:
10/5/2014 22
Bảng 2: Nồng độ phần mol và khối lượng các cấu tử trong A, R và V
Cấu
tử
R, 16.5at, 97 C A, 16.5at, T V, 16.5at, 97 C
x M x M y M
C H 0.02 227.59 0.0333 1263.1 0.039 1035.52
C H 0.96 14400 0.9543 47715 0.9504 33264
C5 H 0.02 327.41 0.0124 769.65 0.0092 339.72

C H 1263.1 581.5 227.59 604.76 1035.52 837.36
CH 47715 534.98 14400 597.78 33264 790.84
CH 769.65 511.72 327.41 593.13 339.72 814.1
Tổng 49747.75 15000 34639.24
H , H là entanpy hơi và lỏng của các cấu tử i tra ở 16.5at và 97 C
(242.55Psia và 206.6 F)
H là entanpy của cấu tử i ở 16.5at và 92 C(242.55psia và 197 F)
4.3.1.3 - T×m Q :
Ta có phương trình cân bằng năng lượng:
Q + Q = Q + Q hay (1)26698978.21 + Q = 8939866.022 +
27450170.84
Q = 9691058.655 KJ/giờQ=2691.96 KW
Do R + V<A khoảng 0.2 % nên có thể Q sẽ bé hơn giá trị này. Tuy nhiên, ta
vẫn chọn tải nhiệt này để tính toán.
4.3.2- Tính hiệu số nhiệt độ trung bình (∆T) và lượng hơi 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 và việc chọn chiều lưu thể.
Trong trường hợp này ta sẽ chọn chất tải nhiệt nóng là hơi nước bão hòa
và nhiệt độ phía bề mặt nóng tiếp xúc với hơi nước bão hòa được coi là bằng
nhiệt độ của hơi nước bão hòa.
10/5/2014 24
Do vậy, ta có thể thay việc tính hằng số nhiệt độ trung bình bằng việc
tính chênh lệch nhiệt độ giữa hơi nước bão hòa với nhiệt độ vào và ra của 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 = 365K
đến T =370K
Theo bảng tính chất của hơi nước bão hòa ( trang 375_sổ tay …Tập 1)
phụ thuộc nhiệt độ:
• Nếu hơi nước bão hòa có áp suất P=6.34at sẽ có