Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
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
cất hay trích ly thì nguồn năng lượng luôn đóng vai trò cần thiết do mối quan hệ
chặt chẽ giữa nhiệt độ và các sản phẩm tách. Cũng như vậy , các phân xưởng
chuyển hoá hoá học như cracking , reforming, đòi hỏi cần cung cấp một lượng
nhiệt lớn để đạt tới ngưỡng nhiệt độ cần thiết mà ở đó các phản ứng hoá học có thể
xảy ra. Để cung cấp một nhiệt lượng cần thiết cho các phân xưởng hoạt động có
hiệu quả thì cần sử dụng các lò cấp nhiệt để đun nóng dòng nguyên liệu lên đến
nhiệt độ cần thiết. Tuy nhiên việc sử dụng các lò cấp nhiệt sẽ gây tốn kém nhiều
chi phí trong khi các sản phẩm đi ra từ các phân xưởng sản xuất đều mang theo
một nhiệt lượng đáng kể , nên cần phải có các thiết bị làm mát chúng trước khi
1
Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
đem lưu trữ . Do vậy vấn đề đặt ra là cần sử dụng các thiết bị trao đổi nhiệt đề có
thể tận dụng một cách có hiệu quả các nguồn nhiệt kể trên với các thiết bị trao đổi

PHƯƠNG PHÁP TÍNH TOÁN
Quá trình tính toán được tiến hành theo trình tự sau.
4
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
Kết quả cuối cùng
P > P
adm

A
total
>A

Độ nhớt (cP) 0.4 0.128 0.262
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 mặt trao đổi nhiệt : ít bị bám bẩn,dể làm sạch ,dễ sửa.

∗
Ngăn cách các dòng môi chất nóng và lạnh tốt để tránh hiện tượng 2 dòng
môi chất bị hòa trộn vào nhau (trừ loại trao đổi nhiệt hỗn hợp).
Phần lớn các thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống, sử dụng trong công nghệ dầu khí
đều được chấp nhận trong các tiêu chuẩn “ Standards of Tubular exchanger
Manufactuers ” . Nó được lựa chọn trong khuôn khổ các tiêu chuẩn cơ bản và loại
thiết bị xác định nhờ vào ba đặc trưng sau:
+ Kiểu buồng phân phối
+ Kiểu của thân thiết bị.
+ Kiểu buồng đáy ra
8
Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
Việc lựa chọn thiết bị phù hợp cần thiết phải quan tâm đến các đặc trưng của
dòng lưu thể (độ nhớt dễ hay khó đóng cặn ), thông số vận hành thiết bị ( nhiệt
độ , áp suất ), tính kinh tế của loại thiết bị rẻ tiền, dễ chế tạo, dễ sử dụng ).
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:

Thuận lợi .
Nó tạo được cân bằng lỏng - hơi ( Sự phân tách nguyên liệu thành pha hơi
giàu cấu tử nhẹ và một pha lỏng giàu có tử nặng hơn).
Cho phép sản xuất ra một lưu lượng hơi lớn mà không cuốn theo lỏng và ngay
cả phân đoạn bốc hơi đòi hỏi đến 30-40% cho phép trích ra pha lỏng ( trong cân
bằng với hơi sinh ra ) với thiết bị điều khiển mực lỏng.
∗
Nhược điểm.
Phức tạp và đắt tiền .
∗
Ứng dụng. Rộng rãi
 Loại chùm ống chữ U:
10
Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
Loại này ứng với kiểu chữ U. Điểm nổi bật là được tạo thành bằng cách uốn
khúc thành hai đọan song song rồi được kết hợp lại.
∗
Thuận lợi.
+ Giá thành thấp, chỉ cần môt chùm ống và đầu uốn cong không cần
liên kết.
+ Không có Joint ở đáy và ít nguy cơ rò rỉ.
+ Chịu đựng ở áp suất khá cao.
+ 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

ii
D
Dh *
3897.638 (kcal/h.m
2
.C)
⇒
1/hie = 0.000257
12
Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
1/he = 0.004762
Hệ số dẫn nhiệt
Cmhkcal
0
/45=
λ
Nhiệt trở của thành ống
Rp =
λ
e
= 0.0000466667
Hế sốbám bẩn
Rse = 0.0004
Rsi = 0.0001
Hệ số cặn trong ống bề mặt theo tỉ lệ bên ngoài
Rsie =
=
i
e
D

Q
1112028 Kcal/h
⇔
1289952.48 W
Ta có:
==
ΔtU*
Q
A
est
52.0467 (m
2
)
13
RsieRse
λ
e
he
1
hie
1
U
1
++++=
C
t
C
t
C
t

A
Q
q
21365.966 (kcal/m
2
)
Dùng hàm Solver chọn chiều dài ống phần thẳng L = 4.3m
Diện tích của một ống thẳng
==
π*L*dea
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

*10*3.5492h
P
0.69
c
0.7
5
nb






=
−
Với Pc là áp suất tới hạn của Cyclohexan
Vậy
( )
=












Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
Và
ncCb1nbb
hF*F*hh
+=
Với sự tuần hoàn tự nhiên ,hệ số truyền nhiệt của Hydrocacbon h
nc
= 250 W/m
2
.
0
K
Nên h
e
=h
1
*1.5 + 250 = 2432.6727 W/m
2
.
0
K
 Kiểm tra tính toán lại toàn bộ các hệ số
Qua bảng tính Excel ta có U
*
= 956.98137 W/m
2
.
0
K
Nên A

Theo công thức Forste_Zuber

( )
[ ]
[ ]
25.0
23
25.0
2
max1
2.3*)2.3725(*81.9*0178.0*10*39.357*18.0
*****18.0
−=
−=
VVL
gq
ρρρσλ
= 385581.6546 W/m
2
(Gần bằng)

==
Aest
b
b
A
LD **
π
ψ
0.11933

h
< 0.8*V
c
(Vận tốc tới
hạn)
(Hoặc có thể sử dụng bảng thực nghiệm trang 1387 tập V rafinat có kèm ở
phụ lục theo công thức S = K*R
2
dựa vào tỉ lệ h/D
c
)
Ta có
tubV
h
N*2*ρS*
M
V
=
= 0.575 (m/s)
&
V
VL
C
ρ
ρρ
*0.0479V
−
=
= 0.719 m/s
16

i
t
G
M
D
S
4
*
2
π
0.009961686 m
2
Đường kính trong của ống dẫn là

==
π
/4*
ti
SD
0.113 m
Chọn bề dày e = 0.006 m = 0.24 inch
Đường kính trong D
I
= 0.113 m = 4.45 inch
17
Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
Đường kính ngoài D
e
= 0.125 m = 4.92 inch
Chuẩn số Reynol

Tổn thất do ống nối là
barPn 5.0=∆
Nên tổn thất áp suất ở trong đường ống vào là:

=∆+∆=∆
ne
PPP
0.50322 bar
II. Tổn thất masat trong chùm ống
Trong ống tồn tại hai pha lỏng và hơi do hơi nước đi vào chùm ống toả nhiệt
ngưng tụ đi ra.Giả thiết lượng hơi nước đi vào được ngưng hoàn toàn thành lỏng đi
ra.
Giả sử để tính toán:
Phần thể tích của lỏng
8.0
=
λ
Khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp lỏng _hơi của H
2
O

=−+= )1(**
LGLLns
λρλρρ
761.765 kg/m
3
Diện tích các ống
18
Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ


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

==∆
gD
NLGf
P
nsi
t
t
**.144.2
****4
2
ρ
1.2018 Pa = 0.000012 bar
Bỏ qua masat tại miệng chùm ống
Tổn thất masat do phần cong của chùm ống

==∆
ns
t
cong
Gn
P
ρ
*10*741.2
**2

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:
Tại cửa vào
=
υ
2.86476815 m/s
Chọn
sm /3.0=
υ
thoả < 0.5 m/s tại cửa ống vào
Tổn thất tại cửa vào của thiết bị
20
SSSS
tubehåitbloíng
−−=
ρ
υυρ
5950
5950*
2
=→<
2
**5.1
2
υ

 Của hơi Cyclohexan = 33.984375 m/s
Công thức tính trở lực tại mỗi cửa ra:
 Do H
2
O ngưng = 3.196E-06 bar
 Do hơi Cyclohexan = 0.0092395 bar
21
==
3600**
ρυ
M
Se
2
**5.0
2
υ
ρ
=∆
s
P
Nguy n Qu c D ng CNKTD1–ễ ố ũ
VI.Tổng trở lực
= 0.522203471 bar
Nhận xét:Tổn thất áp suất nhỏ
KẾT LUẬN
Được sự hướng dẫn của giáo viên cùng với sự nỗ lực của nhóm , chúng em
đã hoàn thành đề tài “ Tính toán thiết kế thiết bị trao đổi nhiệt loại Kettle nằm
ngang”.
Qua quá trình tiến hành , chúng em đã nắm được phương pháp tính toán
dựa trên các số liệu được cho ban đầu là :


1.Échanges Thermiques A.Grange Technip
2.Raffinage et génie chimique _tome I,II_Pierre Wuithier _1972
3.Perry Pro Hand Book
23