Đồ án Thiết kế hệ thống thu hồi nhiệt thải để cung cấp nước lạnh bằng máy lạnh hấp thụ tại công ty Tae Kwang Vina

ng trình cân bằng nhiệt và trình tự tính toán Sơ đồ khối của MLHT H2O – LiBr loại Single Effect đƣợc thể hiện trên hình 4.2 Hình 4.2: Sơ đồ khối của MLHT H2O – LiBr loại Single Effect Các điểm đặc trƣng trên sơ đồ: 2 – Hơi nƣớc quá nhiệt bay ra khỏi BPS 2’ – Nƣớc lỏng sôi sau khi ngƣng tụ trong BN 3 – Hơi nƣớc ở trạng thái bão hòa ẩm sau khi qua TL đi vào BBH 3” – Hơi nƣớc ở trạng thái bão hòa khô ra khỏi BBH đi vào BHT 4 – Dung dịch loãng ra khỏi BHT vào bình HN 5 – Dung dịch đậm đặc ra khỏi bình HN vào BHT 6 – Dung dịch đậm đặc rời khỏi BPS vào bình HN 7 – Dung dịch loãng ra khỏi bình HN vào BPS tc1, tc2 – nhiệt độ nƣớc cần làm lạnh vào và ra BBH tw1, tw2 – nhiệt độ nƣớc làm mát vào và ra BHT tw3, tw4 – nhiệt độ nƣớc làm mát vào và ra BN th1, th2 – nhiệt độ nƣớc nóng vào và ra BPS Các thông số tính toán ban đầu bao gồm tc1, tc2, th1, tw1 và Q0 37 Xác định nhiệt độ bay hơi t0 Từ tc2 chọn nhiệt độ TNL sôi trong BBH thấp hơn nhiệt độ nƣớc cần làm lạnh ra khỏi bình bay hơi khoảng 2~4 0C: t0 = tc2 - 3 Xác định áp suất bay hơi p0 Từ t0 dùng công thức (4.8) ta có đƣợc áp suất bão hòa tƣơng ứng. Xác định nhiệt độ nƣớc giải nhiệt: Do sơ đồ giải nhiệt của MLHT theo catalog nhà sản xuất là nối tiếp, nƣớc giải nhiệt qua BHT sau đó qua BN nên tw3 = tw2. Phụ tải nhiệt BHT lớn so với BN, do đó độ tăng nhiệt độ trong BHT lớn hơn độ tăng nhiệt độ trong BN một ít. Độ tăng nhiệt độ tổng cộng theo catalog của nhà sản xuất là 50C. Vậy ta chọn độ tăng nhiệt độ của nƣớc khi qua BHT là 30C, độ tăng nhiệt độ của nƣớc khi qua BHT là 20C. tw2 = tw1 + 3 tw3 = tw2 tw4 = tw3 + 2 Xác định nhiệt độ ngƣng tụ: Thông thƣờng chọn cao hơn nhiệt độ nƣớc giải nhiệt ra khỏi bình ngƣng khoảng 3~5 0 C tk = tw4 + 4 Xác định áp suất ngƣng tụ: Từ tk, dùng công thức (4.8) ta tính đƣợc áp suất ngƣng tụ tƣơng ứng. Xác định nhiệt độ dung dịch loãng ra khỏi BHT: Chọn cao hơn nhiệt độ nƣớc giải nhiệt ra khỏi BHT 3 ~ 5 0C t4 = tw2 + 4 Xác định nồng độ dung dịch loãng: Từ t0 và t4, dùng công thức (4.13) ta tính đƣợc cw 38 Xác định nhiệt độ dung dịch đậm đặc ra khỏi BPS: Chọn thấp hơn nhiệt độ nguồn nhiệt cấp vào BPS 50C t6 = th1 – 5 Xác định nồng độ dung dịch đậm đặc Từ tk và t6, dùng công thức (4.13) ta tính đƣợc nồng độ của dung dịch đậm đặc cs Xác định nhiệt độ dung dịch đậm đặc ra khỏi HN Nhiệt độ dung dịch đậm đặc ra khỏi HN nên cao hơn nhiệt độ kết tinh với nồng độ tƣơng ứng cs là trên 10 0C để đề phòng phát sinh kết tinh ở cửa ra của HN, thông thƣờng tính theo công thức sau t5 = t4 + 20 Phƣơng trình cân bằng nhiệt tại BPS Hình 4.3: Bình phát sinh qh + a.i7 = i2 + (a – 1).i6 Trong đó: a – bội số tuần hoàn (kg dung dịch loãng / kg tác nhân lạnh) s s w c a c c Từ t6 và cs, dùng công thức (4.1) ta xác định đƣợc i6 Trạng thái điểm 2 đƣợc xác định dựa vào nồng độ trung bình ci và pk ci = 0,5.(cw + cs) Ứng với ci và pk, dùng công thức (4.11) ta có nhiệt độ sôi tƣơng ứng t2 Từ t2 và pk dùng công thức (4.10) suy ra i2 Dung dịch loãng Dung dịch đậm đặc Hơi nƣớc 39 Phƣơng trình cân bằng nhiệt tại BN: Hình 4.4: Bình ngưng qk + i2’ = i2 Ứng với tk, dùng công thức (4.4) ta có i2’ Phƣơng trình cân bằng nhiệt tại BBH: Hình 4.5: Bình bốc hơi q0 = i3” – i3 Trong đó: i3 = i2’ Từ t0 dùng công thức (4.5) ta có i3’’ Hơi nƣớc Nƣớc ngƣng 40 Phƣơng trình cân bằng nhiệt tại BHT: Hình 4.6: Bình hấp thụ qa + a.i4 = i3” + (a – 1).i5 Từ t4 và cw dùng công thức (4.10) ta tính đƣợc i4 Phƣơng trình cân bằng nhiệt tại HN Hình 4.7: Bộ trao đổi nhiệt (a – 1).(i6 – i5) = a.(i7 – i4) Từ t5 và cs dùng công thức (4.10) ta tính đƣợc i5 Suy ra: 7 4 6 5 a 1 i i .(i i ) a Đến đây, ta đã có thông số nhiệt động tại các điểm đặc trƣng của chu trình. Tính năng suất lạnh đơn vị q0 từ đó tính đƣợc lƣu lƣợng TNL qua BBH q0 = i3” – i3 0 r 0 Q m (kg / s) q  41 Tính phụ tải nhiệt của BPS qh = i2 + (a – 1).i6 – a.i7 h r hQ m .q (kW) Tính năng suất giải nhiệt BN qk = i2 – i2’ k r kQ m .q (kW) Tính năng suất giải nhiệt BHT qa = i3” + (a – 1).i5 - a.i4 a r aQ m .q (kW) Hệ số COP của MLHT 0 h Q COP Q Từ các công thức đã trình bày, xây dựng chƣơng trình tính toán chu trình MLHT dựa trên ngôn ngữ C#. Các đoạn code của chƣơng trình đƣợc trình bày ở phụ lục 1 và 2. Phụ lục 1 trình bày đoạn code của chƣơng trình chính để tính toán chu trình MLHT. Phụ lục 2 trình bày đoạn code của chƣơng trình con dùng để tính toán thông số nhiệt động theo các công thức ở mục 4.2.1. Giao diện chƣơng trình đƣợc trình bày ở hình 4.8 và 4.9. Giao diện chính (Hình 4.8) cho biết phụ tải nhiệt của BPS, năng suất giải nhiệt của BN và BHT cũng nhƣ hệ số COP của chu trình. Nếu muốn biết thông số các điểm đặc trƣng của chu trình có thể chọn nút “Thông số các điểm đặc trƣng”, kết quả thể hiện ở giao diện hình 4.9. Thông số tính toán ban đầu: Nhiệt độ nƣớc lạnh cung cấp cho QTCN là 200C. Sau khi giải nhiệt cho khuôn ép thì nhiệt độ nƣớc tăng lên 250C. Nhƣ vậy chọn nhiệt độ nƣớc ra khỏi MLHT là 150C, nhiệt độ nƣớc vào MLHT là 200C. Nhiệt độ nƣớc nóng cung cấp cho MLHT là 900C. Nhiệt độ nƣớc giải nhiệt lấy tại điều kiện môi trƣờng Việt Nam là 320C. Nhƣ vậy: tc1 = 20 0 C tc2 = 15 0 C th1 = 90 0 C tw1 = 32 0 C Q0 = 1266 kW Kết quả tính toán trình bày ở hình 4.8 và hình 4.9 42 Hình 4.8: Giao diện chính của chương trình Hình 4.9: Giao diện “Thông số các điểm đặc trưng” của chu trình 43 Nhận xét kết quả tính toán: Hệ số COP của chu trình là 0,77 cao hơn hệ số COP trung bình của MLHT Single Effect 0,75. Nguyên nhân là do nhiệt độ bay hơi t0 (hay áp suất bay hơi p0) của tác nhân lạnh cao hơn. Ở máy lạnh có máy nén hơi thì khi áp suất p0 tăng (tƣơng ứng t0 tăng) thì sẽ làm giảm công tiêu hao của máy nén và tăng hệ số COP của chu trình. Còn ở MLHT khi tăng p0 (hay t0) thì sẽ làm giảm giá trị cw. Có thể quan sát điều này trên đồ thị hình 4.10 Hình 4.10: Đồ thị liên hệ giữa áp suất - nhiệt độ và nồng độ của dung dịch H2O - LiBr Khi tính toán nồng độ dung dịch loãng ta dựa vào nhiệt độ dung dịch loãng ra khỏi BHT t4 và nhiệt độ bay hơi của tác nhân lạnh t0. Nhiệt độ dung dịch t4 phụ thuộc vào nhiệt độ nƣớc giải nhiệt, trong trƣờng hợp này là không đổi. Nhƣ vậy ứng với đƣờng nhiệt độ dung dịch là hằng số, ta thấy khi nâng nhiệt độ bay hơi thì nồng độ dung dịch loãng cw giảm dần. Điều này dẫn đến tăng hiệu số (cs – cw) và giảm bội số tuần hoàn a. Khi a giảm nghĩa là giảm lƣợng dung dịch loãng trên 1 kg tác nhân lạnh, có nghĩa là giảm năng lƣợng cấp vào BPS. Do vậy hệ số COP của chu trình sẽ tăng lên là điều hợp lý. Tuy nhiên cần xem xét lại giá trị của COP có thể không đúng với thực tế do trong quá trình tính toán, ta đã chọn lựa một vài thông số để tính toán, điều này có thế dẫn đến những sai lệch nhất định. Trong giới hạn của luận văn không đi sâu về nghiên cứu MLHT nên chỉ nêu ra một vài nhận xét sơ bộ về kết quả tính toán. N h iệ t đ ộ b ão h ò a tá c n h ân l ạn h , 0 C Á p su ất b ão h ò a tác n h ân lạn h , k P a 44 CHƢƠNG 5: TÍNH TOÁN THIẾT KẾ THIẾT BỊ THU HỒI NHIỆT THẢI 5.1 Tính toán sơ đồ nhiệt Hình 5.1: Sơ đồ nhiệt của phương án 5.1.1 Tính lƣợng hơi trích bổ sung Từ năng suất lạnh của MLHT tƣơng ứng với hệ số COP là 0,75; ta suy ra đƣợc công suất nhiệt cần cung cấp là: 0 h Q 1266 Q 1688kW COP 0,75 Công suất nhiệt bổ sung do trích hơi vào bồn nƣớc nóng là: Qbs = Qh – Qtd = 1688 – 1037,46 = 650,54 kW Khi trích hơi gia nhiệt cho nƣớc nóng thì nƣớc ngƣng sau thiết bị trao đổi nhiệt của bồn nƣớc nóng sẽ đƣợc đƣa về bồn nƣớc cấp và lúc này lại tiếp tục xảy ra sự phân ly hơi. Lƣợng hơi phân ly mới này bổ sung vào nguồn nhiệt thải và giúp giảm đi công suất nhiệt bổ sung đồng thời làm giảm lƣợng hơi trích. Tuy nhiên, khi lƣợng hơi trích giảm thì cũng dẫn đến lƣợng hơi phân ly mới giảm, kết quả là giảm công suất nhiệt và 45 phải tăng lƣợng hơi trích. Quá trình tính toán sẽ lặp lại đến khi lƣợng nhiệt do hơi trích và do hơi phân ly mới bằng với lƣợng nhiệt bổ sung Qbs. Trình tự tính toán: Tính lượng hơi trích bổ sung Hơi bổ sung này đƣợc lấy từ ống góp. Hơi mới từ lò hơi có áp suất tuyệt đối 8,35 bar. Chọn tổn thất áp suất là 5%, nhƣ vậy hơi trích vào bồn nƣớc nóng có áp suất: p = 8,35.(1- 0,05) ≈ 8 bar Tra bảng nƣớc và hơi nƣớc bão hòa, ở áp suất 8 bar ta có ẩn nhiệt hóa hơi r = 2048 kJ/kg. Suy ra lƣợng hơi trích cần thiết là: ht ht Q G kg / h r Tính lượng hơi phân ly mới Lƣợng hơi này sau khi gia nhiệt cho nƣớc thì sẽ ngƣng tụ ở áp suất tƣơng ứng, sau đó lại đƣợc đƣa trở về bồn nƣớc cấp. Chọn tổn thất áp suất là 5%, nhƣ vậy nƣớc ngƣng khi vào bồn nƣớc cấp có áp suất: p = 8.(1-0,05) = 7,6 bar Áp suất bồn nƣớc cấp là 1 bar, nhƣ vậy sẽ có thêm một lƣợng hơi phân ly mới đƣợc sinh ra bổ sung vào nguồn nhiệt thải. Từ bảng nƣớc và hơi nƣớc bão hòa, ứng với áp suất 7,6 bar và 1 bar, ta có: p = 1 bar: i’ = 417,4 kJ/kg i” = 2675 kJ/kg p = 7,6 bar: i’ = 711,42 kJ/kg Ta có hệ phƣơng trình: h n ht h n ht D D G 2675.D 417,4.D G .711,42 Giải hệ phƣơng trình trên ta tìm đƣợc Dh – lƣợng hơi phân ly mới Tính lượng nhiệt do hơi phân ly mới bổ sung thêm h pl D Q (2675 417,4) 3600 46 Tính lượng nhiệt của hơi trích mới Gọi ΔQ là chênh lệch giữa tổng nhiệt lƣợng của hơi trích Qht và hơi phân ly mới Qpl so với Qbs cần thiết ban đầu ΔQ = Qht + Qpl – Qbs Nếu ΔQ > 0, nghĩa là nhiệt lƣợng do hơi trích và hơi phân ly mới lớn hơn so với yêu cầu. Khi đó ta phải giảm lƣợng hơi trích. Nếu ΔQ < 0, nghĩa là nhiệt lƣợng do hơi trích và hơi phân ly mới nhỏ hơn so với yêu cầu. Khi đó ta phải tăng lƣợng hơi trích. Tổng quát: Qht mới = Qht cũ – ΔQ Khi có Qht mới, quá trình tính toán sẽ lặp lại đến khi chênh lệch ΔQ < 0,03 là đạt yêu cầu. Sử dụng phần mềm Excel để tính toán, kết quả đƣợc trình bày ở bảng 5.1. Do ban đầu chƣa có hơi phân ly mới nên Qht ở lần tính thứ 1 bằng với Qbs. Bảng 5.1: Kết quả tính lượng hơi trích bổ sung Lần Qht (kW) Ght (kg/h) Dh (kg/h) Qpl (kW) ΔQ (kW) 1 650,54 1143,5273 148,928 93,3944 93,3944 2 557,1456 979,3575 127,5473 79,9863 -13,4081 3 570,5537 1002,9264 130,6168 81,9112 1,9249 4 568,6288 999,5428 130,1761 81,6349 -0,2763 5 568,9051 1000,0285 130,2394 81,6746 0,0397 6 568,8654 999,9587 130,2303 81,6689 -0,0057 Sau 6 lần lặp ta có lƣợng hơi trích cần thiết là: Ght ≈ 1000 kg/h Lƣợng hơi phân ly mới là: Dh ≈ 130 kg/h Nhƣ vậy, tổng lƣợng hơi phân ly là: Dh = 1179 + 130 = 1309 kg/h 47 Lƣợng nhiệt thu hồi của toàn bộ hơi phân ly: pl h 1309 Q D .r .(2674 417,4) 820,89kW 3600 5.1.2 Tính lƣợng nƣớc qua các thiết bị thu hồi nhiệt Gọi chỉ số của bồn nƣớc nóng, thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly, thiết bị thu hồi khói thải của lò hơi số 3 và thiết bị thu hồi nhiệt khói thải của lò hơi số 4 lần lƣợt là 1, 2, 3 và 4 (hình 5.1) Chọn độ gia nhiệt của nƣớc khi qua các thiết bị thu hồi nhiệt khói thải là 30C. 0 3 4t t 3 C Tổn thất nhiệt của các thiết bị THNT là 5% Lƣu lƣợng nƣớc qua thiết bị thu hồi nhiệt khói thải của lò hơi số 3: k3 3 p 3 Q .0,95 191,07.0,95 G 14,41kg / s c . t 4,2.3 Lƣu lƣợng nƣớc qua thiết bị thu hồi nhiệt khói thải của lò hơi số 4: k4 4 p 4 Q .0,95 107,03.0,95 G 8,07kg / s c . t 4,2.3 Lƣu lƣợng nƣớc qua thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly: G2 = G3 + G4 = 14,41 + 8,07 = 22,48 kg/s Độ gia nhiệt của nƣớc qua thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly: pl 2 2 p Q .0,95 820,89.0,95 t 8,3 G .c 22,48.4,2 0 C Chênh lệch của nƣớc nóng cấp cho MLHT là 50C. Nhƣ vậy sau khi qua MLHT nhiệt độ nƣớc trở về bồn chứa là 850C. t1” = t2’ = 85 0 C Nhiệt độ nƣớc sau khi thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly: t2” = t2’ + Δt2 = 85 + 8,3 = 93,3 0 C t3’ = t4’ = t2” = 93,3 0 C Nhiệt độ nƣớc sau khi thiết bị thu hồi nhiệt khói thải: t3” = t3’ + Δt3 = 93,3 + 3 = 96,3 0 C t4” = t1’ = t3” = 96,3 0 C 48 5.2 Thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly Thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly dùng để ngƣng tụ hơi phân ly từ bồn nƣớc cấp và gia nhiệt cho nƣớc nóng cấp cho MLHT. Thiết bị thu hồi nhiệt này có dạng vỏ bọc chùm ống với nƣớc đi trong ống và hơi phân ly ngƣng tụ bên ngoài. Sau khi ngƣng tụ, nƣớc ngƣng đƣợc đƣa trở lại bồn nƣớc cấp. Do hệ số tỏa nhiệt hơi ngƣng tụ và nƣớc lƣu động cƣỡng bức trong ống đều lớn nên các ống đƣợc dùng đều là ống thép trơn. Thiết bị này không phải chịu áp lực lớn do hơi phân ly có áp suất 1 bar nên ta chọn kết cấu có dạng hình chữ nhật. Điều này cho phép chế tạo dễ dàng hơn, chỉ cần dùng các tấm thép hàn lại nên giảm chi phí chế tạo. Hơi phân ly bốc lên từ bồn nƣớc cấp sẽ đƣợc đƣa vào hộp chứa hơi và đi vào phần ngƣng tụ. Hộp chứa hơi có vai trò hƣớng dòng hơi phân ly để quá trình ngƣng tụ từ trên xuống. Hình 5.2: Thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly Hơi phân ly sau khi đƣợc ngƣng tụ thành nƣớc ngƣng sẽ trở về bồn nƣớc cấp qua một ống nƣớc (hình 5.3). Cách bố trí nhƣ vậy nhằm tách biệt 2 đƣờng hơi phân ly và nƣớc ngƣng, đảm bảo cho hơi đi vào 1 đƣờng và nƣớc ngƣng đi ra 1 đƣờng. Hơi bốc lên đi vào phần ngƣng tụ Hộp chứa hơi 49 Hình 5.3: Ngưng tụ trong thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly Các thông số dự kiến về kết cấu Kích thƣớc ống: Đƣờng kính ngoài: dng = 26,7 mm Đƣờng kính trong: dtr = 22,48 mm Bề dày ống: δ = 2,11 mm Ống thép trơn có hệ số dẫn nhiệt λ = 54,4 W/m.K Bố trí ống trên mặt sàn hình chữ nhật đƣợc trình bày trong hình 5.4 Hình 5.4: Mặt sàng của thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly Số hàng ống trong một đƣờng nƣớc, a Số ống lớn nhất trong một hàng, m Hơi phân ly Nƣớc ngƣng Bồn nƣớc cấp 50 Gọi a là số hàng ống trong một đƣờng nƣớc, m là số ống lớn nhất trong một hàng. Chọn số hàng ống trong một đƣờng nƣớc là số lẻ, khi đó tổng số ống trong một đƣờng nƣớc là: a 1 n a.m 2 (ống) Chọn a = 3, m = 13, ta đƣợc n = 38 ống Tính tỏa nhiệt về phía hơi Mật độ dòng nhiệt về phía hơi: 3 ng3/4 2 4 a,tr h tr tr dr. . .g q 0,72. . . t . (W / m ) .d d Các thông số tra theo nhiệt độ ngƣng tụ ts = 100 0 C r = 2257.10 3 J/kg ρ = 958,4 kg/m3 λ = 68,3.10-2 W/m.K g = 9,81 m 2 /s ν = 0,295.10-6 m2/s Ψh - hệ số hiệu chỉnh do sự thay đổi vận tốc dòng hơi và màng nƣớc từ trên xuống, hàng ống bố trí so le nên 0,167 z h n 2 Với nz – số hàng ống theo chiều thẳng đứng khi bố trí chùm ống song song Chọn sơ bộ nz = 18 (ứng với 6 đƣờng nƣớc x 3 hàng ống) 0,1673 3 3/4 4 a,tr 6 3/4 2 2257.10 .958,4.0,683 .9,81 18 26,7 q 0,72. . . t . 0,295.10 .0,0267 2 22,48 18034,66. t (W / m ) Tính hệ số tỏa nhiệt đối lƣu về phía nƣớc: Nhiệt độ trung bình của nƣớc đi trong ống: 0 f 1 t (93,3 85) 89,15 C 2 51 Tra bảng thông số vật lý của nƣớc, ta có: ρ = 965,85 kg/m3 ν = 0,329.10-6 m2/s λ = 67,95.10-2 W/m.K Pr = 1,97 Tốc độ nƣớc qua thiết bị: 2 2 tr 4G 4.22,48 1,54m / s d n 3,14.965,85.(0,02248) .38 Hệ số Reynolds tr 6 .d 1,54.0,02248 Re 105226 0,329.10 Hệ số Nusselt 0,8 0,43 0,8 0,43 f fNu 0,021.Re .Pr 0,021.105226 .1,97 292,78 Hệ số tỏa nhiệt đối lƣu: 2 2 tr Nu. 292,78.67,95.10 8849,82W / m .K d 0,02248 Tỏa nhiệt về phía nƣớc giải nhiệt: w,tr w t t q 1 Hình 5.5: Đồ thị trao đổi nhiệt ở thiết bị thu hồi nhiệt hơi phân ly Nhiệt độ trung bình logarit: max min max min t t (100 85) (100 93,3) t 10,3 t 100 85 lnln 100 93,3t 100 0 C 85 0 C 93,3 0 C 52 Nhiệt trở của vách ống và lớp cáu cặn: 3 40,00211 0,5.10 2,888.10 54,4 2 w,tr 4 10,3 t q 2488,82.(10,3 t) 1 2,888.10 8849,92 Phƣơng trình cân bằng mật độ dòng nhiệt giữa 2 phía: qa,tr = qw,tr 18034,66.Δt3/4 = 2488,82.(10,3 – Δt) Giải phƣơng trình trên, ta đƣợc: Δt = 1,33 Từ đó suy ra: qtr = 18034,66.1,33 3/4 = 22335,55 W/m 2 Diện tích trao đổi nhiệt của thiết bị: 3 2 tr tr Q.0,95 820,89.10 .0,95 F 34,91m q 22335,55 Chiều dài ống tổng cộng là: tr tr F 34,91 L 494,57 m .d 3,14.0,02248 Chọn chiều dài một ống l = 2 m Gọi z là số đƣờng nƣớc L 494,57 z 6,5 l.n 2.38 Chọn z = 6 giống nhƣ giá trị sơ bộ đã chọn Tính lại chiều dài 1 ống: L 494,57 l 2,17 m n.z 38.6 Bƣớc ống: s = (1,24 ÷ 1,45).dng ≈ (33 ÷ 38) mm Chọn s = 36 mm 53 5.3 Thiết bị thu hồi nhiệt khói thải 5.3.1 Thiết bị thu hồi nhiệt khói thải của lò hơi số 3 Hình 5.6: Thiết bị thu hồi nhiệt khói thải Thiết bị thu hồi nhiệt khói thải dùng để tận dụng nhiệt của khói ở nhiệt độ cao để gia nhiệt cho nƣớc. Do nhiệt độ khói nhỏ hơn 4000C nên ta có thể bỏ qua ảnh hƣởng của bức xạ. Nhƣ vậy, hình thức trao đổi nhiệt chủ yếu của khói trong thiết bị là trao đổi nhiệt đối lƣu. Thiết bị có dạng chùm ống có cánh với nƣớc đi trong ống và khói đi bên ngoài. Mục đích của việc làm cánh về phía khói là để tăng diện tích trao đổi nhiệt về phía khói do hệ số trao đổi nhiệt đối lƣu của khói khá thấp so với nƣớc. Nhìn chung về mặt kết cấu, thiết bị giống nhƣ bộ hâm nƣớc của lò hơi, nƣớc từ ống góp sẽ chia vào các ống nƣớc uốn khúc (hình 5.6) Vật liệu làm ống và cánh đều bằng thép có hệ số dẫn nhiệt λ = 54,4 W/m.K. Thông số cụ thể nhƣ sau: Kích thƣớc ống: Đƣờng kính ngoài: dng = 26,7 mm Đƣờng kính trong: dtr = 22,48 mm Bề dày ống: δ = 2,11 mm Nƣớc ra Nƣớc vào Ống góp Ống cánh Khói vào 54 Kích thƣớc cánh: Đƣờng kính ngoài cánh: Dc = 52 mm Bƣớc cánh: sc = 10 mm Bề dày cánh: δc = 2 mm Bƣớc ống dọc và ngang: s1 = s2 = 54 mm Hình 5.7: Các kích thước của ống cánh Tỏa nhiệt đối lƣu về phía khói: Diện tích mặt trong ống trên 1 m chiều dài ống: F1 = π.dtr = 3,14.0,02248 = 0,07059 m 2 /m Số cánh trên 1 m ống: c c 1 1 n 100 s 0,01 (cánh/m) Diện tích cánh tính trên 1 m ống: 2 2 2 2 ng tr c c 2 .d .d 3,14.0,0267 3,14.0,02248 F 2 .n 2. .100 4 4 4 4 0,03258 m / m 55 Khoảng cách giữa 2 cánh: tc = sc – δc = 0,01 – 0,002 = 0,008 mm Diện tích phần ống không có cánh trên 1 m ống: 0 ng cF .d .t.n 3,14.0,0267.0,008.100 0,06707 m 2 /m Diện tích mặt ngoài có cánh tính trên 1 m ống: F2 = F0 + Fc = 0,06707 + 0,03258 = 0,09965 m 2 /m Hệ số làm cánh: 2 c 1 F 0,09968 1, 41 F 0,07059 Đƣờng kính tƣơng đƣơng: c 0 ng c c E 0 c F 0,03258F d F 0,0671.0,0267 0,03258. 2n 2.100 d 0,02214m F F 0,0671 0,03258 Nhiệt độ trung bình của khói: ttb = 0,5(253 + 170) = 211,5 0 C Tra thông số vật lý của khói, ta đƣợc: ν = 34,3.10-6 m2/s λ = 4,11.10-2 W/m.K ρ = 0,733 kg/m3 Chọn tốc độ khói qua khe hẹp của cánh ω = 7 m/s Hệ số Reynolds: E 6 .d 7.0,02214 Re 4518 34,3.10 Hệ số Nusselt: 0,2 0,2 1 ng 1 ng0,67 f ng 0,2 0,2 0,67 s d s d Nu 0,251.Re . 1 d t 54 26,7 54 26,7 0,251.4518 . . 1 52,2 26,7 8 Hệ số tỏa nhiệt từ bề mặt cánh tới khói: 2 2 c E Nu. 52,2.4,11.10 96,9W / m .K d 0,02214 56 Hệ số tỏa nhiệt tƣơng đƣơng của toàn bộ mặt ống có cánh: c 0 2 c c 2 c F F . F F ηc - hiệu suất của cánh, đƣợc tra từ đồ thị hình 5.8 theo β.hc và Dc/dng c ng D 52 1,95 d 26,7 c c c 2. 2.96,9 42,21 . 54,4.0,002 β.hc = 42,21.0,01265 = 0,53 Hình 5.8: Đồ thị tra hiệu suất cánh Suy ra: ηc = 0,86 2 0,03258 0,06707 96,9. 0,86 92,47 0,09965 0,03258 Tỏa nhiệt đối lƣu về phía nƣớc: Nhiệt độ trung bình của nƣớc đi trong ống: 0 f 1 t (93,3 96,3) 94,8 C 2 Tra bảng thông số vật lý của nƣớc, ta có: ρ = 961,99 kg/m3 57 ν = 0,311.10-6 m2/s λ = 68,14.10-2 W/m.K Pr = 1,854 Chọn tốc độ nƣớc trong ống là 1,9 m/s Số ống uốn khúc: 2 2 tr 4G 4.14,41 n 18,9 d 3,14.961,99.(0,02248) .1,9 Chọn n = 20 ống Tính lại vận tốc nƣớc: 2 2 tr 4G 4.14,41 1,89m / s d n 3,14.961,99.(0,02248) .20 Hệ số Reynolds tr 6 .d 1,89.0,02248 Re 136615 0,311.10 Đây là chế độ chảy rối với Re > 10000 Hệ số Nusselt 0,25 0,8 0,43 0,8 0,43f f f l R w Pr Nu 0,021.Re .Pr . . . 0,021.136615 .1,854 351,48 r Trong công thức trên, vì hệ số tỏa nhiệt về phía nƣớc lớn hơn nhiều so với khói nên nhiệt độ vách trong ống gần bằng nhiệt độ trung bình của nƣớc. Do đó tỉ số 0,25 f w Pr Pr gần bằng 1. Giả thiết l/d > 50 nên εl =1. Ống uốn khúc có đoạn ngoặc nhƣng cũng khá nhỏ so với chiều dài ống nên εR =1 Hệ số tỏa nhiệt đối lƣu của nƣớc trong ống: 2 2 1 tr Nu. 351,48.68,14.10 10653,85W / m .K d 0,02248 Hệ số truyền nhiệt ứng với diện tích mặt trong ống: 1 2 c 1 k 1 1 . 58 Nhiệt trở của vách ống và lớp cáu cặn: 3 40,00211 0,5.10 2,888.10 54,4 2 φ = 0,85: hệ số khi xét đến ảnh hƣởng của bám bụi của khói. Suy ra: 2 4 1 k 106,32 W / m .K 1 1 2,888.10 10653,85 92,47.1,41.0,85 Hình 5.9: Đồ thị trao đổi nhiệt của thiết bị thu hồi nhiệt khói thải ở lò hơi số 3 Độ chênh lệch nhiệt độ trung bình logarit: max min max min t t (253 96,3) (170 93,3) t 111,98 t 253 96,3 lnln 170 93,3t Diện tích trao đổi nhiệt mặt trong của ống: 3 2k3 tr Q .0,95 191,07.10 .0,95 F 15,25m 106,32.111,98k. t Chiều dài 1 ống là: tr F 15,25 L 10,8m .d .n 3,14.0,02248.20 Chọn số hành trình của 1 ống là: 12 Chiều dài 1 hành trình là: L 10,8 0,9m z 12  170 0 C 253 0 C 93,3 0 C 96,3 0 C 59 Kiểm tra lại vận tốc khói ban đầu Tiết diện chảy qua 1m ống: c ng c c 1 ng c 2 (D d ). (0,052 0,0267).0,002 f s d 0,054 0,0267 s 0,01 0,02224m / m Tiết diện chảy qua các ống: Fc = fc.l.12 = 0,02224.0,9.12 = 0,24019 m 2 Lƣu lƣợng khói qua thiết bị 3 k 3 504,2 V V .B 11,774. 1,649m / s 3600 Vận tốc khói: c V 1,649 6,9m / s F 0,24019 Nhƣ vậy, vận tốc khói không khác so với giá trị ban đầu đã chọn 7 m/s. Nhƣ vậy không cần phải tính toán lại. Kiểm tra trở lực của thiết bị: Trở lực về phía khói: 2 p . . .z 2 Trong đó: ρ = 0,733 kg/m3 ω = 6,9 m/s z = 20 0,9 0,9 0,10,9 1 ng 1 ng 1 ng0,245 E c ng ng 2 ng 0,9 0,9 0,10,9 0,245 s d s d s dd 0,72.Re 2 s d d s d 54 26,7 54 26,7 22,14 54 26,7 0,72.4518 2 10 26,7 26,7 54 26,7 0,319 26,9 p 0,319.0,733. .20 111,32Pa 2 60 Công suất tiêu hao khi qua thiết bị N = Δp.V = 111,32.1,649 = 183,6 W = 0,1836 kW So với công suất của quạt là 9 kW thì trở lực tạo ra không đáng kể 5.3.2 Thiết bị thu hồi nhiệt khói thải của lò hơi số 4 Kích thƣớc đƣờng ống và kích thƣớc cánh giống nhƣ thiết bị thu hồi nhiệt khói thải ở lò hơi số 3 nên ta có: Kích thƣớc ống: Đƣờng kính ngoài: dng = 26,7 mm Đƣờng kính trong: dtr = 22,48 mm Bề dày ống: δ = 2,11 mm Kích thƣớc cánh: Đƣờng kính ngoài cánh: Dc = 52 mm Bƣớc cánh: sc = 10 mm Bề dày cánh: δc = 2 mm Bƣớc ống dọc và ngang: s1 = s2 = 54 mm Tỏa nhiệt đối lƣu về phía khói: Diện tích mặt trong ống trên 1 m chiều dài ống: F1 = 0,07059 m 2 /m Số cánh trên 1 m ống: nc = 100 (cánh/m) Diện tích cánh tính trên 1 m ống: Fc = 0,03258 m 2 /m Khoảng cách giữa 2 cánh: tc = 0,008 mm Diện tích phần ống không có cánh trên 1 m ống: F0 = 0,06707 m 2 /m Diện tích mặt ngoài có cánh tính trên 1 m ống: F2 = 0,09965 m 2 /m 61 Hệ số làm cánh: εc = 1,41 Đƣờng kính tƣơng đƣơng: dE = 0,02214 m Nhiệt độ trung bình của khói: ttb = 0,5(240 + 170) = 205 0 C Tra thông số vật lý của khói, ta đƣợc: ν = 33,45.10-6 m2/s λ = 4,05.10-2 W/m.K ρ = 0,741 kg/m3 Tốc độ khói tại khe hẹp của cánh vẫn chọn là ω = 7 m/s. Hệ số Reynolds: E 6 .d 7.0,02214 Re 4633 33,45.10 Hệ số Nusselt: 0,2 0,2 1 ng 1 ng0,67 f ng 0,2 0,2 0,67 s d s d Nu 0,251.Re . 1 d t 54 26,7 54 26,7 0,251.4633 . . 1 53,08 26,7 8 Hệ số tỏa nhiệt từ bề mặt cánh tới khói: 2 c E Nu. 53,08.4,05.10 97,1 d 0,02214 Hệ số tỏa nhiệt tƣơng đƣơng của toàn bộ mặt ống có cánh: c 0 2 c c 2 c F F . F F ηc - hiệu suất của cánh, đƣợc tra từ đồ thị hình 5.8 theo β.hc và Dc/dng c ng D 52 1,95 d 26,7 c c c 2. 2.97,1 42,25 . 54,4.0,002 β.hc = 42,21.0,01265 = 0,53 62 Suy ra: ηc = 0,86 2 0,03258 0,06707 97,1. 0,86 92,65 0,09965 0,03258 Tỏa nhiệt đối lƣu về phía nƣớc: Nhiệt độ trung bình của nƣớc đi trong ống: tf = 94,8 0 C Thông số vật lý của nƣớc: ρ = 961,99 kg/m3 ν = 0,311.10-6 m2/s λ = 68,14.10-2 W/m.K Pr = 1,854 Chọn tốc độ nƣớc trong ống là 1,2 m/s Số ống của thiết bị: 2 2 tr 4G 4.8,07 n 17,6 d 3,14.961,99.(0,02248) .1,3 Chọn n = 18 Tính lại vận tốc nƣớc: 2 2 tr 4G 4.8,07 1,17 m / s d n 3,14.961,99.(0,02248) .18 Hệ số Reynolds tr 6 .d 1,17.0,02248 Re 84571 0,311.10 Đây là chế độ chảy rối với Re > 10000 Hệ số Nusselt 0,25 0,8 0,43 0,8 0,43f f f l R w Pr Nu 0,021.Re .Pr . . . 0,021.84571 .1,854 239,49 r Tỉ số 0,25 f w Pr Pr gần bằng 1, εl =1, εR =1. 63 Hệ số tỏa nhiệt đối lƣu của nƣớc trong ống: 2 2 1 tr Nu. 239,49.68,14.10 7259,27 W / m .K d 0,02248 Hệ số truyền nhiệt ứng với diện tích mặt trong ống: 1 2 c 1 k 1 1 . Nhiệt trở của vách ống và lớp cáu cặn: 3 40,00211 0,5.10 2,888.10 54,4 2 φ = 0,85: h