化工原理3完.ppt

上节内容 6 4沸腾给热和冷凝给热 带相变 6 5热辐射6 6传热过程的计算 这节内容 19周 星期三 复习 18周 星期四晚或星期五 17周 星期三 6 7换热器上册复习 6 7换热器 6 7 1间壁式换热器的类型6 7 2管壳式 列管 换热器的设计和选用6 7 3换热器的强化和其它类型换热器 换热器 换热器按热量交换的原理分类 间壁式 混合式 直接接触式 和蓄热式 间壁式热交换器应用最广泛 换热器按用途分类 加热器 冷却器 冷凝器 再沸器和蒸发器等 6 7 1间壁式换热器的类型 1 夹套式换热器2 沉浸式蛇管换热器3 喷淋式换热器4 套管式换热器5 管壳 列管 式换热器 3 夹套式换热器 图6 52夹套换热器 1 夹套式换热器 由容器外壁安装夹套制成 其结构简单 提高传热系数 在釜内进行搅拌 夹套内安装螺旋隔板 广泛用于反应过程的加热和冷却 动画 1 夹套式换热器 2 沉浸式蛇管换热器 蛇管多以金属管弯绕成各种与容器相适应的形状 并沉浸在容器内的液体中 优点 结构简单 能承受高压 可用耐腐蚀材料制造 缺点 容器内液体湍动程度低 管外给热系数小 图6 53蛇管式热交换器 动画 2 沉浸式蛇管换热器 化工理工大学 3 喷淋式换热器 将换热管成排地固定在钢架上 热流体在管内流动 冷却水在装置上方均匀淋下 优点 喷淋式换热器传热效果优于沉浸式蛇管换热器 图6 54喷淋式换热器 动画 3 喷淋式换热器 4 套管式换热器 由直径不同的直管制成的同心套管 并用U形弯头连接而成 优点 传热系数较大 原因 1 管内管外流体流速较大 2 冷 热流体可以作纯逆流 图6 55套管式换热器 动画 4 套管式换热器 5 管壳式换热器 由壳体 管束 管板和封头组成 在圆筒形壳体中装有许多平行管束 管的两端焊接在多孔管板上 管外安装有折流档板 优点 结构紧凑 单位容积传热面积大 传热效率高 在所有换热器中占据主导地位 图6 56列管式热交换器 动画 5 管壳式换热器 结构 1 换热器的程数 流体在换热器中流动方向的改变次数n 则程数为 n 1 管内流体的行程称管程 管外流体的行程称壳程 为了提高管内和管外流体的流速 采用多管程多壳程换热器 图6 57四管程两壳程热交换器 5 管壳式换热器 动画 5 管壳式换热器 几管程 几壳程 几管程 几壳程 5 管壳式换热器 动画 5 管壳式换热器 动画 几管程 几壳程 2 折流档板增加管间流体的流速 提高湍流程度 增加管间的给热系数 在Re 100就达到湍流 常用折流档板有圆缺形和圆盘形 前者更为常用 图5 58折流档板的形状 5 管壳式换热器 动画 3 换热器的补偿当冷热流体的温度差大于50 时 因热膨胀差异引起壳体与管子间的温差应力 使管子挤弯 拉脱或破坏壳体 补偿方法 1 壳体上附有膨胀圈 2 U形管 3 采用浮头式换热器 5 管壳式换热器 图6 57四管程两壳程热交换器 1 固定管板式换热器当冷热流体温差不大时 可采用固定管板式换热器 它结构简单成本低 但清洗困难 不适用于易结垢的流体和温差较大的流体 如果温差不是很大 可采用带有补偿圈的固定管板式换热器 图5 59具有补偿圈的列管式热交换器 5 管壳式换热器 动画 1 固定管板式换热器 5 管壳式换热器 2 浮头式换热器它两端的管板一端可沿轴向自由浮动 优点 这种结构完全消除热应力 而且整个管束可从壳体中抽出 便于清洗和检修 不足 结构复杂 造价较高 工业应用较多 图5 60浮头式热交换器 5 管壳式换热器 5 管壳式换热器 动画 2 浮头式换热器 5 管壳式换热器 动画 2 浮头式换热器 3 U形管换热器U形管换热器的每根换热管都弯成U形 进出口分别安装在同一管板的两侧 封头以隔板分成两室 每根管可自由伸缩 与外壳无关 优点 结构比浮头式换热器简单 缺点 管程不易清洗 只适用于洁净流体 图5 61U形管式热交换器 5 管壳式换热器 5 管壳式换热器 3 U形管换热器 动画 6 7 2管壳式换热器的设计和选用 管壳 列管 式换热器的设计和选用时考虑的问题管壳 列管 式换热器的给热系数流体通过换热器的阻力损失对数平均温度的修正管壳 列管 式换热器的设计和选用步骤 化工工艺设计手册 第03版上册 2003年版 pdf AspenPlus应用基础 传热单元 ppt 目录 目录 下学期课程设计 2008年浙江省化工设计竞赛 图6 1乙醇脱氢法制乙酸乙酯的流程模拟 指导老师 葛昌华邱方利何光洪 队名 VKTeam 队员 夏键婷 队长 陈宗汉 张灵云 李琦 姚春燕 李贵 2009年浙江省化工设计竞赛 指导老师 葛昌华邱方利何光洪林可洪庄玉国 队名 Flyteam 获奖新闻队员 赵祥 队长 潘瑶 颉新丽 何潇莎 陈满意 图6 2二氧化碳和甲醇直接合成碳酸二甲酯 TheEnd 这节内容 17周 星期三 6 7换热器6 7 1间壁式换热器的类型6 7 2管壳式 列管 换热器的设计和选用6 7 3换热器的强化和其它类型换热器19周 星期三 复习 管壳式换热器的设计和选用时考虑的问 1 流体流经管程或壳程的选择2 流体流动方式的选择3 换热管规格与排列的选择4 折流挡板 1 流体流经管程或壳程的选择 1 腐蚀性流体走管程 以免同时腐蚀 2 不洁净 易结垢的流体走管程 可以提高流速 减少结垢 易于清洗 3 流量小或粘度大的流体走壳程 Re 100即达湍流 4 压力高的流体走管程 5 被冷却的流体走壳程 便于散热 6 饱和水蒸气冷凝时 走壳程 7 对流传热膜系数小的走管程 易于提高流速 2 流体流动方式的选择 除逆流和并流外 在管壳式换热器中 流体还有多管程多壳程的复杂流动 当流量一定时 程数越多 给热系数越大 对传热有利 但程数增加 流体流动的阻力损失增加 在决定换热器程数时 需权衡 3 换热管规格与排列的选择 1 管径的选择管径越小 传热面积越大 对净洁的流体 管径可选小些 对不净洁和易结垢的流体 管径选大些 便于清洗 我国用于换热器的管子有二种规格 分别为 25mm 2 5mm和 19mm 2mm 2 换热器的长度我国生产的钢管长度为6m和9m 因此标准换热器中管子的长度为1 5m 2m 3m 4 5m 6m和9m 其中3m和6m最常见 换热管规格与排列的选择 3 换热器中管子的排列方式排列方式有等边三角形和正方形两种 等边三角形排列比较紧凑 管外湍动程度高 给热系数大 正方形排列较松散 给热系数小 但清洗方便 对易结垢的流体更为适用 将正方形排列的管束斜转45 安装 可提高给热系数 图6 62管子在管板上的排列方式 4 折流挡板 1 折流挡板作用提高管外流体的湍流程度 提高管外的对流给热系数 为了取得良好的效果 挡板的形状和间距有一定的要求 2 折流挡板形状有圆缺形和圆盘形二种 常见的挡板为圆缺形 最常见 弓形缺口的高度为壳体内径的20 和25 3 折流挡板的间距间距太大 不能保证流体垂直流过管束 使给热系数下降 间距太小 不利于制造和检修 阻力损失也大 一般取挡板的间距为内径的0 2 1倍 列管 管壳 式热交换器的给热系数 1 管程给热系数 i2 壳程给热系数 0 1 管程给热系数 在管内 当Re 10000时 给热系数的计算公式为由于管内流速u与管程数NP成正比 即 与NP也成0 8次方 2 壳程给热系数 0 壳程中由于安装折流档板 流体流向不断变化 湍动增加 当Re 100时即可达到湍流状态 当使用25 圆缺形档板时 其给热系数可按下式进行计算 Re 2000Re 10 2000上式中 定性温度为进出口的平均温度 w为壁温下流体的粘度 当量直径与管子的排列情况有关 见图6 63所示 壳程给热系数 0 对正三角形排列 对正方形排列 图6 63管子不同排列时的流通面积 壳程给热系数 0 流速u0为最大流动截面积A 中的速度 其值为B为档板间距 D为壳体直径 可见 当Re 2000 0 u00 55de 0 45 因此提高流速 减小挡板间距 缩短管中心距 减小当量直径均可提高给热系数 由于u0与B成反比 则 0 B 0 55 流体通过换热器的阻力损失 1 管程阻力损失2 壳程阻力损失 1 管程阻力损失 换热器管程的总阻力损失hft包括直管阻力损失hf1 回弯阻力损失hf2和换热器进出口阻力损失hf3 hf3较小可不计 hft hf1 hf2 ftNP式中ft为管程结垢校正系数 三角形为1 5 正方形为1 4 NP为管程数 l为换热管长度 直管阻力损失hf1 回弯阻力损失 包括封头内流体转向与管束进出口局部阻力 其计算式为 换热器管程内阻力损失的压力降为 从上式可见 管程的阻力损失与管程数NP的3次方成正比 可见对于同一换热器 如果单管程改为双管程 给热系数增加1 74倍 而阻力损失则增加8倍 如果变为四管程 给热系数增加3倍 但阻力损失增加64倍 2 壳程阻力损失 壳程阻力损失hfs可以认为是由管束阻力损失h f1与弓形挡板阻力损失h f2组成 再乘以污垢校正系数fs即可 hfs h f1 h f2 fs 对于液体fs 1 15 对于气体或可凝性蒸汽fs 1 0 NB为折流板数 B为折流板间距 D为壳体内径 NTC为横过管束中心线的管子数 对于正三角形排列 NTC 1 1 NT 0 5 对于正方形排列 NTC 1 19 NT 0 5 NT为管子总数 u0为壳程流速 其计算的流动面积为A0 B D NTCd0 F为管子排列对压降的校正系数 对于正三角形排列F 0 5 对于正方形排列F 0 3 对于正方形斜转45 F 0 4 f0为壳程流体的摩擦系数 与Re0的关系图6 64 图6 64壳程流体的摩擦系数f0与Re0的关系 壳程阻力损失 由于 NB 1 l B 而u0与1 B成比例 则管束阻力损失与 1 B 的三次方成正比 当挡板间距减少一半 管束阻力损失则增加8倍 而给热系数只增加1 46倍 因此必须综合考虑 对数平均温度的修正 对于多管程多壳程 计算对数平均温度差时 不能用逆流或并流计算 为了计算方便 先用纯逆流计算 再求出温度修正系数 而温度修正系数 已用图列出 以供查取 图6 65就是几种复杂流型的 值线图 图6 65几种复杂流型的 值线图 计算方法如下 1 先求冷热流体的进出口温度 算出纯逆流的对数平均温度 2 计算R和P值 再查图6 65求出温度修正系数 的值 R和P值的计算方法如下 3 计算实际平均温度差 tm tm逆 列管 管壳 式热交换器的设计和选用步骤 1 初选换热器的尺寸规格2 计算管程的压力降和给热系数3 计算壳程压力降和给热系数4 计算传热系数 校核传热面积 列管 管壳 式热交换器的设计和选用步骤 设热流体的流量为qm1 温度从T1冷却到T2 冷却介质的温度为t1 现选定出口温度为t2 可以计算热负荷Q和逆流平均温度差 tm逆 但由于传热系数K和温度修正系数 不知 无法计算A 因此需要试差计算 计算方法如下 1 初选换热器的尺寸规格 1 初步选定换热器的流动方式 计算温度修正系数 的值要求大于0 8 否则应改变流动方式 重新计算 2 根据经验估计传热系数K估 计算传热面积A估 K估的值见书本P309表6 8 3 根据A估的数值 参照标准换热器 确定标准换热器的型号 2 计算管程的压力降和给热系数 1 参考书本P310页表6 9 表6 10选定流速 确定管程数目 计算管程压力降 pt 若 pt p允 则需要重新计算 2 计算管内给热系数 i 如 i K估 则要改变管程数重新计算 若改变管程数不能同时满足 i K估 pt p允 则要求重新估计K估 另选一换热器进行试算 3 计算壳程压力降和给热系数 1 参考表6 9的流速范围选定挡板间距 计算壳程压力降 pS 若 pS p允 则可增大挡板间距 2 计算壳程给热系数 0 如 0太小可减少挡板间距 4 计算传热系数 校核传热面积 根据流体的性质选择适当的垢层热阻R 由R i 0计算传热系数K计 再由传热基本方程计算传热面积A计 当此传热面积小于初选换热器的实际传热面积A 则原则上计算成立 但不能太小 一般要求A A计 1 15 1 25 即传热面积有15 25 的裕度 例6 25管壳式换热器的设计计算 某化工厂拟采用管壳式换热器回收甲苯的热量将正庚烷从80 预热到130 已知 正庚烷的流量qm1 40000kg h 甲苯的流量qm2 39000kg h 进口温度T1 200 管壳两侧的压力降都不超过30kPa 正庚烷的物性数据 2 615kg m3 2 0 22mPa s 2 0 115W m cp2 2 51kJ kg 甲苯的物性数据 1 735kg m3 1 0 18mPa s 1 0 108W m cp1 2 26kJ kg 试选用一合适的换热器 解 1 初选换热器Q qm2cp2 t2 t1 4000 2 51 130 80 5 02 106kJ h 1 39 106W甲苯出口温度逆流平均温度差 初选单壳程 偶数管程的浮头式换热器 温差大 查图6 65得温度修正系数 0 9 0 8 参照表6 8 初步估计传热系数K估 450W m2 传热面积为A估为由换热器标准 见附录 初选BES500 1 6 54 6 25 2型换热器 其有关参数列于下表 例6 24附表BES500 1 6 54 6 25 2浮头式列管换热器的主要参数 2 计算管程压降和给热系数 管程流动面积管内甲苯流速 取管壁粗糙度 0 15mm d 0 0075 查图1 34得 0 035 则管程压降为 4 1 103Pa 4 1kPa 30kPa 允许值 管程给热系数为 1274W m2 3 计算壳程压降和给热系数 取折流挡板间距B 0 2m 管束中心线的管数为NTC 1 19 NT 0 5 1 19 1240 5 13 3壳程流动面积A2为A2 B D NTCd0 0 2 0 5 13 3 0 025 0 0337m2 管子排列为正方形 斜转安装 校正系数为F 0 4垢层校正系数fs 1 15挡板数NB l B 1 6 0 2 1 29 壳程压降的计算 壳程给热系数的计算 4 计算传热面积 查表6 6 取Ri 0 00017m2 W R0 0 00018m2 W 所选换热器的实际传热面积为A NT d0l 124 3 14 0 025 6 58 4m2所选BES500 1 6 57 6 25 2 型换热器适合 6 7 3换热器的强化和其它类型换热器 各种板式换热器强化管式换热器热管换热器流化床换热器 换热器的强化和其它类型换热器 对于间壁式换热器 除夹套式外都是管式换热器 在管式换热器中 管子直径越小传热面积越大 但流体流动阻力越大 如果管子排列越紧凑 则壳程流动阻力越大 因此管式换热器的结构不能太紧凑 单位换热器容积的传热面积小 金属消耗大 为了克服这些缺点 对管式换热器进行改进 各种板式换热器 1 板式换热器的特点板式换热表面结构紧凑 材料消耗小 传热系数大 但不能承受高压和高温 对材料要求比较严格 2 螺旋板式换热器3 板式换热器4 板翅式换热器5 板壳式换热器 1 螺旋板式换热器 1 螺旋板式换热器的结构 2 螺旋板式换热器的优点 3 螺旋板式换热器的缺点 4 给热系数的计算哈哈 1 螺旋板式换热器的结构 由两张平行薄钢板卷制而成 在其内部形成一同心的螺旋形通道 换热器中央设有隔板 将两螺旋形通道隔开 冷热流体分别从两螺旋形通道流过 通过薄板进行换热 其结构如图6 66所示 图6 66螺旋板式换热器的结构 螺旋板式换热器的优点 由于离心力的作用和定距柱的干扰 流体湍动程度很高 传热系数很大 由于离心力的作用 流体中的悬浮固体颗粒被抛向螺旋形通道的外缘而被流体本身冲走 因此适用于处理高粘度及含有少量固体的悬浮液 冷热流体可作纯逆流流动 传热推动力大 结构紧凑 单位容积的传热面积大 比管壳式换热器大3倍螺旋板式换热器的缺点 操作压力和温度不能太高 压力 2MPa 温度 300 400 修理比较困难 给热系数的计算 2 板式换热器 1 板式换热器的结构 2 板式换热器的优点 3 板式换热器的缺点 1 板式换热器的结构动画 最初用于食品工业 是一组金属薄板 相邻薄板间衬以垫片并用框架夹紧组成 如图6 67为矩形板片 上面四角开有圆孔 形成流体的通道 冷热流体交替在板片两侧流过 为了加强流体的湍动程度 提高传热系数 通常将薄板压制成各种波汶形状 增加薄板的刚度 图6 67板式换热器的结构 2 板式换热器的优点和缺点 由于流体在板片间流动的湍动程度很高 传热系数很大 具有可折性 可调整板片数目 增减传热面积 操作灵活 检修清洗方便 板片间隙小 结构紧凑 单位容积的传热面积大 比管壳式换热器大6倍 缺点是操作压力和温度不能太高 压力 2MPa 温度大高易渗漏 温度 250 3 板翅式换热器 1 板翅换热器的结构板翅式换热器是一种更高效紧凑的换热器 如图6 68所示 在两块平行金属薄板间 夹入波汶状或其它形状的翅片 形成一个换热基本元件 将各基本元件适当排列 用钎焊固定 制成逆流式或错流式板束 将板束放入适当的集流箱就形成板翅换热器 2 板翅换热器的特点由于结构高度紧凑 单位容积的传热面积大 比管壳式换热器大100倍 而翅片的形状可以促进流体的湍动 传热系数很大 而操作压力可达5MPa 图6 68板翅式换热器的板束 4 板壳式换热器 板壳式换热器的结构板壳式换热器与管式换热器的区别在于用板束代替管束 板束的基本元件是将条状的钢板滚压成一定的形状焊接而成 板壳式换热器的特点板束元件可以紧密排列 结构紧凑 单位容积提供的换热面积是管壳式换热器的3 5倍以上 当量直径较小 给热系数较大 结构坚固 能承受高压和高温 操作压力高达6 5MPa 温度达800 缺点是制造工艺复杂 焊接要求较高 强化管式换热器 1 翅片管2 螺旋槽纹管3 缩放管4 静态混合器5 折流杆换热器 1 翅片管 翅片管是在普通金属管的外表面安装各种翅片制成 其结构如图6 69所示 翅片与光管的连接应紧密无间 否则接触处的热阻很大 影响传热效果 连接方法有热套 镶接 张力缠绕 钎焊和焊接 也可采用整体轧制 整体铸造和机械加式的方法制造 特点 翅片管仅在管外采取强化措施