降膜蒸发器的设计.pdf

石 油化工设计 降膜 遨发器 的议计 杨守城 北京石化工程公司 降膜落发界作为一种 高效落发设备应用于化工 食品 轻工等行业 主要进行液 体的蒸发 提浓 本文详细介 绍该设备 的性能特点和设 计计葬 方法 并附 有算例 关键词 降膜 蒸发 布液于途径 传热 压降 冷凝沸腾 液泛膜厚 概述 降膜蒸发器是垂直蒸发设备 之 一 属薄膜蒸发 器 类 一般说 来 薄膜蒸发器 可以分为 升膜蒸 发器 如立式 热虹吸再沸器 降 膜蒸发器 分水平管外和垂直管 内 和刮膜式蒸发器三类 降膜蒸 发器 作 为一种高效蒸 发设 备 因其特 有的优点而逐渐 应用 于化工 轻工及食品加 工行 业 进行液体的浓缩 降膜蒸发器 的主要结构是一垂直安装的 型 壳 一 管壳式换热器 见 图 所 示 壳侧为加热流体 管内为蒸发 液体 降膜蒸发器 要蒸发 的 少 芍 于里 考 人 卜 冷凝 浓缩液 邢邢邢邢邢邢邢 产 沪甲 户 尸甲甲 立 式降膜式蒸发器 降膜式再沸 器 图 降膜蒸发器示惫图 石油化 工设计第 卷 液体自管顶进 入 呈膜状沿管 壁 向下流 在此过程中液体被 蒸发 提浓 壳侧如果是用蒸汽冷凝加 热 则应自上而下 如果用热流体 显热加热 则应 自下而上 由此可 知 两流体的流向不一定是逆流 但这并不重要 因为 管侧压力 基本不变 不影响流体 的温度改 变 工艺流体温度改变仅仅是 由于物料浓度变化而产生的沸点 升高 一般升高很小 降膜蒸发器的优点 停留时 间短 对热敏性物 料不会引起降解 由于 呈薄膜状 液体流速 较大 因此蒸发 给热 系数相应较 大 压降小 因此换热器工艺 侧的压 力和温度几乎接近常数 可不用或少用显热 由于工 艺流体仅在 重力 作用下流动 而不是靠高温差来 推动 所以允许 使用更 经济的低 温差 设备 内滞液量少 沸腾为对流沸腾 因此管 子表面状态对沸腾的影响较小 降膜蒸发器的缺点 操 作性能主 要取决于液 体分布器性能 对 设备 安装垂直度要求 较高 如 长管子 其垂直度要 求不大于 为保证管内完全湿 润 需 要较 高的液体流量和较 长的管 子 为了机械清垢 要求换热 管管壁较厚 降膜蒸发器的费用较高 不适合处理易结垢或有 固粒的物料 计算方法 传热计算 在文献资料 中关于降膜蒸发 器的沸腾机理有三种不同说法 加热表面的泡核沸腾 汽液 界面的汽化蒸发 膜状沸腾 但是 从宏观 分析看 主要以 对流沸腾为主 泡核沸腾为副 虽 然以往研究者对降膜 传热和降膜 蒸发做了大量研究工作 但是绝 大部分研究是在水蒸汽一水系统 中进行 的 因降膜蒸发器常用于 食品工业 其物料常常是复杂 的 非牛顿型 流体 对其传热的影响 尚不清楚 所以在进行传热计算 时应特别慎重 加热膜时的传热计算 向下流动液膜的状态见图 舟 团恻 一 刘 甲叭胜 闷 之拘 闷 困渭侧霭谓 一 图 向下流动液膜的状态 传热采用精度较高的 实验 式 十 一 二里止二巴 匕 卫二 二 一二二匕 式中 一液体加热时的给 热系 数 一入口处 过渡段的给热 系 数 一稳定 流动段 的给热系数 忿 一入 口处过渡段的长度 查图 石油化 工设计 图中 为单位湿润宽度 的流量 计算如下 簇 一天冈瓦 一液体流量 一传热管数 一传热管内径 一传热管长度 此 一 下 代 卜 釜门令 月 侧 军回州侧 火 凡 是粉 伙 仇 式中 沁一液体粘度 一液 体比热 一液 体导热 系 数 氏一液体密度 一重力加速度 吕 以下计算 式 中 为液膜 雷诺数 二 为层 流界 限雷诺数 首 先计算 和 二 尸尸尸尸尸 一尸尸 一一 一一一一 一一一一 户户户户户户户 尸一一口一一 一一一 一一一产产产 单位宽度的流量 千克 米 时 图 过渡区的长度 蒸发膜时 的传热计算 如果假 定降膜蒸 发器中 液膜的流动不 因 气 泡 而扰动 则 传热计算公式 一 仍可适 用于蒸发膜传热的情况 蒸发膜传热计算式采用 和 式 卜 丛 丛 仁 些丝 一 卫 拼是 汽 一不丙 夏 粤 一 忐 一 一 黔 一 产 月任 亡 了 了 一 拜 一 呵一 一 丹 卜 一 卜 一 尸 曰 今 粤 黔 层流时 即旦簇 尸 一 6 934 丛影鱼 二 一 12 I L L I 拜L7 的112 今 粤门 半 过渡流时 即Re 3 2 0 0 h 加 6 今 粤 半 h 一 606 粤门是 一 3 湍流时 即是 R 式中 g一重力加速度 g 1 27又 108m h g c一重力换算系数 g C 1 27又 1 0 日 k g m k g h 3 应用 Dukler理 论 将 计 算膜厚和给热系数的公式作成图 4和 图5 可直接查图计算 式 中 占为 膜 厚 用式 l0 11 计算 石 油化工 设计 第1 2卷 产产产产产产产产产 洲产产 户户户户 砂砂户尸尸尸 尸 门门门门门门 一一 沪尸 尸尸尸尸尸尸尸 一妹过叫 夕一 细 卜 灿 10 咯 图4液膜厚度 厂厂厂厂门门 T T T T T T T T T T T T T T T T T 广广门门 厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂 冬冬冬冬数 几几几几几几几几几几厚厚 洲尹尹 售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售 尸尸尸尸尸一 4 姨 姨葵葵 2牛 牛牛 任任任任任 0 之之之之 爹爹爹 寨寨寨寨寨寨摹摹髻髻霎霎 z 护护勺 护护护护护护护护护碑尸尸 目 z z z 产产产产产产产产产尹沪沪洲 沪产产 沙沙沙沙沙沙沙沙沙 尸尸尸 产户户 尸尸尸尸尸尸尸尸尸尸口口口 羹羹羹羹羹 委委葬 葬 声声二 二二二 5 二若若3 5 5 5 护洲产产产产 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3 尸产 爵爵爵爵爵爵爵 户 户户户户户户户户户 34 二 之二止 二 k 界膜给热系数 789 1 0 先计算入 口和 出口处的给热系 数 然后取平均值 图中R e 4m 椒 Pr C L 拼L K L m二W L 二NDi 料L一液体粘度 K g m h C PL 一液体比热 K ea l k g K L一 液体导热系数 K c a l m h 氏一液体密度 K g m 3 g 一重力加速度 g 1 27又 10 m h Z 2 2 压降计算 降膜蒸发器管内为液体和汽 化后的蒸汽构成的两相混合流 一般采用两相流压降计算公式 B e r g e l i n 等推荐了气 液两相向下 流时的压降计算关联式 由于降 膜蒸发器内沿传热管轴向压降因 汽化率的不断变化而改变 为此 须将管子分段 逐段计算压降 最 后相加得到 总 压降 显然这样使 石油化工 设计 1995 1 2 l 49 计算变得十分复杂 1 B a r b a 和G lona根 据 B er g e l i n 压降计算式 进行适当简 化 为此假定 蒸汽 流量沿传 热 管的变 化 可以用下式表示 计算以一根 管为基准 18 卜一蒸发蒸汽的粘度 k g mh 凡一液体密度 k g m 一水的表面张力 K g m 吮 一 液体 物料 的表面张力 K g m 2 B a r b a 等在上述假定基础 上 推导出从传热管上端 入口 到传热管下端 出口 的总压降计 算公式 4 f G 芝 L P 于 乙二共 二 器 23 29 八 L Di f一摩擦系数 查图6 为此应 先算出查图参数B 和R L 用式 24 25 及 28 V一下标 表示气相 L一下标 表示下端出口处 g 一 重力换算系数 g 1 27 X 1 0 8 k g m k g h B 参数计算 BL 30时 B B L 24 X叭一 L 一一 v o W 式 中L一传热管长度 m W一介质流量 k g h X 一离入口端的距离 m i 一下标 表示进 出口 v L 一下标 表示 汽相和液相 蒸发管中液体的流量变化 范 围 当 B o 3 0 时 液体流量的变化约在 2 0 之 内 此假定基本符合实际降膜蒸 发 器液体流量变化的情况 场称局部B e rg e l ln系数 计 算如下 式中 P一总压降 k g 耐 B o 一念 G 一留 里竺卫 玉 19 仇 0O L O 卜卜 B B B B B B B B B B B B B B B 二 8 0 0 0 0 0 0 0 0 0 愉愉愉愉愉 洲洲 了了曰 曰 又洲 洲 一任U 尹声 声一 澡 澡 洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲 尸 冈冈 之之 器器 曰曰 尸尸尸 r 口口 佗一 一之之凡 凡 卜 闷 闷 菜妾妾之 1 51 乙尸尸尸 B 二 0 B B B B B B B B B B B B B B B B B B B B B B B B B 于于于于于于 酷 共共沂 尹 2 2 2 夕夕 产一一一一 一 30 时 百 B o B L 2 25 B L 和B o 指传热管 下端 L 和上端 O 处的B ergelin 参数 由 26 2 7 式计算 G vi 4W vi 兀D i 之 2 2 W L L 仇 L W v i 一入口处蒸汽 流量 K g h D i一蒸发管 内径 m W L 民 0 2 6 2 7 式 中 W L L一 下端 出口处 液体流量 k g h W L 0 一上端 入口处 液体流 量 k g m 民 L 一下端液体密度 k g m 氏 一 上端液体密度 k g m L L 一下 端 液体表面张 力 k g m 工 L一O 口 一 叽 一火 石油化工 设计 第1 2卷 L 一上端液体表面 张力 k g m 应首先算出B 如果B L 3 0 时 则B B 可不必计算氏值 计算R L 3 计算 B o nd 准数 B o DiZg 氏 一内 件 1 0 V 一o 220 F i F 甲1 s 31 36 4 计算液体粘度校正 系数F 卜 l 您 二 一 32 一 0 00 1 一 式中阵一液体粘度 N s m 5 计算K utateladze 准数 K g Kg 0 286玛 FJ F 33 6 计算液泛速度Vg m s 式中V 一液泛速度 m s F l 一管径影响系数 R L D IG讥 矛 L 28 式中G v 一下端 出 口处 的 蒸汽质量流速 k g m h G v L 4 W v L 二D iZ W v 一下 端 出口处 蒸汽流 量 K g h 拼v L一 下端气体的粘度 K g m h 2 3 液泛速度的计算 当降膜 蒸发器 汽化后 的蒸汽 由上部流 出时 汽 液互为 逆流 此 时应对管内气 速进行计 算 限 制此流 速应小于 液 泛速度 本文 推荐两种液泛速度计算方法 2 3 1 HTFS 法 主要计算步 骤如下 1 计算 每根管 的液体体积 流率V mZ V g Kg g 氏一内 片 5 34 2 3 2 Braun法 D i 3 时 F l 1 0 3 7 3 时 F 一 6 3 5 鲁 55 F z一管 端切口形状系数 为 表面张力的函数 当管端为平切口时 F 1 0 管端成 700斜切口时 F 可查图7 lo V o 305 F二F 35 70 斜 一 切 口 垂 直管内冷凝 垂直管 束外冷凝 管 壳式换热器 队 州口 2 2 2 2 2 2 2 2 2 0 5 心 10204 0100 图7 管端形状 系数F 图 一参数 由式 39 计算 V eDi 4 29 一396 奇 5 架 s 39 式 中V一表 现液体流 速 m s 假定液体为 满管 D i一管内径 m 2 计算Froude准数 Fr t g 氏一内 5 F r V l 旦竺 匕卫二 匕 二 二一 I 3 0 L 口 J 式中P L一液体密度 k g m 伪一气体密度 k g m g n 一重 力加速度 g 5 s lm s 一表面 张力 叹 m 式中 口一表 面张 力 k g m W v 一气体流量 k g h W L 一液体流量kg h 脚一气体密度 k g m D i一管内径 m 干途径与液体分布 干途径 降膜流动 时 较薄 的液膜往 往 有 被断 裂变为 不 连 续 流的倾 向 导致壁面出现干途径 这一现 象的 出现与液体的流率 表面张 力 纯度及壁面清洁 状 态等因素 有关 为防止干途径产生 其操作 流率必须要大于最小流率 最小 流率由式 40 计算 最小流率因 定义不同而有相当大的差别 l 液体流量 由零开始 逐步 增加 直至壁面 全部湿润时的流 率 2 液体流 量由壁面完全 湿 石油 化 工设 计 1995 1 2 l 51 润时逐步减少 当开始出现干途 径时的流率 即使是第一种情况 其值也 会因 开始 时的壁面状态 是干 的 还是湿的 而不同 最小流率最通 常的定义规定为 由干壁开始 流 量从零逐步增加 直到壁面全部 湿润时的流率称为最小流率 这 样测得的最小流率的值最大 因 而也最安全 在最小流率的计算中 为 了 确保传热面上形成连续的液膜 要使液 体流量 大于最 小流率 m 否则不能保持连续 稳定的 液膜 液体成线状 流下 而未被湿 润的传热面不但使传热失效 而 且还会增加结垢 H a r d c y提出计算 m 的公 式 m 1400 拌LP L o3 15 40 式中 m 一最 小 液 体流率 k g m h 一液体表面张力 k g m 椒一液体粘度 k g m h 氏一液体密度 k g m 3 2 液体分布 降膜蒸发 器 是将分布于管壁 上的液膜进行加热蒸发 的设备 所以其生产能力和操作性能在很 大程度 上取决于液体 的均匀分 布 即液体不 但 要均匀 地分配 到 每根 传热管中 而且 还能使液体 在整根管壁面上形成稳定而均匀 的液膜 一种品质较好的分布器 应该结构简单 对分布板上液层 高度 的敏感度低 布液均匀 成膜 稳定 操作弹性大 压降小 不 易 堵塞等 分布器的结构形式很多 可 根据不同的性能使用于不同的场 合 液体分布器一般可分为三种 类型 a 1 溢 流 型 插头型和多孔板 型 3 2 1 溢流型分布器 常见的有锯齿形溢流堰 a 切线方向钻孔型 b 开槽型 c 见图8 一 一 l l l一 一一 一 一一 气气 上上上上上 落落 L L L L L a 锯齿形滋流堪 b 切向孔式分布器 图8滋流型分布器示惫图 一般说来 通道数越多 通道 匀分布 但通道过小 易被脏物堵 越小 就越 利于液体沿 圆周壁均 塞 加工 困难 精 度要求不 易 达 切向描式分布器 到 一般 孔径或槽缝宽为2 3mm 通道数3一4条 第 12 卷 3 2 2 插头型分布器 这种形式的分布器是利用管 一五 卫遨扭遇匕匕一一一 子顶端的插头与管子 内壁间形成 的间隙使液体成膜 主要有 螺旋 沟槽式 a 锥体式 b 细 管式 e 和空心球式 d 见图9 介介介价价 了 厂厂厂 一一一 a 蛛旋沟摘式分布器 b 帷体式分布器 热交换管 了上管板 日日日 乙乙 d d d 奎奎奎 犷犷犷犷犷犷犷犷犷翻翻翻 气气曰 曰 口户户户户户户户户户户 团团团 一产产产产产产 口口口 洲洲洲尹尹尹尹尹尹尹尹尹尹 口口 产产产产产产产产产产 洲洲洲洲洲洲洲产产产产产产产 形形 球球球 创尸 尸尸尸尸尸尸尸尸尸 J J J J J J J J J J J J J产产产产产产产 3 3 3 3 3 J尹 尹尹尹尹尹尹 子子子子产产产产产产产 创创创创产一 一一一一一一 岁岁岁岁尹尹尹尹尹尹尹 洲洲洲洲沪 沪沪沪沪沪沪 剖剖剖剖护 护护护护护护 尸尸尸尸尸尸尸 剖剖剖剖 尸尸尸尸尸尸尸 1 1 1 J J J J J 一一 d d d d d d d d d d d d d 呈绿葬泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰冬冬冬冬下币理手手 幸幸幸夕夕 咬咬 尹俨训训 叫叫叫 T习 习 不不二 考考 二二 艺艺 犷犷犷 之之之之之之之之之之 l l l l l 一一 坏 一不不不不不不不不不不不不不不不 之乙 今多 户户户户户户户户户户户户户户户 愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁 蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚 州州州州州 日日 c 细管式分布器 d 空心球式分布器 液体流过螺旋沟楷时 形成 螺旋运动 有利于液体在管内均 匀成膜 但是旋 转流动 的作用距 图9拍头型分布器示愈图 离是有限的 能较差 阻力比螺旋沟槽要小些 锥体分布器在一定流量下也 细管式分布器的原理与切线 能较好地布膜 但在小流量 时性孔相似 但管上端有小管存在 使 石油化工设 计 19 5 12 l 5 3 布膜更好 空 心球分布器的结构 为 将 空 心 金 属小圆球置于管顶 球外 径略大于管内径 无液体时 约有 1 3 的球径 落在管内 有液体时 球所受浮力增加 使球上浮 板上 液体越多 球与管间的环隙越大 布液量也随之加大 到上升至 一 定高度时 设置的定距板 限制球 的最高位置 这种分布器有一定 的适 应流量变化的特性 3 2 3 多孔板型分布器 在管板上方安装数块有许多 小孔 的分布板 一般三块 分布 板上 方与入口管之间设有一挡板 见图1 液体从设备顶部进入 先到 挡板 上 再流到分布板上 经 数块分 布 板的分布 后 可将 液体 均匀地分布到管子的四周 见图 11 然后溢流进管子而成膜 分 布板上孔的大小和孔的布置是该 分布器的设计关键所在 为了使 挡板有预分布功能 可将其设计 成椭圆环形 见 图 1 2中的3 溢流型分布器对加工精度和 安装精度要求高 插头 型分 布器 的流动阻力大 易堵塞 安装检修 不便 适用 于清洁物料 多孔板 型 分布器 结构简 单 加工安装 检修 方便 能 较 好地把 液体分配到每 根管中 但对管 内布膜差 于前二 者 而前二种分布器只能保证在 管内均匀布膜 却不能保证把液 体平均分配 到所有管子中 另外 分布器的性 能除了与 分布器的结构有很大关系外 还 与分布器的加工质量 安装要求 管子的垂直度和 上管板 分布板 的水平度 物料的性质 操作工 况等密切有关 为了保证质量 对 各环节都要认真对待 卜 卜卜 甲 办办办办办 尹 户小 叹 图 1 0多层淋降板式分布器 七 热丈换 管 亡亡亡亡 巨巨巨 月二二二山 J山以以以山 洁 图 n下分布板孔在管板上的投影 4 设计方法及步骤 在 降膜蒸发器的设 计中 要 考虑六个问题 即设备基本尺寸 压降 最小流量 传热系数 液 泛 和液体分布 图12椭圆环形分布板 4 1 墓本尺寸 一般降膜蒸发器常用管径范 围为20 75m m 管 径选用原则 是 常压以上操作时采 用小管 径 真 空操作时用大管径 真空度越高 选 用的管径越大 管子 长度一般在 1 6m 之 石 油 化 工 设计 第1 2卷 间 也有8 gm 的 小管径选用大 管长 大管径选用小管长 当然有 时大管径也采用大管长 4 2 压降 管内为气 液两相流 压降计 算比较困难 而且 计算结果误差 较大 降膜蒸发器中的允许最大 压降通常是设 计的一个约束条 件 降膜 蒸发器的压降一般 不 大 4 3 最小流里 管内液体流量变 小时 会 导 致 管 壁上的 液膜 时断时续 产生 干途径 这样不仅使传 热恶化 而 且使部分传热表面失效 易生 污 垢 所以设 计时 要把操 作流 量控 制在最小流量以上 4 4 传热系数 传热计算是降膜蒸发器设计 的核心 降膜流动的雷诺数计算 与满管液体时相 同 但其传热系 数却比满管液体时大 另外 气 液一起 向下流动时 气流的剪力 使液膜减薄 从而强化了传热 在得 出降膜蒸发器的基本尺 寸以后 壳侧给热 系数可以根据 加 热介质 的情况进行 计算或估 算 水蒸汽 冷凝给热时可以查图 1 4 无相变时要采用 相应的 传 热 计算公式 作粗略计算时可参考 以下提供的数值 h 的估计值 水蒸汽壳侧冷凝 ho 5000K eal mZ h C 单相热流体换热 ho一1000K eal m h 4 5 液泛 在气 液逆流操作时 气体向 上有阻止液膜向下流的倾向 当 气速很大时 就会产生液泛现象 导致操作破坏 出现液泛时 则 可扩大管径 或增加管数 也可以双管齐下 4 液体分布 这是降膜蒸发器设计中最 困 难 最棘手的问题 布膜不好则是 产生干途径的 原因 分配不匀 则 使各管子中的流量有大有小 流 量太大 则膜太 厚 传 热 不 好 流 量太小 则容易产生干途径 分布 器的品质很关键 要精心设 计 具 体设计时 可按图 1 3所示框图步 骤进行 当一台降膜蒸发器初步计算 结束后 还要从以下三方面去检 查该设备是否可行 l 压降是否太大 在一般情 况下 降膜 蒸发器 的 压降是比较 小的 这对常压 操作是 没有 问题 但在真空操作时 对 压降有 严格 的限制 2 热流率是 否太大 降膜蒸 发 器 的热流 率应控 制 在 Z1500Keal m Zh 25KW m Z 以 内 如热流率太大 可降低壳侧的 加热温度 即减小传热温差 这是 有效的方法 3 传热温差 是 否太大 蒸汽 加热热敏性液体时 2 0一2 5 热 油加热热敏性液体时3 5 对非 热敏性液体时 5 0 这三条仅供 参考 5 设计计算实例 设计一台能把 4 NaC I 水溶 液 10000 kg h 蒸发浓缩为 8 的 NaC I 水溶液的立式降膜蒸发器 假定 闪蒸室的操 作压 力为 la t a 表 并用 一skg em 的饱和水 蒸汽加热 沸点进料 解 1 skg c m 饱和水蒸汽的 冷凝温度为 11 6 3 N a C I 水溶 液的沸点约1 0 1 此时的物性 N aC I 水溶液物性 液体比热 k ea l k g o C I o 液体粘度kg m h L 1 4 液体密度kg m 1020 导热 系数kc a l m h 0 58 表面张 力 k g m 0 0 0 6 蒸发潜热 k ea l k g 5 39 o 饱和水蒸汽物性 汽相密度 k g m 0 973 冷凝潜热 k ea l k g 52 9 4 5 1 热平衡和物料平衡 进 料中 N aC I量 10000只 0 0 4一4 00kg h 水量 10000一400 9600kg h 浓缩后水溶液中水量 石 油化工设什 1995 1 2 l 5 5 400 400 X 0 0 8 X 4 6 00 k g h 蒸发掉的水量 W v 9600一 4600 500 0kg h 蒸发所需热量 Q 539 0义50 0 0 2 7 X10 k eal h 5 2 选择管径 因为是常压操作 故 D O 0 032m Di 0 0 26 材质型 高强度铝砷黄铜 管 导热 系数戈 100keal m h 5 3 计算最 小流率并求 出管子 数 m 1 4 00 脚叭 1 4 00 1 1 4X1 0 2 0X0 0 0 6 I 2 6 6 skg h m 取操作流率 m一 620kg h m 计算管子数 W N 二二 认江nL 月 1 0 0 0 0 3 1 4 1 6 X6 2 0 X0 0 2 6 一19 8 5 4 计算壳侧给热系数 所需水蒸汽量 W s 一 2 7义 1 06 5 29 4 一5100kg h W s r 蔽丙瓦 5100 3 1416X 198X 0 032 256 Z k g m h 查水蒸汽在立管外的冷凝给 热系数 图 14 得ho 5500 keal m Z h 5 以热负荷分段计算 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 计算物料平衡苏量工衡 衡 9 9 9 计算全歇结束束束束 一 一 2 2 2 炭 择管径D 礼 D 3 3 3 计 算每根管以最小流率 以以 而得出它管子数 数 4 4 4 计算壳侧给热系数 数 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 5 以热负荷Q的分段 分为N段段 8 8 8 检亘设计的三个约束束束束束束束束束束束束束束束束 a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a a 计算传热温差入T 7 7 7 计算管侧总玉降入P b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b b 确定各段热负荷Q 6 6 6 计算兰 传热面积A和性管长L L L L L L L c c c 布算降膜给热系数h d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d d 计算总传热系数U e e e 计算传热面 积A 和管 长L 图 1 3设计计算步骤框图 本计算分二段 假定从上而下 管内 管外的 5 5 1 第一段计算 温度不变 因 此各段的传热温差 l 传热 温差计算 是相 同的 即 T 116 3一 101 15 3 T T Z T 15 3 石油化工 设计第1 z卷 一一一一 一冷凝负荷 荷 F l千克 乡 乡 长 谕谕谕谕谕谕 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1tl l l I J一一斗一一州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州州 二二二二二二二 J J J J J J J J J J J 1 1 1 1 1口 一一一一一一 曰曰曰曰曰 尸尸尸 尸尹尹户 户 尸沪尸尸 尸卜 乙 叭丰 一 一一一一 卜卜卜卜卜卜卜卜卜二义二二二二 二二二二二二二 巨巨二二l l l 尸尸 r 沪产 洲洲 口口尸尸尸尸 l 杯二二二 二卜一一一 一 一二之之 勺 卜卜卜卜卜卜卜卜 一 1二二共4吮一一卜一一 一一一一一 夕 户产产产二二 二 一尸声洲洲二 二洲尹 尹丁 一 二二二干二只孩干 二二二 二二 闷闷二 二之之之 二二二二二二奋产 二一 州州卜 一一气气 右昌应应 一叫 叫叫叫叫叫 刁 刁班 班二二坛坛 二二二二 尸 一一 一一 一上U门 门门 一一一 之之 之飞 飞 一一一一一一一一2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 户户户户户户户户 一 一户一 一 一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一 会会会鬓鬓之之 多 碑碑二 一一 一护户 口口口 肇肇肇肇 巨 抽勺一 一 洲洲卜 佗佗 户沪尸一 一 甲尹 创一 一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一一 一一一一一一一 一一 一一一 5一一一b一一 一一 J J J J J J J J J J J J J J J J J J J卞 胃e e e e e e 月 一一一 卜 二二广 彩彩彩七 七多 多是是是是 沪尸沪沪沪 三三 三三三 卫卫气 气 0 0 子子 之之之之定 定常 乏乏 一一一一一一一洲沪 洲 L一 之 之之户户户户户户户 团口 乡乡乡续续乒乒之之之之之之之之之之 l一J J J J J J J 户户户户户户户户 一 l l l 一一一L 司 司司司司司司司司司司司司司司司司司司司司司司司司司卜 卜卜卜卜卜卜卜卜卜卜卜卜一日日 日日 一二 二 l l l 二二二二二二二二二 一门门 r一 一一一一一一几几 彭彭彭 夕一一 尸 二二二 盯盯 蛋乡 乡乡沪 乌乌 洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲 裹裹裹祠祠祠祠祠祠祠祠祠祠祠祠祠祠祠 乡乡云 云 00 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 20 4O 6O 8OlO0l2 Ol 4Ol 6 0l 802002202402 6028030 0 冷凝液的 界膜温度tf C 图 水燕气在垂直管外冷授时的界膜给热系 数 水平管外冷凝时的界膜给热系数 用图中值乘以 8 求得 2 确定各段的热负荷 已知总热负 荷Q一 2 7 X l护kcal h 则各段的热负荷为 Q Q 1 35 x lo 6 k e a l h 3 计算管内降膜蒸发 的给 热系数h f 4093 肠IlmZ卜 亡 1 T 15 3 4 计算第一段 总传热系数 U 污垢 系数 r 一0 0 001 m Zh C Kc al 2 Q 一 1 35X 10 keal h 3 W L 兀N 压 10000一250 0 3 1416X198X 0 02 6 46 3 7kg h m m 620 产Ll 14 543 9 管材导热系数 入 1 0 0ke al m h 一40 6 8 R二 一 毕煞 汽 一 g亡l 旦 拜L 463 7 1 14 传热管的平均 直 径 R妥 8 07 1 14 X1 2 7又 10 氏一 D i十D o 2二0 029m R二一 708 4 1020X 0 0063X 1 2了 X 10 r e s e s L 几 君 U U n 8 0 7 l U I l 55 0 0 黯x黯 口子 矛 口1 夕 矛 1 R二 1450 旦 些逛 l 一 0 K L 于 于 井卡去 U U乙 b 搜U j 0 032 0 0 26 0 00 06 387 1 4 5 0 里兰上丛l 一 0 58 1 一70 8 4 因为 5 07 里 406 5 705 4 拜L hl 0 606 因为 5 07 旦一 543 9 705 4 拜L 所以为过渡 流 用式 13 计 算h 1一 竿 金 一 U 1565 k ea l m Z h C 5 第一段传热面积及管长 0 58 X1 2 7 X1 0 X1 0 2 0之 1 1 42 6 一 U T 56 38 1 35X10 6 1565X15 3 4 1 0 3 k c a l m h 4 第二段传热系数 l U A1 兀N 现 l 5500 0 003 十 U 十 一丁丁丈一 I U U 56 38 3 1 4 1 6 X1 98X0 0 3 2 0 0 32 0 0 2 9 0 0 0 01 0 0 32 0 026 l 4 1 0 3 6 些业牛希 粤鲤丝 2 83 m 543 一 02 苦 5 5 2 第二段 计算 0 032 0 026 0 0006380 石 油化工 设计 1995 12 57 U Z 一1567keal m Zh Wv L 5000 198 25 25 k g h 5 Q 2 U T z 1 35X 106 1567又 1 5 3 计算出 口 处的Berge i 1参 A 5 6 56 31 i 数 BL 1 W Lt叮w 兀 D i 阳如 L 一亏 2 56 31 1416 只 1 98只 0 0 3 2 8 3m l 3 14 16 又 0 6 2 6 0 3 3 0 2 5 2 5 10