关闭

关闭

关闭

封号提示

内容

首页 化工原理3.ppt

化工原理3.ppt

化工原理3.ppt

wang080811110035 2011-05-12 评分 0 浏览量 0 0 0 0 暂无简介 简介 举报

简介:本文档为《化工原理3ppt》,可适用于工程科技领域,主题内容包含上节内容沸腾给热和冷凝给热(带相变)热辐射  传热过程的计算***这节内容周星期三:复习>周星期四晚或星期五。周星期三:换热器上册复习   换热器 符等。

上节内容沸腾给热和冷凝给热(带相变)热辐射  传热过程的计算***这节内容周星期三:复习>周星期四晚或星期五。周星期三:换热器上册复习   换热器   换热器间壁式换热器的类型管壳式(列管)换热器的设计和选用换热器的强化和其它类型换热器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。间壁式换热器的类型间壁式换热器的类型、夹套式换热器、沉浸式蛇管换热器、喷淋式换热器、套管式换热器、管壳(列管)式换热器、夹套式换热器、夹套式换热器图夹套换热器、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、夹套式换热器、沉浸式蛇管换热器、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。图蛇管式热交换器、沉浸式蛇管换热器、沉浸式蛇管换热器动画化工理工大学、喷淋式换热器、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。图喷淋式换热器、喷淋式换热器、喷淋式换热器动画、套管式换热器、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:()管内管外流体流速较大。()冷、热流体可以作纯逆流。图套管式换热器、套管式换热器、套管式换热器动画、管壳式换热器、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列管式热交换器、管壳式换热器、管壳式换热器动画结构:、管壳式换热器、管壳式换热器()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)。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。图四管程两壳程热交换器、管壳式换热器、管壳式换热器动画几管程几壳程?、管壳式换热器、管壳式换热器几管程几壳程?动画、管壳式换热器、管壳式换热器动画几管程几壳程?、管壳式换热器、管壳式换热器()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>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。图折流档板的形状动画、管壳式换热器()换热器的补偿当冷热流体的温度差大于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:()壳体上附有膨胀圈()U形管()采用浮头式换热器。、管壳式换热器图四管程两壳程热交换器、管壳式换热器()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。图具有补偿圈的列管式热交换器、管壳式换热器、管壳式换热器动画()固定管板式换热器、管壳式换热器、管壳式换热器()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。图浮头式热交换器、管壳式换热器、管壳式换热器、管壳式换热器动画()浮头式换热器、管壳式换热器、管壳式换热器动画()浮头式换热器、管壳式换热器()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U形管式热交换器、管壳式换热器、管壳式换热器、管壳式换热器()U形管换热器动画管壳式换热器的设计和选用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》第版上册年版pdfAspenPlus应用基础传热单元ppt目录目录下学期课程设计年浙江省化工设计竞赛年浙江省化工设计竞赛指导老师: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、李贵年浙江省化工设计竞赛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TheEnd这节内容周星期三:换热器间壁式换热器的类型管壳式(列管)换热器的设计和选用换热器的强化和其它类型换热器周星期三:复习管壳式换热器的设计和选用时考虑的问管壳式换热器的设计和选用时考虑的问、流体流经管程或壳程的选择、流体流动方式的选择、换热管规格与排列的选择、折流挡板、流体流经管程或壳程的选择、流体流经管程或壳程的选择()腐蚀性流体走管程以免同时腐蚀。()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()流量小或粘度大的流体走壳程Re>即达湍流。()压力高的流体走管程()被冷却的流体走壳程便于散热()饱和水蒸气冷凝时走壳程()对流传热膜系数小的走管程易于提高流速。、流体流动方式的选择、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。、换热管规格与排列的选择、换热管规格与排列的选择()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φmmmm和φmmmm。()换热器的长度我国生产的钢管长度为m和m因此标准换热器中管子的长度为m、m、m、m、m和m其中m和m最常见。换热管规格与排列的选择换热管规格与排列的选择()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安装可提高给热系数。图管子在管板上的排列方式、折流挡板、折流挡板()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。()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和。()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~倍。列管(管壳)式热交换器的给热系数列管(管壳)式热交换器的给热系数、管程给热系数αi、壳程给热系数α、管程给热系数、管程给热系数在管内当Re>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α与NP也成次方。、壳程给热系数α、壳程给热系数α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>时即可达到湍流状态。当使用圆缺形档板时其给热系数可按下式进行计算。Re>Re=~上式中定性温度为进出口的平均温度μw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所示。壳程给热系数α壳程给热系数α对正三角形排列:对正方形排列:图管子不同排列时的流通面积壳程给热系数α壳程给热系数α流速u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>αude。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u与B成反比则αB。流体通过换热器的阻力损失流体通过换热器的阻力损失、管程阻力损失、壳程阻力损失、管程阻力损失、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hf、回弯阻力损失hf和换热器进出口阻力损失hfhf较小可不计。hft=(hfhf)ftNP式中ft为管程结垢校正系数三角形为正方形为。NP为管程数。l为换热管长度直管阻力损失hf: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倍而阻力损失则增加倍。如果变为四管程给热系数增加倍但阻力损失增加倍。、壳程阻力损失、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hf与弓形挡板阻力损失hf组成。再乘以污垢校正系数fs即可。hfs=(hfhf)fs对于液体fs=对于气体或可凝性蒸汽fs=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=(NT)对于正方形排列NTC=(NT)NT为管子总数u为壳程流速其计算的流动面积为A=B(DNTCd)F为管子排列对压降的校正系数对于正三角形排列F=对于正方形排列F=对于正方形斜转F=f为壳程流体的摩擦系数与Re的关系图。图壳程流体的摩擦系数f与Re的关系壳程阻力损失壳程阻力损失由于(NB)=lB而u与B成比例则管束阻力损失与(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倍而给热系数只增加倍因此必须综合考虑。对数平均温度的修正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ψ而温度修正系数ψ已用图列出以供查取。图就是几种复杂流型的ψ值线图。图几种复杂流型的ψ值线图计算方法如下:、先求冷热流体的进出口温度算出纯逆流的对数平均温度。、计算R和P值再查图求出温度修正系数ψ的值。R和P值的计算方法如下:、计算实际平均温度差Δtm=ΨΔtm逆列管(管壳)式热交换器的设计和选用步骤列管(管壳)式热交换器的设计和选用步骤、初选换热器的尺寸规格、计算管程的压力降和给热系数、计算壳程压力降和给热系数、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qm温度从T冷却到T冷却介质的温度为t现选定出口温度为t。可以计算热负荷Q和逆流平均温度差Δtm逆但由于传热系数K和温度修正系数ψ不知无法计算A因此需要试差计算计算方法如下。、初选换热器的尺寸规格、初选换热器的尺寸规格()初步选定换热器的流动方式计算温度修正系数ψ。ψ的值要求大于否则应改变流动方式重新计算。()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P表。()根据A估的数值参照标准换热器确定标准换热器的型号。、计算管程的压力降和给热系数、计算管程的压力降和给热系数()参考书本P页表、表选定流速确定管程数目计算管程压力降Δpt。若Δpt>Δp允则需要重新计算。()计算管内给热系数αi如αi<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αi>K估、Δpt<Δp允则要求重新估计K估另选一换热器进行试算。、计算壳程压力降和给热系数、计算壳程压力降和给热系数()参考表的流速范围选定挡板间距计算壳程压力降ΔpS。若ΔpS>Δp允则可增大挡板间距。()计算壳程给热系数α如α太小可减少挡板间距。、计算传热系数、校核传热面积、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、αi、α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AA计=~即传热面积有~的裕度。例管壳式换热器的设计计算例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预热到。已知:正庚烷的流量qm=kgh甲苯的流量qm=kgh进口温度T=管壳两侧的压力降都不超过kPa。正庚烷的物性数据:ρ=kgmμ=mPasλ=W(m)cp=kJ(kg)。甲苯的物性数据:ρ=kgmμ=mPasλ=W(m)cp=kJ(kg)。试选用一合适的换热器。解:()初选换热器Q=qmcp(tt)=()=kJh=W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)查图得温度修正系数ψ=>。参照表初步估计传热系数K估=W(m)传热面积为A估为由换热器标准(见附录)初选BES型换热器其有关参数列于下表。例附表BES浮头式列管换热器的主要参数例附表BES浮头式列管换热器的主要参数()计算管程压降和给热系数()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ε=mmεd=查图得λ=则管程压降为:=Pa=kPa<kPa(允许值)管程给热系数为:=W(m()计算壳程压降和给热系数()计算壳程压降和给热系数取折流挡板间距B=m管束中心线的管数为NTC=(NT)==壳程流动面积A为A=B(DNTCd)=()=m管子排列为正方形斜转安装校正系数为F=垢层校正系数fs=挡板数NB=lB==壳程压降的计算壳程给热系数的计算()计算传热面积()计算传热面积查表取Ri=mWR=mW所选换热器的实际传热面积为A=NTπdl==m所选BESⅡ型换热器适