对换热器设计计算过程的探讨

对换热器设计计算过程的探讨安徽化工宁、- 2' 一一 1 q 、总第 78期 I 995年第 1瑚 U 对换热器设计计算过程的探讨张佩督灿玉 I ＼、 — 一一 — — 一 (安激化工学校，安庆 246005) 为了符合生产的需要，更好地节约能源，减少投资，使设计的换热器更加台理、实用，时常要碰到一些问题。现就如何正确地解1史这些问题，进行了各种理论=f【『实践方面的探讨。 l 传热速率与传热面积的关系我t1’]进行三十万吨台成氩厂台成岗位 ...

安徽化工宁、- 2' 一一 1 q 、总第 78期 I 995年第 1瑚 U 对换热器设计计算过程的探讨张佩督灿玉 I ＼、 — 一一 — — 一 (安激化工学校，安庆 246005) 为了符合生产的需要，更好地节约能源，减少投资，使设计的换热器更加台理、实用，时常要碰到一些问题。现就如何正确地解1史这些问题，进行了各种理论=f【『实践方面的探讨。 l 传热速率与传热面积的关系我t1’]进行三十万吨台成氩厂台成岗位工艺设计时，在合成塔出口气体降温时，设计了几个热交换器。在确定了工艺参数后，以工厂原有的换热器作参考，按换热器l 设计过程进行计算。在一定传热面积下，传热量显得不够根据传热速翠方程： q kFAt (I) 其中：q—— 传热速率； k—— 总传热系数； F——传热面积 i △t ——两种流体的平均温度差。只要增加方程右边的任何数值，都可使传热速率增加。而 A【是工艺要求的操作条件，不便随意改变。但可以增大传热面积来提高传热速率，也就是说可增大管径或管数来达到一定的々热面积。计算以后，在进行忮核时发现，传热速率并未圆传热面积的增加而等比例增加。因选用不同安全系数，有自0略有增加，有的基本不变，有的反而下降，就此产生的结果，从理论和实践两方面寻找了原因 2 流速对总传热系数的影响因传热面积改变而引起流速变fL，从收稿日期：*95⋯2 】7 而影响了总传热系数。总传热系数计算I 式：亡一十RI-f一÷+R．j一。：式中：u—Nu÷ Nu—a( )n(360(!Cp~lg) U ， ∞、u ——管内外膜传热系数； R 、R 一一管内外污垢热阻； Nu——努器尔符准数； d——管径； — — 导热系数。—— 流速； [ —— 密度； g——重力加速度； — — 粘度； Cp——热容； a、b、一常数。工艺条件确定后，平均温度差 (△_¨ )、物性参数 ( ．、 j、、¨cp)可视为定值。把各定值与常数台并后： Nu— f】(d、 w) 根据 k与 “的关系，可得出如下复合函数： K—f2{“ [Nu (d、w) ]) f 、f2——物性参数与常数归总后得出的新常数这样就引出K与d、之间的关为丁增加传热面积而增加管数或管径、从． _ 稍 ● ● ● l 、，维普资讯 http://www.cqvip.com 总第 78期 J 995年第 1朔安徽化工使流速下降。根据流体力学可知．当流体在管内作滞流流动时，其质点沿管轴作有规则的平行运动。各质点互不碰撞．互不混台。热的传递只有传导过程，靠温差来传热。当流体在管内作湍流流动时，其质点作不规则的杂乱运动．并相互碰撞，产生大大小小的旋涡。流趣越I尖，管壁处的滞流层越薄此时热的传递除了传导外，还有对流。因此，传热速率大大加。过去我们总为传热面积增加一倍，根据公式 (1)，传热速率就该增加一倍。实际情况并非如此。假定管程操作条件如下： R．>J 0000、0．760，则： Nu一 0．023R~。 u_口 “．一 0．023 ( ) (3600Cp~．g)n U U ，· 液体被加热时，n一0．4；被冷却时．11 — 0．3。如工艺参数确定后，平均温度视为不变，这样、u、p、Cp近似为定值。把所有的定值归纳为常数 a ，此时 “与 u之间关系： w 0 3 一当换热面积增加一倍．如果增加管数来达到目的，此时流速就减少一半。，后 “d“ 原，一 w (0．50 )0 w 一 O．5 — 0．574 因此，当管程流速下降后，管内I漤传热系数就大大下降。同样，由于管数增加，需要加大壳体直径，如果操作条件符合选』H公式： Nu： G．23Re iJr。 0 u 一 0．23÷ ( ) ( ) u u 0 ，．对气体， u—J．O；加热液体时， u — I．05；冷却液体时， u一0．95。d 为管外径。把常数与定值归纳为a 后：当壳程流速下降一倍时，一 0．5 o 6— 0．66 厨这样，当壳程流速下降时，管、l 《传热系数随之也下降，根据公式 (2)，当管内外膜传热系数下降时，总传热系数 K耽下降。我们所设计的换热器，由于所进川的流体为洁净物料，污垢热阻很小，这洋流体流速改变时．对总传热系数影] 银l列显因此，不管在什么睛况下．传热，率都不会与传热面积等比例增减。：时 Ⅱ々总传热最数下降的速度大于传热面积增加 0 幅度，传热速率反而下降；如总传热系数下降速度等于传热面积增加的幅度，热々速率不变；如总传热系数下降速度小于传热面积增加的幅度，此时传热速率才会随传热面积增加而增加。 3 提高传热效果的途径一般地说，提高单位传热面积口 1々热速率，能使换热舞的重量、价格干Ⅱ化热操作费用降低而增加传热速率与增 r(有效传热面积，降低传热热阻具有同忙效 3．J 增大传热面积采用增大传热面积来提高热述率时，不应仅靠加大设备尺寸来实现。还应从设备结柑上来考虑，例如采用翅片管换热器等，在传热管外表面装上各种形妯金届片．增加设备的传热面积。援憩应使壳程流体的流动方向与翅片平行与管式换热器相比．单位体积的传热磁识可增加 6～l 0倍。气体及牯性液沣一般 f 维普资讯 http://www.cqvip.com 安徽化工总第 78期】995年第 1铷热系数小的流体，可直接用捌片管 3．2 提高总传热系数传热系数与流体速度的 0．25次方 (液体为滞流时)～0 8次方 (气体及液体为湍流时)成比例增加。在传热面积不变的情况下，增加管长，减少管数或管径，使流速增加，来增加湍动程度也可在传热壁上制成折叠，突起，在流道内放入搅扰物。在动力损失增加的前提下，使总传热系数值增大在相对应放鼍的波搜板之间，由于将金属同夹在中间，所以波纹极为传热面金属网的作用是使波纹扳之间保持一定的距离，促进波纹板的传热增加扰动，使流体沿着波纹扳的流动成为湍流，所以这种换热器中的传热速率得到提高。而且结构也很简单。也可采用增加搅拌动力、改变流体流动方向来破坏流体边界层加在换热器上装上电动机．使每根换热管回转，由于流体被搅扰，从而提高了传热速率或者改变流体的压力，利用蒸发、冷凝等状态条件的变化等，提高总传热系数。具体采用什么方法可恨据实际情况处理。通过计算比较，我们对台成岗位的换热器，在压力降允许的范围内，采用减少管数，增加管长，使流速增尤的设计，从而达到传热量增加的效果。实践证岍我们设计的换热器既符合生产实际情况，换热器的结构简单，换热效果又较好。 d 讨论通过对各种换热器设计计算，以及目前厂家对换热效果不理想的换热器所采用的措施，可从以下几方面进行考虑 4．1 任何事物都是一分为二的。许多』、为了稳妥，各种数据的选取偏于保守。比如，采用较大不安全系数来加大传热西积。如果总传热系数取经验数值，又不进行认真校核，有时往往会适得其反，反而使理论数值与操作情况相差甚远，使换热器设计不合理，操作不正常，经济上也不蜒尊。 d．2 总传热系数选用生产实际的经验投据与方程式计算相结台的方法。这样溉可避免计算不易准确，又可防止与生产实际情况相差甚远的可能。然后由实验测定，对现有类似换热器湎过实测，测定有关数据。如流体的流量和温度等，再用传热速率方程式计算 k值，为设计换热器提供可靠的依据。这样，使用几方面结台的数据，就使设计的换热器比较可靠实用。 4．3 当换热物料困流速改变，而对总传热系数影响不大时，q与 F成正比关增减而采用洁净物料，污垢热阻很小时，各押数据的选择应慎重，因为流违改变对总传热系数影响明显，此时 q与 F不一定戚正比，有时会反向而变因此，当换热效果不好时，应找出正确原因后再作改动。经过多年的摸索．在设计换热设缶时有了一些经验体会。但由于化学物质种娄繁多，物理化学性质又相差极大，要对各种情况归纳出统一规律是极困难的，只能作一笼统的总结。参考文献 f 化工原理，天津大学化工原理教研组编，天津千1学技术出版社 2 3000吨型合成氯厂工艺和设笛计算．上海市化学工业设计室犏，化学工业出版社 3 合成氪工艺学．广西轻化工学位等台编，化学工业出版社 4 冷换设备工艺计算．石油化学工业部石油化工规划设计院，石泪化学工业出版社 5 换热器．【日]幡野佐一等编著，i七学工业出版社维普资讯 http://www.cqvip.com

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