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GGH烟气换热器

GGH烟气换热器
GGH烟气换热器

GGH烟气换热器

概述

英文:Gas Gas Heater

中文意思:烟气换热器

GGH,是烟气脱硫系统中的主要装置之一。它的作用是利用原烟气将脱硫后的净烟气进行加热,使排烟温度达到露点之上,减轻对进烟道和烟囱的腐蚀,提高污染物的扩散度;同时降低进入吸收塔的烟气温度,降低塔内对防腐的工艺技术要求。

GGH的利弊分析

1.前言

据初步推算目前国内火电厂石灰石-石膏湿法烟气脱硫系统采用烟气-烟气再热器(GGH)的约占80%以上。若按每年新增石灰石-石膏湿法烟气脱硫系统容量30,000MW计算,安装GGH的直接设备费用就达10亿元左右。如计计因安装GGH而增加的增压风机提高压力、控制系统增加的控制点数、烟道长度增加和GGH支架及相应的建筑安装费用等,其总和约占石灰石-石膏湿法烟气脱硫系统总投资的15%左右.

GGH是否是石灰石-石膏湿法烟气脱硫系统的必不可少的设备?如何根据电厂的实际情况来决定是否需要安装GGH?工业发达国家的烟气脱硫装置是否都安装GGH?如何合理使用来之不易的环保投资?这是国家主管部门与业主都十分关注的问题。本文就此提出初浅的看法,仅供参考。

2.GGH的利弊分析

2.1 GGH的作用

2.1.1 提高排烟温度和抬升高度

烟气再加热可以将湿法烟气脱硫的排烟温度从50℃升高到80℃左右,从而提高烟气从烟囱排放时的抬升高度。根据对某电厂的实际案例的计算,对于2x300MW机组合用一个烟囱,烟囱高度为210m,在环境湿度未饱和的条件下,安装和不安装GGH的烟气抬升高度分别为524m和274m,有明显的差异。

-安装GGH后,烟气中的飞灰会积聚在GGH的换热元件上,飞灰中的重金属会起催化剂的作用,将烟气中的部分SO2转化为SO3,尽管数量不多,但是对升高烟气的酸露点是有影响的。有测试表明,在GGH后面,SO3的含量有所增加;

-测试发现,经过FGD脱硫以后的烟气的酸露点温度在90-120℃范围内,而烟气再热之后的温度在80℃左右,因此在FGD下游设备表面上,仍然会产生新的酸凝结液;

-经GGH加热后的烟气温度高于烟气的水露点,因此可以防止新的凝结水的产生,但是80℃这样的低温烟气,无法在很短的时间内,将已经凝结在烟道或烟囱表面上的水或穿过除雾器的浆液快速蒸干,只能使这些液滴慢慢地浓缩、干燥。这个过程使得原来这些酸性不强的液滴,变成腐蚀性很强的酸液,在烟道和烟囱上形成点腐蚀;

-由于烟气经过GGH再热以后温度升高,造成烟道和烟囱中的环境温度要比不安装GGH时高约30℃。酸对金属材料的腐蚀作用对温度是非常敏感的,温度升高会使得凝结酸液得腐蚀性更强。

因此,认为安装GGH后可以减轻脱硫烟气对下游设备的腐蚀是一个认识上的误区。另外,无论是否安装GGH,湿法FGD的烟囱都必须采取防腐,并按湿烟囱进行设计。这一点已经被国外几十年来的实践所证实。认为安装了GGH就可以不对烟囱进行防腐处理是错误的。

2.3 安装GGH带来的问题

由于目前FGD系统多数采用回转式GGH,因此下面的讨论主要是针对这类GGH的,但是对其它类型的GGH,如水媒式、蒸汽换热器等,其结论也是适用的。

- GGH设备本体以及由GGH引发的直接投资,包括烟道、支架和冲洗系统的费用大约是FGD总投资的15%;

- GGH本体对烟气的压降约在1000Pa,如果考虑到由于安装GGH而引起的烟道压降,总的压损约在1200Pa左右。为了克服这些阻力,必须增加增压风机的压头,使FGD系统的运行费用大大增加;

- GGH的原烟气侧向净烟气侧的泄漏会降低系统的脱硫效率,尽管回转式GGH的原烟气侧和净烟气侧之间的泄漏可以达到1.0%以下,但毕竟是一种无谓的损失;

-由于原烟气在GGH中由130℃左右降低到酸露点以下的80℃,因此在GGH的热侧会产生大量的粘稠的浓酸液。这些酸液不但对GGH 的换热元件和壳体有很强的腐蚀作用,而且会粘附大量烟气中的飞灰。另外,穿过除雾器的微小浆液液滴在换热元件的表面上蒸发之后,也会形成固体的结垢物。上述这些固体物会堵塞换热元件的通道,进一步增加GGH的压降。国内已有电厂由于GGH粘污严重而造成增压风机振动过大的前鉴;

- GGH在运行过程和停机后需要用压缩空气。蒸汽和高压水进行冲洗,以去除换热元件上的积灰和酸沉积物。因此需要提供相应的压缩空气、冲洗水和蒸汽。GGH冲洗后的废水含有很强的腐蚀性,必须进行专门的处理之后才能排放。

3.不安装GGH的利弊分析

如果按FGD 的寿命为20年计算,在FGD的整个寿命期内,总的费用为1.42亿元,几乎相当于2x300MW的FGD的总投资。

3.1.2 提高系统的运行可靠性和可用率

安装GGH后,由于GGH部件的腐蚀和换热元件堵塞造成的增压风机的运行故障已经成为FGD系统长期稳定运行的瓶颈之一,降低了FGD系统的可用率,增加了维修费用。由于不安装GGH后,FGD的烟气系统得以简化,因此FGD系统的可靠性有了提高,达到高可用率运行。

3.2 不安装GGH带来的问题

-由于需要对原烟气的降温幅度有所增加,因此系统的水耗要比安装GGH时约增加50%左右;

-由于净烟气温度较低,因此在环境空气中的水分接近饱和,而且气象扩散条件不好时,烟气离开烟囱出口时会形成冷凝水滴,形成所谓“烟囱雨”,在烟囱周围的地面上,有细雨的感觉;

-由于FGD系统不能有效去除NOx,因此必须对在取消GGH之后的NOx的落地浓度和最大落地浓度点离烟囱的距离进行核算,并取得有关环保部门的批准;

-不安装GGH的FGD系统的烟气在烟囱中的凝结水量会比较大,因此在进行湿烟囱设计时必须注意。

4.国外情况

4.1 德国

德国大规模建设FGD的时间是在上世纪的80-90年代,由于当时法规的要求,烟气的排放温度不得低于72℃,因此在此期间建设的FGD系统全部安装了GGH,而且主要是回转式GGH。经过多年的运行,发现GGH是整个FGD系统的故障点,大大影响了系统的可用率。按照德国公司的介绍,几乎100%的GGH在运行过程中都出现了故障。

德国加入欧盟以后,大部分欧盟成员国均对烟气排放的温度没有法规上的要求。因此,从2002年开始,德国采用欧盟的标准,取消了对烟气排放温度的限制。因此在原东德地区近期建设的FGD已有部分系统不再安装GGH了。德国脱硫公司认为,不安装GGH是今后FGD 发展的趋势。

德国已经有越来越多的在有条件的电厂将脱硫后的烟气通过冷却塔排放,这样既可以不安装GGH,又可以省去湿烟囱的投资,而且也大大提高了烟气污染物的扩散能力。

4.2 美国

美国的法规从来没有对排烟温度有限制,因此美国的FGD系统只有少部分安装了GGH。一些美国电厂考虑到由于不安装GGH,烟温过低时对周围环境可能产生不利影响,采用了在烟囱底部安装燃烧洁净燃料的燃烧器,在气象条件不利于扩散时,对脱硫后的烟气进行临时加热。这种方法的投资很低,运行费用也很低,同时,也保护了环境质量,是一种结合实际的解决方案,值得我们借鉴。

4.3 日本

由于日本是一个面积小,地形狭长的岛国。为了减轻对日本本土的污染,一直采用高烟温排放,以增强烟气的扩散能力。因此几乎所有的FGD系统全部安装了GGH。

5. 小结

5.1 在FGD系统中安装GGH是FGD早期发展过程中的认识,长期的实践已经证明:GGH在FGD系统中的作用不大,但是由此带来的负面影响却很大;

5.2 湿法FGD所排放净烟气的烟囱都必须采用防腐措施,与是否安装GGH无关。因此,认为安装GGH后可以不对烟囱采取防腐措施,并以此节省烟囱防腐所需费用的观点不但是错误的,而且是危险的;

5.3 GGH的投资和运行费用非常昂贵,对于2x300MW机组的投资费用为2000万元,约占FGD系统总投资的15%,年运行费用约530万。注意:建设一个防腐性能良好可以长期使用的湿烟囱的防腐费用大约为1500万

5.4 根据目前国内已经投入使用的GGH的运行情况来看,许多GGH的运行情况均不佳,由于运行时间尚短,腐蚀的问题还没有暴露出来,因此主要的问题是换热元件堵塞,造成FGD系统停运。因此GGH将会给FGD的正常运行造成困难。

5.5 由于不安装GGH致使NOx排放对地面浓度的贡献有所增加的问题,主要应该依靠安装烟气脱硝装置来解决,而不应考虑强制要求安装弊多利少的GGH来回避问题。从经济角度来看,取消GGH之后节省的投资和运行费用,有可能补偿安装烟气脱硝所需的投资费用。这样可以削减NOx的排放总量(而不是仅仅依靠扩散来降低NOx的地面浓度),达到治本的目标。

5.6 安装 GGH后对于减轻湿烟囱周围地区的烟囱雨和烟囱冒白烟的问题有一定效果,因此,在一些对环境要求非常严格的地区的火电厂,是否在湿法烟气脱硫系统中安装GGH应在相应的环评中进行专题分析,并予以明确;应允许一般的电厂不安装GGH。

电站锅炉烟气湿法脱硫工艺需要将锅炉排烟(原烟气)降到50度左右进入脱硫塔胶硫,脱硫后烟气(净烟气)需要加热到80度以上,通过烟囱排放。为节约能源,脱硫系统需要增设GGH换热器回收原烟气热量以加热净烟气,使其达到排放要求。

烟气湿法脱硫GGH换热器目前主要采用两种型式:一种为回转式换热器,一种为水热煤换热器。由于GGH换热器工作温度低,烟气中的腐蚀气体对换热器腐蚀严重。目前国内GGH换热器选用的材料主要有ND钢、316L,考登钢和碳钢表面搪瓷新材料,不锈钢比碳钢的使

用时间较长,但价格较贵,尤其316L价格昂贵。碳钢表面搪瓷耐腐蚀、耐磨损、表面光滑不易堵灰且极易清洁,作为脱硫系统GGH换热器材料应该是以后的一种发展方向。

一、概述

GGH(烟气加热器,Gas to Gas Heater) 是锅炉尾部烟气湿法脱硫系统(石灰水喷淋法或海水脱硫) 中的重要组成设备, GGH技术由日本Gadelius 公司在上世纪70 年代开发,1976 年制造出第1 台设备。该设备适用于火力发电、冶金、石化、水泥等有烟气脱硫需要的行业。

二、工作原理

GGH的工作原理和容克式空气预热器基本相同,利用除尘器出口的锅炉排烟,加热脱硫装置吸收塔输出的脱硫后烟气,将喷水后的烟气重新加热到符合环保法规要求的排放温度(通常不低于75~80 ℃) ,以保证锅炉排放的污染物能扩散到较大范围内,从而避免其在电厂周围集中沉降。

三、布置图

四、结构示意图

五、主要性能参数及要求

1、GGH 利用装在转动转子中的数十万平方米的换热元件的蓄热和放热,吸收锅炉排出的烟气(120—140℃)热能加热脱硫塔排出的烟气(45-50℃),达到热量交换的目的,最终将脱硫后烟气加热到70-80℃以上。

2、脱硫系统要求GGH 从原烟气侧漏到净烟气侧的泄漏率需小于1%。

3、GGH 中传热元件、转子和外壳构件、壳体内部、密封结构以及外部轴承、减速机和吹灰器驱动机构等重要设备采用特殊防腐设计

4、GGH 为保证换热性能而配置清洗、吹灰系统及干燥系统设备。

列管式换热器设计方案计算过程参考

根据给定的原始条件,确定各股物料的进出口温度,计算换热器所需的传热面积,设计换热器的结构和尺寸,并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。具体项目如下:设计要求: =0.727Χ10-3Pa.s 密度ρ=994kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K) 苯的物性如下: 进口温度:80.1℃出口温度:40℃ =1.15Χ10-3Pa.s 密度ρ=880kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K) 苯处理量:1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s 热负荷:Q=WhCph(T2-T1)=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W 冷却水用量:Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s

4、传热面积的计算。 平均温度差 确定R和P值 查阅《化工原理》上册203页得出温度校正系数为0.8,适合单壳程换热器,平均温度差为 △tm=△t’m×0.9=27.2×0.9=24.5 由《化工原理》上册表4-1估算总传热系数K(估计)为400W/(m2·℃) 估算所需要的传热面积: S0==75m2 5、换热器结构尺寸的确定,包括: (1)传热管的直径、管长及管子根数; 由于苯属于不易结垢的流体,采用常用的管子规格Φ19mm×2mm 管内流体流速暂定为0.7m/s 所需要的管子数目:,取n为123 管长:=12.9m 按商品管长系列规格,取管长L=4.5m,选用三管程 管子的排列方式及管子与管板的连接方式: 管子的排列方式,采用正三角形排列;管子与管板的连接,采用焊接法。(2)壳体直径; e取1.5d0,即e=28.5mm D i=t(n c—1)+2e=19×(—1)+2×28.5=537.0mm,按照标准尺寸进行整圆,壳体直径为600mm。此时长径比为7.5,符合6-10的范围。

列管式换热器说明书

目录 一、设计任务 (2) 二、概述与设计方案简介 (3) 2.1 概述 (3) 2.2设计方案简介 (4) 2.2.1 换热器类型的选择 (4) 2.2.2流径的选择 (6) 2.2.3流速的选择 (6) 2.2.4材质的选择 (6) 2.2.5管程结构 (6) 2.2.6 换热器流体相对流动形式 (7) 三、工艺及设备设计计算 (7) 3.1确定设计方案 (7) 3.2确定物性数据 (8) 3.3计算总传热系数 (8) 3.4计算换热面积 (9) 3.5工艺尺寸计算 (9) 3.6换热器核算 (11) 3.6.1传热面积校核 (11) 3.6.2.换热器压降的核算 (12) 四、辅助设备的计算及选型 (13) 4.1拉杆规格 (13)

4.2接管 (13) 五、换热器结果总汇表 (14) 六、设计评述 (15) 七、参考资料 (15) 八、主要符号说明 (15) 九、致 (16) 一、设计任务

二、概述与设计方案简介 2.1 概述 在工业生产中用于实现物料间热量传递的设备称为换热设备,即换热器。换热器是化工、动力、食品及其他许多部门中广泛采用的一种通用设备。 换热器的种类很多,根据其热量传递的方法的不同,可以分为3种形式,即间壁式、直接接触式、蓄热式。 间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。在这类换热器中,冷、热流体被固体壁面隔开,互不接触,热量从热流体穿过壁面传给冷流体。该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。间壁式换热器的应用广泛,形式繁多。将在后面做重点介绍。 直接接触式换热器又称混合式换热器。在此类换热器中,冷、热流体相互接触,相互

课程设计报告,列管式换热器设计

设计(论文)题目: 列管式换热器的设计 目录 1 前言 (3) 2 设计任务及操作条件 (3) 3 列管式换热器的工艺设计 (3) 3.1换热器设计方案的确定 (3) 3.2 物性数据的确定 (4) 3.3 平均温差的计算 (4) 3.4 传热总系数K的确定 (4) 3.5 传热面积A的确定 (6) 3.6 主要工艺尺寸的确定 (6) 3.6.1 管子的选用 (6) 3.6.2 管子总数n和管程数Np的确定 (6) 3.6.3 校核平均温度差 t m及壳程数Ns (7) 3.6.4 传热管排列和分程方法 (7) 3.6.5 壳体径 (7) 3.6.6 折流板 (7)

3.7 核算换热器传热能力及流体阻力 (7) 3.7.1 热量核算 (7) 3.7.2 换热器压降校核 (9) 4 列管式换热器机械设计 (10) 4.1 壳体壁厚的计算 (10) 4.2 换热器封头选择 (10) 4.3 其他部件 (11) 5 课程设计评价 (11) 5.1 可靠性评价 (11) 5.2 个人感想 (11) 6 参考文献 (11) 附表换热器主要结构尺寸和计算结果 (12) 1 前言 换热器(英语翻译:heat exchanger),是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备,又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等,应用更加广泛。换热器种类很多,但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即:间壁式、混合式和蓄热式。 列管式换热器工业上使用最广泛的一种换热设备。其优点是单位体积的传热面积、处理能力和操作弹性大,适应能力强,尤其在高温、高压和大型装置中采用更为普遍。列管式换热器主要有以下几个类型:固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器等。 设计一个比较完善的列管式换热器,除了能满足传热方面的要求外,还应该满足传热效率高、体积小、重量轻、消耗材料少、制造成本低、清洗维护方便和操作安全等要求。 列管式换热器的设计,首先应根据化工生产工艺条件的要求,通过化工工艺计算,确定换热器的传热面积,同时选择管径、管长,确定管数、管程数和壳程数,

列管换热器设计一般步骤

列管换热器设计一般步骤 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体,求出载热体的流量。 4、确定冷、热流体的流动途径。 5、计算定性温度,确定流体的物性数据(密度、比热、导热系数等)。 6、初算平均传热温度差。 7、按经验或现场数据选取或估算K值,初算出所需传热面积。 8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径(需进行圆整)等。 9、核算K。 10、校核平均温度差D。 11、校核传热量,要求有15-25%的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算。 二、机械设计 1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。 2、换热器封头选择。 3、换热器法兰选择。 4、管板尺寸确定。 5、管子拉脱力计算。 6、折流板的选择与计算。 7、温差应力的计算。

8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。 9、绘制主要零部件图。 三、编制计算结果汇总表 四、绘制换热器装配图 五、提出技术要求 六、编写设计说明书 3 1 2列管换热器设计步骤 常规的列管换热器的设计步骤如下。 (1) 输入已知条件:如热流体的生产任务qm2、T1、T2为已知,确定冷流体,则冷流体进口温度t1也为已知,再优化确定t2;确定管材的内径d1、外径d2、管长L,管间距l和挡板间距B;根据冷热流体的性质确定 污垢热阻Rd1和Rd2。 (2) 选择流体流通的通道和方向、管程数和壳程数。 (3) 计算冷流体流量qm1和热负荷。 (4) 计算逆流的Δtm和平均温度差修正系数ψ,再计算实际Δtm。 (5) 计算定性温度tm和Tm,选定流体物性方程,计算定性温度下的物性参数:ρ1, μ1, λ1, cp1, Pr1, ρ2, μ2, λ2, cp2, Pr2。 (6) 设定K的初值。 (7) 由传热速率式计算A。 (8) 由已知管材参数计算n, D。 (9) 计算S1, S2和Re1, Re2。 (10) 设定壁温tW,计算μ1μ1W0 14, μ2μ2W0 14。 (11) 计算α1, α2。 (12) 计算tWc,比较tW与tWc,如不符要求,重复步骤(10)~(12); (13) 计算Kc和Ac,比较A与Ac,考虑一定的安全系数,A>115% Ac,最终设计以A为换热器的传热面积。如 不符要求,重复步骤(6)~(13)。 在编制程序时,应把有关通用部分编制成独立子程序模块。 ①物性数据库,必须包括传热计算所需的冷热流体物性,如密度、黏度、比热容、导热系数、汽化潜热等, 饱和蒸汽、过热蒸汽的温度和压强的相关参数。 ②由于对流给热系数α的关联式很多,可以建立计算α的专用模块。 ③设备的尺寸模块,如系列化尺寸,对计算得到的设备尺寸应按标准系列进行圆整;又如已知列管数和管间 距计算各种排列的管壳的内径,并圆整列管数。 ④计算过程中的试差部分需要有相应的迭代计算子程序。

列管式换热器设计

列管式换热器设计 第一节推荐的设计程序 一、工艺设计 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体,求出载热体的流量。 4、确定冷、热流体的流动途径。 5、计算定性温度,确定流体的物性数据(密度、比热、导热系数等)。 6、初算平均传热温度差。 7、按经验或现场数据选取或估算K值,初算出所需传热面积。 8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径(需进行圆整)等。 9、核算K。 10、校核平均温度差D。 11、校核传热量,要求有15-25%的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算。 二、机械设计 1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。 2、换热器封头选择。

3、换热器法兰选择。 4、管板尺寸确定。 5、管子拉脱力计算。 6、折流板的选择与计算。 7、温差应力的计算。 8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。 9、绘制主要零部件图。 三、编制计算结果汇总表 四、绘制换热器装配图 五、提出技术要求 六、编写设计说明书 第二节列管式换热器的工艺设计 一、换热终温的确定 换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时,当流体出口终温与热流体入口初温接近时,热利用率高,但传热强度最小,需要的传热面积最大。 为合理确定介质温度和换热终温,可参考以下数据: 1、热端温差(大温差)不小于20℃。 2、冷端温差(小温差)不小于5℃。 3、在冷却器或冷凝器中,冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点;对于含有不凝气体的冷凝,冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5℃。 二、平均温差的计算 设计时初算平均温差Dtm,均将换热过程先看做逆流过程计算。

列管式换热器的设计

化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 班级: | 姓名学号: 指导教师: $

目录§一.列管式换热器 ! .列管式换热器简介 设计任务 .列管式换热器设计内容 .操作条件 .主要设备结构图 §二.概述及设计要求 .换热器概述 .设计要求 ~ §三.设计条件及主要物理参数 . 初选换热器的类型 . 确定物性参数 .计算热流量及平均温差 壳程结构与相关计算公式 管程安排(流动空间的选择)及流速确定 计算传热系数k 计算传热面积 ^ §四.工艺设计计算 §五.换热器核算 §六.设计结果汇总 §七.设计评述 §八.工艺流程图 §九.主要符号说明 §十.参考资料

: §一 .列管式换热器 . 列管式换热器简介 列管式换热器又称为管壳式换热器,是最典型的间壁式换热器,历史悠久,占据主导作用,主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动,其行程称为管程;另一种流体在管外流动,其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大,传热效果好,结构坚固,可选用的结构材料范围宽广,操作弹性大,因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速,往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速,还迫使流体按规定路径多次错流通过管束,使湍流程度大为增加。 列管式换热器中,由于两流体的温度不同,使管束和壳体的温度也不相同,因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大(50℃以上)时,就可能由于热应力而引起设备的变形,甚至弯曲或破裂,因此必须考虑这种热膨胀的影响。 设计任务 ¥ 1.任务 处理能力:3×105t/年煤油(每年按300天计算,每天24小时运行) 设备形式:列管式换热器 2.操作条件 (1)煤油:入口温度150℃,出口温度50℃ (2)冷却介质:循环水,入口温度20℃,出口温度30℃ (3)允许压强降:不大于一个大气压。 备注:此设计任务书(包括纸板和电子版)1月15日前由学委统一收齐上交,两人一组,自由组合。延迟上交的同学将没有成绩。 [ .列管式换热器设计内容 1.3.1、确定设计方案 (1)选择换热器的类型;(2)流程安排 1.3.2、确定物性参数 (1)定性温度;(2)定性温度下的物性参数 1.3.3、估算传热面积 (1)热负荷;(2)平均传热温度差;(3)传热面积;(4)冷却水用量 % 1.3.4、工艺结构尺寸 (1)管径和管内流速;(2)管程数;(3)平均传热温度差校正及壳程数;(4)

列管式换热器设计

第一章列管式换热器的设计 1.1概述 列管式换热器是一种较早发展起来的型式,设计资料和数据比较完善,目前在许多国家中已有系列化标准。列管式换热器在换热效率,紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器,但是它具有结构牢固,适应性大,材料范围广泛等独特优点,因而在各种换热器的竞争发展中得以继续应用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类型,在高温高压和大型换热器中,仍占绝对优势。例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜(或再沸器)和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等,大都采用列管式换热器[3]。 1.2列管换热器型式的选择 列管式换热器种类很多,目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分,主要有以下几种:(1)固定管板式换热器:这类换热器的结构比较简单、紧凑,造价便宜,但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上,管板分别焊在外壳两端,并在其上连接有顶盖,顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的,而管内管外是两种不同温度的流体。因此,当管壁与壳壁温度相差较大时,由于两者的热膨胀不同,产生了很大的温差应力,以致管子扭弯或使管子从管板上松脱,甚至毁坏整个换热器。 为了克服温差应力必须有温度补偿装置,一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时,为安全起见,换热器应有温差补偿装置。 (2)浮头换热器:换热器的一块管板用法兰与外壳相连接,另一块管板不与外壳连接,以便管子受热或冷却时可以自由伸缩,但在这块管板上来连接有一个顶盖,称之为“浮头”,所以这种换热器叫做浮头式换热器。这种型式的优点为:管束可以拉出,以便清洗;管束的膨胀不受壳体的约束,因而当两种换热介质的温差大时,不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂,造价高。 (3)填料函式换热器:这类换热器管束一端可以自由膨胀,结构与比浮头式简单,造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能,壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有毒的介质。 (4)U型管换热器:这类换热器只有一个管板,管程至少为两程管束可以抽出清洗,

列管式换热器选型设计计算

第一部分列管式换热器选型设计计算 一.列管式换热器设计过程中的常见问题 换热器设计的优劣最终要以是否适用、经济、安全、负荷弹性大、操作可靠、检修清洗方便等为考察原则。当这些原则相互矛盾时,应在首先满足基本要求的情况下再考虑一般原则。 1.流体流动空间的选择原则 (1)不洁净和易结垢的流体宜走管内,因为管内清洗比较方便。 (2)腐蚀性的流体宜走管内,以免壳体和管子同时受腐蚀,而且管子也便于清洗和检修。(3)压强高的流体宜走管内,以免壳体受压,可节省壳体金属消耗量。 (4)饱和蒸气宜走管间,以便于及时排出冷凝液,且蒸气较洁净,它对清洗无要求。(5)有毒流体宜走管内,使泄漏机会较少。 (6)被冷却的流体宜走管间,可利用外壳向外的散热作用,以增强冷却效果。 (7)粘度大的液体或流量较小的流体,宜走管间,因流体在有折流挡板的壳程流动时,由于流速和流向的不断改变,在低Re(Re>100)下即可达到湍流,可以提高对流传热系数。 (8)对于刚性结构的换热器,若两流体的温度差较大,对流传热系数较大者宜走管间,因壁面温度与α大的流体温度相近,可以减少热应力。 在选择流体流径时,上述各点常不能同时兼顾,应视具体情况抓住主要矛盾。2.流体流速的选择 根据管内湍流时对流传热系数αi∝u0.8,流速增大,则αi增大,同时污垢热阻R si 减小,利于传热,从而可减少传热面积,节约设备费用;但同时又使压降增大,加大了动力消耗,提高了操作费用。可见应全面分析权衡比较适宜的流速。 (1)所选流速要尽量使流体湍流,有利传热。 (2)所选流速应使管长或程数恰当。管子过长,不便于清洗管内污垢;而管子过短,管程数增加,使结构复杂化,传热温差减少,均会降低传热效果。 (3)粘度大的流体,流速应小些,可按滞流处理。 (4)高密度流体(液体),阻力消耗与传热速率相比一般较小,可适当提高流速。 在我们教材及换热器设计手册中均给了出一些经验数据,以供参考。 3.管子规格及排列情况 (1)管径选择:国内换热器系列标准件中管子规格为Φ25×2.5mm、Φ19×2mm,在再沸器中可采用Φ38×3mm。 (2)管长:以清洗方便和合理使用管材为原则,系列标准件中采用1.5m,2m,3 m和6m四种。 (3)管子排列方法 管子在管板上的排列方法有三种:正三角形,正方形直列和正方形错列(见化工原理下册,天大版,P256,图4-25)。 正三角形排列使用最普遍,在同一管板面积上可以排列较多传热管,管外流体搅动较大,对流传热系数较高,但相应阻力也较大,管间不易清洗;正方形直列便于清洗管外表面,但传热系数较小;正方形错列介于上述两者之间,对流传热系数高于正方形直列。 (4)管中心距t 管子与管板采用胀管法连接t=(1.3-1.5)d o,管子与管板采用焊管法连接t=1.25d o,相邻两管外壁间距不应小于6mm。 4.折流挡板 前面已述常用的有圆缺形和盘环形挡板(见化工原理下册,天大版,P257,图4-27),而又以缺口面积为壳体内截面积25%的圆缺形折板用的最广泛。 折流挡板间距h:h=0.2~1D(壳内径),系列标准件中采用的板间距为:固定管板式有150、300、600mm三种,浮头式有150、200、300、480和600mm五种。 5.流体流动阻力

列管式换热器的设计计算

2.4 列管换热器设计示例 某生产过程中,需将6000 kg/h的油从140℃冷却至40℃,压力为0.3MPa;冷却介质采用循环水,循环冷却水的压力为0.4MPa,循环水入口温度30℃,出口温度为40℃。试设计一台列管式换热器,完成该生产任务。 1.确定设计方案 (1)选择换热器的类型 两流体温度变化情况:热流体进口温度140℃,出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃,出口温度40℃。该换热器用循环冷却水冷却,冬季操作时进口温度会降低,考虑到这一因素,估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大,因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。 (2)流动空间及流速的确定 由于循环冷却水较易结垢,为便于水垢清洗,应使循环水走管程,油品走壳程。选用ф25×2.5的碳钢管,管内流速取u i=0.5m/s。 2.确定物性数据 定性温度:可取流体进口温度的平均值。 壳程油的定性温度为(℃) 管程流体的定性温度为(℃) 根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 油在90℃下的有关物性数据如下: 密度ρo=825 kg/m3 定压比热容c po=2.22 kJ/(kg·℃) 导热系数λo=0.140 W/(m·℃) 粘度μo=0.000715 Pa·s 循环冷却水在35℃下的物性数据: 密度ρi=994 kg/m3 定压比热容c pi=4.08 kJ/(kg·℃) 导热系数λi=0.626 W/(m·℃) 粘度μi=0.000725 Pa·s 3.计算总传热系数 (1)热流量 Q o=W o c poΔt o=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW) (2)平均传热温差 (℃) (3)冷却水用量 (kg/h)

安装列管换热器的使用说明书1

列管换热器 一、概述 列管换热器是一种高效换热器。它主要由传热板、定距柱、连接管、头盖及衬垫等部件组成。两块厚约2.5~6mm的金属板卷成一对同心圆的螺旋形流道,流道始于中心,终于边缘。中心处用隔板将两边流体隔开,甲、乙两流体在金属板两边的流道内逆流流动而实现了热交换。本公司目前生产全逆流式结构的列管换热器。 二、列管换热器的工作特点和应用 列管换热器的性能类似于板式换热器。但也有其独特之处,其主要优点为: 1、传热效率高。列管换热器内介质螺旋型流动的离心力能增强湍流。据实验,当Re=1400~1800时就能形成湍流,且因流阻较管壳式小而使流速可以提高,结果使传热系数K可提高至2.5倍。此外,全逆流列管换热器的传热平均温差最大,这有助于提高传热效率。 2、结构紧凑,不用管材。由于板型传热面的面积大,单位体积传热面可达44-100m2/m3,约为管壳式换热器的2~3倍,加之传热系数和平均温差都大,这就必然导致结构的紧凑和轻巧。

3、不易污塞。由于单流道、高流速、污垢不易沉积,一旦有所沉积使流道截面减小随即导致流速增高,从而加强了对污塞物的冲刷作用。这种“自洁”作用,管壳式换热器是没有的。据统计显示,列管污塞的速率只及管壳式的十分之一。 4、能有效利用低温热源,精密控制温度。由开双螺旋流道能较完全地形成逆流传热且流道较长,有助于降低换热器设计所允许的(两种介质之间)有利于连续均匀地换热或升降温度。这就为利用一些低温热源(如地下热源)或精密控制介质温度提供了有利条件,从经验数据知道,板式和列管换热器的介质温差是最低的。 5、流阻较小。试验表明,与同样条件的管壳式换热器相比,列管换热器的流阻较小。 列管换热器相对于列管式换热器,也有其自身的不足之处。在设计、制造和安装使用过程中需要注意掌握的有以下几个方面: 承压能力受限。这一点在安装使用当中,要求用户按铭牌上的设计参数使用,不可超压和超温工作;以保证其安全使用。 容量受限。由于单流道流通能力较小。故介质的体积流量受到限制,流道不能过大,否则,流阻增大,使输送动力消耗加大。 制造复杂,传热部分和密封部分制造比较复杂。 总之,列管换热器优点突出,已经广泛应用于化工、食品、医药等部门。列管换热器在使用过程中,还可以切换通道,利用一侧流体去冲刷另一侧流道的污垢,但应注意对于易生硬垢的介质不宜采用。另外,如果用作冷凝器使用时,必须立式放置,其它情况立卧放置均可。

列管式换热器的计算

四、列管式换热器的工艺计算 4.1、确定物性参数: 定性温度:可取流体进口温度的平均值 壳程油的定性温度为 T=(140+40)/2=90℃ 管程流体的定性温度为 t=(30+40)/2=35℃ 根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据煤油在定性温度下的物性数据: ρo=825kg/m3 μo=7.15×10-4Pa?S c po=2.22KJ/(Kg?℃) λo=0.14W/(m?℃) 循环冷却水在35℃下的物性数据: ρi=994kg/m3 C pi=4.08KJ/(kg.℃) λi=0.626W/(m.℃) μi=0.000725Pa.s 4.2、计算总传热系数:

4.2.1、热流量 m o=[(15.8×104)×103]/(300×24)=21944Kg/h Q o=m o c po t o=21944× 2.22×(140-40)=4.87×106KJ/h=1353KW 4.2.1.2、平均传热温差 4.2.1.3、冷却水用量 W i=Q o/C piΔt=4.87×106/(4.08×(40-30))=119362 Kg/h 4.2.2、总传热系数K

=0.023×× ×

=4759W/(.℃﹚壳程传热系数:假设壳程的传热系数 污垢热阻

管壁的导热系数λ=45W/﹙m.℃﹚ 则总传热系数K为: 4.3、计算传热面积 S’=Q/(KΔt)= (1353×103)/(310×39)=111.9m2 考虑15%的面积裕度,S=1.15×S’=128.7 m2 4.4、工艺结构尺寸 4.4.1、管径和管内流速 选用φ25×2.5传热管(碳钢),取管内流速μi=1m/s 4.4.2、管程数和传热管数

列管式换热器简介

列管式换热器简介 列管式换热器 [1] 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质,可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时,一种流体由封头的连结管处进入,在管流动,从封头另一端的出口管流出,这称之管程;另-种流体由壳体的接管进入,从壳体上的另一接管处流出,这称为壳程列管式换热器。 列管式换热器的种类 固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜,但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上,管板分别焊在外壳两端,并在其上连接有顶盖,顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的,而管内管外是两种不同温度的流体。因此,当管壁与壳壁温差较大时,由于两者的热膨胀不同,产生了很大的温差应力,以至管子扭弯或使管子从管板上松脱,甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置,一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时,为安全起见,换热器应有温差补偿装置。但补偿装置(膨胀节)只能用在壳壁与管壁温差低于60~70℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚,难以伸缩,失去温差补偿的作用,就应考虑其他结构。 浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接,另一块管板不与外壳连接,以使管子受热或冷却时可以自由伸缩,但在这块管板上连接一个顶盖,称

之为“浮头”,所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是:管束可以拉出,以便清洗;管束的膨胀不变壳体约束,因而当两种换热器介质的温差大时,不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂,造价高。 填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀,结构比浮头式简单,造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能,壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。 U型管式换热器 U形管式换热器,每根管子都弯成U形,两端固定在同一块管板上,每根管子皆可自由伸缩,从而解决热补偿问题。管程至少为两程,管束可以抽出清洗,管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难,管子更换困难,管板上排列的管子少。优点是结构简单,质量轻,适用于高温高压条件。 列管式换热器的折流挡板 为提高壳程流体流速,往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速,还迫使流体按规定路径多次错流通过管束,使湍动程度大为增加。常用的折流挡板有圆缺形和圆盘形两种,前者更为常用。 列管式换热器的多壳程换热器 列管式换热器必须从结构上考虑热膨胀的影响,采取各种补偿的办法,消除或减小热应力,根据所采取的温差补偿措施。 列管式换热器主要技术参数 列管式换热器渗漏解析 换热器渗漏是换热器使用中最为常见的设备管理问题,渗漏主要是腐蚀造成的,少部分是由于换热器选型和换热器本身的制造工艺缺陷,列管式换热器的腐蚀形式基本有两种:电化学腐蚀和化学腐蚀。列管式换热器在制作时,管板与列管的焊接一般采用手工电弧焊,焊缝形状存在不同程度的缺陷,如凹陷、气孔、夹渣等,焊缝应力的分布也不均匀。使用时管板部分一般与工业冷却水接触,而工业冷却水中的杂质、盐类、气体、微

列管式换热器的设计计算

列管式换热器的设计计算 1.流体流径的选择 哪一种流体流经换热器的管程,哪一种流体流经壳程,下列各点可供选择时参考(以固定管板式换 热器为例) (1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内,以便于清洗管子。 (2) 腐蚀性的流体宜走管内,以免壳体和管子同时受腐蚀,而且管子也便于清洗和检修。 (3) 压强高的流体宜走管内,以免壳体受压。 (4) 饱和蒸气宜走管间,以便于及时排除冷凝液,且蒸气较洁净,冷凝传热系数与流速关系不大。 (5) 被冷却的流体宜走管间,可利用外壳向外的散热作用,以增强冷却效果。 (6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内,因管程流通面积常小于壳程,且可采用 多管程以增大流速。 (7) 粘度大的液体或流量较小的流体,宜走管间,因流体在有折流挡板的壳程流动时,由于流速和 流向的不断改变,在低Re(Re>100)下即可达到湍流,以提高对流传热系数。 在选择流体流径时,上述各点常不能同时兼顾,应视具体情况抓住主要矛盾,例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求,然后再校核对流传热系数和压强降,以便作出较恰当的选择。 2. 流体流速的选择 增加流体在换热器中的流速,将加大对流传热系数,减少污垢在管子表面上沉积的可能性,即降低了污垢热阻,使总传热系数增大,从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加,又使流体阻力增大,动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。 此外,在选择流速时,还需考虑结构上的要求。例如,选择高的流速,使管子的数目减少,对一定的传热面积,不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗,且一般管长都有一定的标准; 单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。 3. 流体两端温度的确定 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定,就不存在确定流体两端温度的问题。若其中一个流体仅已知进口温度,则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却某热流体,冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计,而换热器出口的冷水温度,便需要根据经济衡算来决定。为了节省水量,可使水的出口温度提高些,但传热面积就需要加大;为了减小传热面积,则要增加水量。两者是相互矛盾的。一般来说,设计时可采取冷却水两端温差为5~10℃。缺水地区选用较大的温度 差,水源丰富地区选用较小的温度差。 4. 管子的规格和排列方法 选择管径时,应尽可能使流速高些,但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有φ25×2.5mm及φ19×mm两种 规格的管子。 管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗,且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6m,则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m。系列标准中也采用这四种管长。此外,管长和壳径应相适应,一般取L/D为4~6(对直径小的换热器可大些)。 如前所述,管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等,如第五节中图4-25所示。等边三角形排列的优点有:管板的强度高;流体走短路的机会少,且管外流体扰动较大,因而对流传热系数较高;相同的壳径内可排列更多的管子。正方形直列排列的优点是便于清洗列管的外壁,适用于壳程流体易产生污垢的场合;但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间,即对流传热系数(较直列排列的)可以适当地提高。 管子在管板上排列的间距(指相邻两根管子的中心距),随管子与管板的连接方法不同而异。通常,胀管法取t=(1.3~1.5)do,且相邻两管外壁间距不应小于6mm,即t≥(d+6)。焊接法取t=1.25do。 5. 管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时,有时会使管内流速较低,因而对流传热系数较小。为了提高管内流速,可采用多管程。但是程数过多,导致管程流体

列管式换热器 (化工原理课程设计)

化工原理课程设计 题目:列管式换热器设计 班级: 姓名: 学号: 指导教师: 2015 年-2016 年学年第1 学期

目录 设计任务书3 前言4 一.工艺说明及流程示意图5 1. 工艺流程5 酒精的工艺流程5 冷却流程图5 白酒加工工艺流程5 冷却流程5 2. 工艺说明6 流体流入空间的选择6 出口温度的确定(含算法程序)6 流速的选择7 计算平均温差8 二.流程及方案的论证与确定8 1. 设计方案的论证8 2. 确定设计方案及流程 8 选择物料8 确定两流体的进出口温度9 确定流程9 换热器类型的选择 9 三.设计计算及说明9 1. 流体物性的确定9 水的物性9 无水乙醇的物性9 2. 初步确定换热器的类型和尺寸9 计算两流体的平均温度差9 计算热负荷和冷却水流量10 传热面积10 选择管子尺寸11 计算管子数和管长,对管子进行排列,确定壳体直径11根据管长和壳体直径的比值,确定管程数12 3. 核算压强降12 管程压强降12 壳程压强降12 4. 核算总传热面积14 管程对流传热系数α014 壳程对流传热系数αi14 污垢热阻15

总传热系数K’15 传热面积安全系数 15 壁温的计算15 4. 7 偏转角的计算 (15) 四.设计结果概要表16 五.对设计的评价及问题的讨论17 1.对设计的评价 (17) 2.问题的讨论 (17) 六.参考文献18 七.致谢 八.附录:固定管板式换热器的结构图、花板布置图 设计任务书 设计题目:列管式换热器设计。 设计任务:将自选物料用河水冷却或自选热源加热至生产工艺所要求的温度。 /d; 三、设计条件:1.处理能力G = 学生学号最后2位数×300 t 物料 2.冷却器用河水为冷却介质,考虑广州地区可取进口水温度为20~30℃;加热器用热水或水蒸汽为热源,条件自选。

列管式换热器的设计讲解

目录 一、方案简介 (1) 二、方案设计 (2) 1、确定设计方案 (2) 2、确定物性数据 (2) 3、计算总传热系数 (3) 4、计算传热面积 (3) 5、工艺结构尺寸 (4) 6、换热器核算 (5) 三、设计结果一览表 (8) 四、附图(主体设备设计条件图)(详情参见图纸) (8) 五、参考文献 (9) 六、主要符号说明 (9) 七、心得体会 (10) 附图··········································································

本设计任务是利用冷流体(水)给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则,制成换热器,以供生产需要。下图(图1)是工业生产中用到的列管式换热器. 选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类: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,螺旋板式换热器,板翅式换热器,热管式换热器,列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。

某厂在生产过程中,需将硝基苯液体从100℃冷却到45℃。处理能力为1.5×105吨/年。冷却介质采用自来水,入口温度30℃,出口温度40℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa 。试设计能完成上述任务的列管式换热器。(每年按330天,每天24小时连续运行) 1.确定设计方案 (1)选择换热器的类型 两流体温度变化情况: 热流体进口温度100℃,出口温度45℃冷流体。 冷流体进口温度30℃,出口温度40℃。 从两流体温度来看,估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大,因此初步确定选用固定管板式换热器。 (2)流动空间及流速的确定 由于硝基苯的粘度比水的大,因此冷却水走管程,硝基苯走壳程。另外,这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热,提高冷却效果。同时,在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管,管内流速取ui=0.5m/s。 2、确定物性数据 定性温度:可取流体进口温度的平均值。 壳程硝基苯的定性温度为:℃=+= 5.72245 100T 管程流体的定性温度为: ℃=+=352 40 30t 根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 硝基苯在72.5℃下的有关物性数据如下: 密度 ρo =1153 kg/m 3 定压比热容 c po =1.559kJ/(kg ·℃) 导热系数 λo =0.129 W/(m ·℃) 粘度 μo =0.000979 Pa ·s 冷却水在35℃下的物性数据: 密度 ρi =994.3kg/m 3 定压比热容 c pi =4.24 kJ/(kg ·℃) 导热系数 λi =0.618 W/(m ·℃) 粘度 μi =0.000818 Pa ·s 3.计算总传热系数 (1)热流量 热流体的流量 W o =1.5×105 ×1000÷330÷24≈18939kg/h 热流量 Q o =W o c po Δt o =18939×1.559×(100-45)=1623925 kJ/h=451kW (2)平均传热温差

列管式换热器的计算

四、列管式换热器得工艺计算 4、1、确定物性参数: 定性温度:可取流体进口温度得平均值 壳程油得定性温度为 T=(140+40)/2=90℃ 管程流体得定性温度为 t=(30+40)/2=35℃ 根据定性温度,分别查取壳程与管程流体得有关物性数据煤油在定性温度下得物性数据: ρo=825kg/m3 μo=7、15×10-4Pa?S c po=2、22KJ/(Kg?℃) λo=0、14W/(m?℃) 循环冷却水在35℃下得物性数据: ρi=994kg/m3 C pi=4、08KJ/(kg、℃) λi=0、626W/(m、℃) μi=0、000725Pa、s 4、2、计算总传热系数: 4、2、1、热流量

m o=[(15、8×104)×103]/(300×24)=21944Kg/h Q o=m o c po t o=21944×2、22×(140-40)=4、87×106KJ/h=1353KW 4、2、1、2、平均传热温差 4、2、1、3、冷却水用量 W i=Q o/C piΔt=4、87×106/(4、08×(40-30))=119362 Kg/h 4、2、2、总传热系数K =0、023××× =4759W/(、℃﹚ 壳程传热系数:假设壳程得传热系数 污垢热阻 管壁得导热系数λ=45W/﹙m、℃﹚ 则总传热系数K为:

4、3、计算传热面积 S’=Q/(KΔt)= (1353×103)/(310×39)=111、9m2 考虑15%得面积裕度,S=1、15×S’=128、7 m2 4、4、工艺结构尺寸 4、4、1、管径与管内流速 选用φ25×2、5传热管(碳钢),取管内流速μi=1m/s 4、4、2、管程数与传热管数 依据传热管内径与流速确定单程传热管数 =(119362/(994×3600) 0、785×0、022×1 =106、2≈107根 按单程管计算,所需得传热管长度为 =128、7/(3、14×0、025×107)=15、32m 按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构。现取传热管长L=6m,则该换热管程数为

列管式换热器的基本知识

列管式换热器的基本知识 列管式换热器列管式换热器又称管壳式换热器,是目前石油化工生产中应用最广泛的一种换热器。它与其它换热器相比,主要优点是单位体积所具有的传热面积大,传热效果好,结构比较简单,处理能力大,适应性强,操作弹性大,尤其在高温、高压和大型装置中应用更为普遍。 列管换热器的构造原理: 列管换热器主要由壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在管内流动。其行程称为管程;另一种流体在管外流动,其行程称为壳程。管束的壁面为传热面。为提高壳程流体流速,往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速,还可迫使流体按规定路径多次错流通过管束,使湍动程度大为增加。 列管换热器主要特点: 1.耐腐蚀性:聚丙烯具有优良的耐化学品性,对于无机化合物,不论酸,碱、盐溶液,除强氧化性物料外,几乎直到100℃都对其无破坏作用,对几乎所有溶剂在室温下均不溶解,一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使用。 2.耐温性:聚丙烯塑料熔点为164-174℃,因此一般使用温度可达110-125℃。 3.无毒性:不结垢,不污染介质,也可用于食品工业。 4.重量轻:对设备安装维修极为方便。 列管换热器应用范围: 本设备适用于在化工、轻工、冶金、制药、食品、化纤等工业中做各种用途的换热设备,尤宜于做冷凝器,代替原有的不锈钢,搪瓷、石墨、玻璃冷凝器。使用后效果显著。 无锡市凌云换热器有效公司是生产列管式换热器的专业厂家,多年来,在各大专院校、科研单位的鼎立相助和各用户单位的大力支持下,已形成了一定规模的换热器生产体系。该厂以优质的产品和完善的售后服务使企业树立了良好的形象,并得到广大用户的一致好评和信赖。

列管冷却器 的计算

列管式换热器的设计与计算 马云霞 (国家粮食储备局郑州科学研究设计院,河南郑州450053) 目前,粮食干燥作业中多用列管式换热器,这种换热器结构简单,制造容易,检修方便。干燥行业中,换热器的热介质是烧烟煤与无烟煤混合燃料产生的高温烟道气。在管内流动,冷介质是空气,在管外横向冲刷管子流动。 1 换热器的设计步骤与计算 1 换热器的设计步骤与计算 1.1 给定的条件 (1)热流体的入口温度t1' 、出口温度t1"; (2)冷流体的入口温度t2' 、出口温度t2"; (3)需要换热器供给的热量Q。 1.2 计算步骤 热平衡方程式是反映换热器内冷流体的吸热量与热流体的放热量之间的关系式。由于换热器的热散失系数通常接近1,计算时不计算散热损失,则冷流体吸收热量与热流体放出热量相等,热平衡方程式中的热量Q是烘干机干燥粮食所需要的热量,换热器换出的热量必须等于该热量。 (2)计算平均温度差△tp 换热器进出口两处流体的温差分别为△t' 和△t"

定性温度为流体主体温度在进、出口的算术平均值;受热时b=0.4,冷却时b=0.3。 2 在粮食干燥行业中。换热器通常是分三组立式安装,下面举一个干燥行业中的具体示例分析2.1 已知条件及流程

换热器的管子是φ40x2的无缝管,烟气走管内,空气走管外;假定前面烘干塔热量衡算知道,需要热量296x10(4)kcal/h; 2.2 求热交换工艺参数

所需管子根数n3 调整后数据如表2所示。

3 小结 从以上计算可知,在粮食干燥行业中,通过烘干机的设计计算得出烘干粮食所需的热量之后,再通过一系列的热量衡算和一系列的参数选择,所需列管换热器的传热面积及管长等其它尺寸是不难确定的。不同的选择有不同的计算结果,设计者作出恰当的选择才能得到经济上合理、技术上可行的设计,或者通过多方案计算,从中选出最优方案。近年来依靠计算机按规定的最优化程序进行自会寻优的方法得到日益广泛的应用。

列管式换热器的选用与设计原则

5.7.3 列管式换热器的选用与设计原则 换热器的设计即是通过传热过程计算确定经济合理的传热面积以及换热器的结构尺寸,以完成生产工艺中所要求的传热任务。换热器的选用也是根据生产任务,计算所需的传热面积,选择合适的换热器。由于参与换热流体特性的不同,换热设备结构特点的差异,因此为了适应生产工艺的实际需要,设计或选用换热器时需要考虑多方面的因素,进行一系列的选择,并通过比较才能设计或选用出经济上合理和技术上可行的换热器。 本节将以列管式换热器为例,说明换热器选用或设计时需要考虑的问题。 一、流体通道的选择 流体通道的选择可参考以下原则进行: 1.不洁净和易结垢的流体宜走管程,以便于清洗管子; 2.腐蚀性流体宜走管程,以免管束和壳体同时受腐蚀,而且管内也便于检修和清洗; 3.高压流体宜走管程,以免壳体受压,并且可节省壳体金属的消耗量; 4.饱和蒸汽宜走壳程,以便于及时排出冷凝液,且蒸汽较洁净,不易污染壳程; 5.被冷却的流体宜走壳程,可利用壳体散热,增强冷却效果; 6.有毒流体宜走管程,以减少流体泄漏; 7.粘度较大或流量较小的流体宜走壳程,因流体在有折流板的壳程流动时,由于流体流向和流速不断改变,在很低的雷诺数(Re<100)下即可达到湍流,可提高对流传热系数。但是有时在动力设备允许的条件下,将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。 在选择流体通道时,以上各点常常不能兼顾,在实际选择时应抓住主要矛盾。如首先要考虑流体的压力、腐蚀性和清洗等要求,然后再校核对流传热系数和阻力系数等,以便作出合理的选择。 二、流体流速的选择 换热器中流体流速的增加,可使对流传热系数增加,有利于减少污垢在管子表面沉积的可能性,即降低污垢热阻,使总传热系数增大。然而流速的增加又使流体流动阻力增大,动力消耗增大。因此,适宜的流体流速需通过技术经济核算来确定。充分利用系统动力设备的允许压降来提高流速是换热器设计的一个重要原则。在选择流体流速时,除了经济核算以外,还应考虑换热器结构上的要求。 表5-4给出工业上的常用流速范围。除此之外,还可按照液体的粘度选择流速,按材料选择容许流速以及按照液体的易燃、易爆程度选择安全允许流速。 三、流体两端温度的确定 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定,则不存在确定流体两端温度的问题。若其中一流体仅已知进口温度,则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却一热流体,冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出估计,而其出口温度则可根据经济核算来确定:为了节省冷水量,可使出口温度提高一些,但是传热面积就需要增加;为了减小传热面积,则需要增加冷水量。两者是相互矛盾的。一般来说,水源丰富的地区选用较小的温差,缺水地区选用较大的温差。不过,工业冷却用水的出口温度一般不宜高于45℃,因为工业用水中所含的部分盐类(如CaCO3、CaSO4、 MgCO3和MgSO4等)的溶解度随温度升高而减小,如出口温度过高,盐类析出,将形成传热性能很差的污垢,而使传热过程恶化。如果是用加热介质加热冷流体,可按同样的原则选择加热介质的出口温度。 四、管径、管子排列方式和壳体直径的确定 小直径管子能使单位体积的传热面积大,因而在同样体积内可布置更多的传热面。或者说,当传热面积一定时,采用小管径可使管子长度缩短,增强传热,易于清洗。但是减小管径将使流动阻力增加,容易积垢。对于不清洁、易结垢或粘度较大的流体,宜采用较大的管径。因此,管径的选择要视所用材料和操作条件而定,总的趋向是采用小直径管子。 管长的选择是以合理使用管材和清洗方便为原则。国产管材的长度一般为6m,因此管壳式换热器系列标准中换热管的长度分为1.5、2、3或6m几种,常用3m或6m的规格。长管不易清洗,且易弯曲。此外,管长L与壳体D的比例应适当,一般L/D=4~6。 管子的排列方式有等边三角形、正方形直列和正方形错列三种。等边三角形排列比较紧凑,管外流体湍动程度高,对流传热系数大;正方形直列比较松散,对流传热系数较三角形排列时低,但管外壁清洗方便,适用

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