2L: 结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结系数的大小与冷流体的性、的操作条件,如流速、温度等,、面的垢状况以及器的构和尺寸等多因结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结素有。流十分,垢阻又以确定,因此系数结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结的算与往往相差大。在器,最好有或生结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结中累的数据作参考。
3L: 结结器的结结结系数主要与管两的膜系数和管的阻有,因而器的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
结结结系数与下列参数有:结结
1.结结结结结结结结结结管、壳程流体的物性数据,粘度、表面力、密度等,,2.结结结结管、壳程流体的流速有,
3.结结结结结结结管的阻有。
4L: 在基本方程式结结结结结结结Q=KAΔtm中,量结结结Q是生任所定的,温度差结结结结结结结结结结结Δtm之由结结
冷、流体、出器的始、温度决定,也是由工要求出的条件,面结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结A之
结与结结结系数K结结结结结结结结结结结结结密切相,因此,如何合理地确定K结结结结结结结结结结,是器中的一个重要。结结结
目前,结结结系数K结结结结结结结结结结结结结结结结结有三个来源:一是取,即目前生中所用的践并出来的生践数据,二是定结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结K结结结结 ,三是算。在算中,如何合理地确定结结结结结结结结结结结结结K结结结结结结结结结结结结结结结结,是器中的一个重要。而在中往往参照在工条件相仿、似上所得成熟结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结的生数据作依据。工生用列管式器中结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结系数结结结结的大致范表4-10
列管式器中结结结结K结结 大致范
结 流体
冷流体
结结结系数,K
W/m2?K
水
水
850,1700
结 油
水
340,910
重油
水
60,280
气体
水
17,280
水蒸汽冷凝
水
1420,4250
水蒸汽冷凝
气体
30,300
低沸点蒸汽冷凝结结结结结结(常结)
水
455,1140
高沸点蒸汽冷凝结结结结结结(减结)
水
60,170
水蒸汽冷凝
水沸结
2000,4250
水蒸汽冷凝
结结 油沸
455,1020
水蒸汽冷凝
重油沸结
140,425
结结结系数的算结结
前述确定K结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结的方法然,但往往会因具体条件不完全符合所的情况,而影响到的可靠性。所以,必结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结程行理上的分析,以了解各因素程的影响,从而建立起算结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结系数K的
定量式。可将理算与生程的或定互相核、结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
互相充,最后得出一个比符合客的结结结结结结结结结结结结结结结结结结K结结结结结结结结结结结 ,以用来行生的。如结4-23所示,两流体通金属壁的包括以下程:结结结结结结结结结结结结结结 (1) 结结结结结结结结结结结结结结结结结结 流体以流的方式将量管壁一,
(2) 通管壁的,结结结结结结结结
(3) 由管壁另一以流的方式将量冷流体。结结结结结结结结结结结结结结结结结结 上述程可表示如下结结结结结结结
结结结结结结结结 流体一的流量
通管壁的量结结结结结结结结
冷流体一的流量结结结结结结结
结结结结结结结 于定程
Q1=Q2=Q3=Q
式中 a1、a2-----分、冷流体的流系数,结结结结结结结结结结结结结结结W/m2??,
T、 t-----分、冷流体的温度,结结结结结结结结结结结?,
Tw、tw-----分、冷流体的壁面温度,结结结结结结结结结结结结结结?,
A1、A2-----分、冷流体的面,结结结结结结结结结结结结结结m2,
Am-----金属壁的数平均面,结结结结结结结m2,
λ-----结结结结结结结壁的系数,W/m??,
b-----结结壁厚度,m。
整理式(4-41)、(4-41a) 、(4-41b)并相加可得
式(4-42)与基本方程式结结结结结结结Q=KAΔtm比得结结
当面筒壁,结结结结结结结结结A1?A2?Am,结结结结结系数K结结结结结结结结结随所取的面不同而异。若面结结结结A=A1,式结结(4-43)可写成
式中K1称以面结结结结结A1结基准的结结结系数。
同理,结结结系数亦可以面结结结A=A2,式结结(4-43)可写结
式中K2称以面结结结结结A2结基准的结结结系数。
若面结结结A= Am,相的算式结结结结结结
式中Km称以面结结结结结Am结基准的结结结系数。
由式(4-43a)、(4-43b)、(4-43c)可,由于取的面不同而结结结结结结结结结结结结K结亦不同,即K1?K2?Km,但K1A1=K2A2=KmAm,而
Q= K1A1Δtm
= K2A2Δtm
= KmAmΔtm
结结管
式中L结结结管,m。
当面平壁,结结结结结结结结A1=A2=Am=A,式结结(4-43)结
或当壁阻 b/λ结1/a1、1/a2小得多,结结结b/λ可忽略,结结结结结系数可化成下式结结结结结 结结结结结结结结 以下几情况可以化
(1) 管壁薄或管径大者,即结结结结结结结结结结结d外/d内<2者,可近似取a1=a2=am,筒壁结结结结可近似当成平壁算。结结结>2者,可近似取a1=a2=am,筒壁结结结结可近似当成平壁算。结结结>
(2) 当a1
Q= K1A1Δtm= a1A2Δtm 同理,当a2
Q= K2A2Δtm= a2AΔtm
5L: 根据结结结系数公式可以看出跟1、管程膜系数结结结结2、管壳程阻和管壁阻结结结结结结结3、壳程结结系数
1、管程膜系数于雷数,普朗特数,粘度修正系数等有系结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
雷数由流体流速,流体密度,管直径和流体力粘度决定结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
普朗特殊由流体熔,力粘度和系数决定结结结结结结结结结结结结结结
2、些都是某系固定的所以不在结结结结结结结结结结结结结结结结
3、壳程膜系数又由壳程流体雷数,普朗特数,粘度结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
修正系数,有壳程排管方式,折流板距、孔大小结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
与壳程内径隙、切口率、切口方向,分成隔板数等一系列构参数决定,非常结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
结结结系数由他合而来,要区分哪个是决定因素,的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结哪个系数小就主要提高哪个可以很大程度上提高结结结系数6L: 1.结结结结结结结结结结器的管、壳程流体的物性数据,温度梯度、粘度、表面力、密度等,,2.结结结结器的管、壳程流体的流速有,
3.结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结器管的阻有,物料沉、垢影响,,
4.结结结结结结结结结器管的材。
7L: 通俗的,主要看材的,金属系数和塑料的系结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结数肯定不一。另外不同介其系数也不相同。结结结结结结结结结结结结结结结结结结
8L: 结结结系数K是反映器性能的重要参数,也是器行结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结程算的基本依据。它可以通相手册、定和分析算得。结结结系数K的数取决于流体的物性、程的操作条件和器的型等多方面因素。结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结9L: 结结结系数K是表示性能的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结极重要的参数,也是行算的依据,同也是确定面的一个重要参数。结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结K的数取决于流体结结结结结结的物性、程的操作条件及器的型等等。结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
1、K的算方法结结结结
若管内、外的流膜系数分结结结结结结结结结结αi和α0,管内与外的垢阻分用结结结结结结结结结结结结RSi与RSo
,当以管外壁面结结结结Ao,=pdol,基准,系数结结结结结结结结结K,结结结位:W/(m2K),:结结上式可以化:结结结
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结壁两流体的阻等于两流体的流阻、垢
阻及管壁阻之和。结结结结结结结结
2、垢阻结结结结
常流体在表面结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结形成的垢阻,其大致数范列于下表。
表 结结结结结结结结结结垢阻的大致数范
液体 结结结垢阻Rs 液体 结结结垢阻Rs
m2?K/KW m2?K/KW水,u,1m/s,t,50?,:
蒸水结结
海水
清结结结结的河水
未结结结结结结结结理的凉水塔用水
结结理的凉水塔用水
结结结结结结理的炉用水
硬水、井水
水蒸汽:
结结、不含油
劣结结结结结、不含油
0.09
0.09
0.21
0.58
0.26
0.26
0.58
0.052
0.09 液体:
结结结结结理的水
有机物
燃料油
焦油
气体:
空气
溶结结结蒸气 0.264
0.176
1.06
1.76
0.26,0.53
0.14
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结避免垢阻增大使速率重下降,器要根据具体工
作条件,定期清洗。
3、K的范结
在行器的算,常结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结需先估系数K。下表列出了常的列管式结结结结结结结
器的大致范。结结结结结结结结结
表 结结结结列管式器中K结结大致范冷流体 结流体 结结结系数K/W/,m2?K,
水
水
水
水
水
有机溶结
水
气体
水
水沸结
结结油沸 水
气体
有机溶结
结油
重油
有机溶结
水蒸汽冷凝
水蒸汽冷凝
低沸点冷凝结结结结
水蒸汽冷凝
水蒸汽冷凝 850,170017,280
280,850
340,910
60,280
115,340
1420,4250
30,300
455,1140
2000,4250
455,1020
由表可,结结K结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化范很大,人不同型流体的K结结结有一数量概
念。
同得结结结结结结结结结结结结结结结注意:不同参考目推荐的K结结结结结结结结结结结结结结结范差也很大,另外器用途
不一,加器、冷结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结却器、蒸器、冷凝器等,,K结结结也不一。
4、提高K的方法
结结结结结结结了减少面,从K式中可以知道要提高 K必要法减小阻。结结结结结结结结结
当管壁阻和垢阻均可忽略,上式可化:结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结
若αi>>αo,结1/K»1/αo,由此可 结结结结结结结结结结结结结结结结结知当两个流膜系数相差大,欲要提高K结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结在于提高流膜系数小一的流膜系数。 例如:
α0 αi K
40
40
200
1000 5000
10000
5000
1100 39.68
39.84
192.3
524
若两的结结α相差很大,提高小的结结结结结结结α,才能提高K 。若两的结结α相差不大,结结同提高两的结结结结结结α,才能提高K 。若垢阻力结结结结结结结结结结结结结结结结控制因素必法减慢结结结结结结结垢形成速率或及清除垢。
10L: 结结结系数一般由管内系数,管外系数,管内垢阻,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结管外垢阻,管壁系数。结结结结结结结结结结结结
等几部分决定,而管内和管外的系数一结结结结结结结结结结结结结结结结般由流速,介的物性,结结结结结结结结器的构形式决定
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结垢阻主要由介的物性和器的构形式决定,管壁系数和管材有
另外管的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化,翅片强格,大小管径,管壁厚,器是的器,否
和管的排列结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结形式,器壳体的布置都能影响器的结结结系数
11L: 所器化或结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结增强强是指通影响的各因素的
分析与算,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结采取某些技措施以提高的量或者在足原有结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结量条件下,使它的体小。器化通常使强用的手段包括三:展面,F ,,加大温差,提高系数,结结结结结结结结结结结结K ,。
1 结结结结结结结器化的方式强
1.1 结结结结结展面F
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结展面是增加效果使用最多、最的一方法。在
展结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结器面的程中,如果的通一地大体来增加面或结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结量,不强增光需加要增台加数来增投,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结占地面大、同,作用也不强明,方法效果的增
在已淘汰结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结。在使用最多的是通合理地提高位体的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结面来效果达到的目的,如在器上大量增使用位体强结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结面比大的翅片管、波管、板翅面等材料,通结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结些材料的使用,台的位体的面会明提高,充分达到高结结结结结结结结结结结结结 效、凑的目的。
1.2 加大温差结结结结Δt
加大器温差结结结结结结结Δt是加器强结结结结结结结结结结结结结结 效果常用的措施之一。
在器 结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结使用程中,提高射采暖板管内蒸汽的力,提高水结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结采暖的水温度,冷凝器冷却水用温度低的深井水代替自来水,空气冷却器中降低冷却水的温度等,都可以直接增加器温差结结结结结结结Δt。
但是,增加器温差结结结结结结结Δt是有一定限度的,我结结结结结结结结结结器不能把效它作强增果最主要的手段,使用程中结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结我考到工或条件上是否允例如,我结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结在提高射采暖板的蒸汽温度程中,不能超射采暖允结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结度,的强射射采暖板蒸汽温度的增加上是一
结结结结结结结结受限制的增加,依靠增加器温差Δt只能有限度的提高器结结结结结结结结效果,同,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结我到,温差的增大将使整个力系的不可逆性增加,降低了力系的可用性。所以,不能一结结结结结结结结结结结结结结结结结结结味追求结结结结结结结结结结结结结结结结结结 温差的增加,而兼整个力系的能量合理使用。
1.3 增强结结系数,K,
增强结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结器效果最极的措施就是法提高的系数,K,。结结结结结结结器系数,K,的大小上是由程阻的大小来决定,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结器程中的阻越大,器系数,K,也就结结结结结结结结结结结结结结越低,器系数,K,结结结结结结结结结结结结结越低,器效果也就越差。
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结器在使用程中,其阻是各分阻的叠加,所以要改系数就必分析程的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结一分阻。如何每控制器程的
每一分阻是决定器系数的。结结结结结结结结结结结结结结结结结结
上述三方面增效果强结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结的方法在器都或多或少的得了使用,但是由于结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结展面及加大温差常常受到地、、金、效果的限制,不可能无限制的增强强,所以,当前器化的结结结结结结结结结结结结结研究主要方向就是:如何通结结结结结结结结结结结控制器系数,K,来提高器结结结结结结结结结结结结结结化的效果强。我结结结结结结结结结在使用最多的提高器系数,K,的结结结结结结结结结结结结结结结技就是:在器管中加流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结子添加物,通流子添加物的作用,使器程的分阻大大的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结降低,并且最来达到提高器系数,K,的目的。结结结结结 2 .结结结结结结结结结器上流化的子使用强
结结结结结结结结结结结结结结结结结结器在程中,影响器系数,K,的主要因素包括:器内、外结结结结结结结结结结部液体的流状,面的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结形状及尺寸等。了提高器的系数,
强强强化器的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化元件及化效率,措国内外出了多
施,主要包括在器中结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结使用螺管、横管、放管、大程多沟槽管、整体双面螺旋翅片管以及在管中加流结结结结结结结结结结结结结结结化管内等。其强子来
中,在管中加流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化在工上强子添已使加物行用了多
年,它可以使结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结器的系数出明的提高,可以大大省结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结器的面,降低重量,大量金属材料,它的多
点已日益引起人结结结结结的重。
将器流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结 化的强子原理及特点作以下述
2.1 结结结结结结结结流子强化元件的和共同特点
结结结结结结结结结结结结结结流子强化元件有多形式,在使用最多的包括:金属结结结结结结结结结结结结结结制元件、金属螺旋圈、状构件、麻花结结结结结结结结结结结结结结结结结结化、翼形元件有一个物等。些流共强同的特点子
就是:在器管中些流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结子添加物可以有效降低器结结结结结结结结结结结结结结结结结结结程中的阻,大大地提高器的系数,K,,器的结结结结结结结结结结结结结结结明。强效果增2.2 结结结结结结 流子强化的原理
研究表明,加入到器管中的流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结子添加物可以使管内流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结的液体生明的螺旋运。句,在器管中加入流子添加物,就相当于在器管中加结结结结结结结结结结结结入空隙率ε?95%的多孔体,当器管结结结结结结
中流的结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结液体流些流子添加物以后,流道内将生明结结结结结结结结结结结结的弥散流效,在低雷数下,Re?300,,由于弥散流的结结结结结结结结结结结促,使器管中的液体结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结湍流。湍流状的流液体其阻是所有流液体中最小的,由于器管中结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结湍流状的流液体阻非常小所以,器的系数,结结结结结结结结结K,将大大结结结结结结结结结结结结结结结增加。在高的系数,K,状下,结结结结结结结器中流结结结结结结结结结结结结结结化的子效果就会非常明。强
当然器中的流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化的效强子流管的不同介,其
果是有区的。并且,管内流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结元件的形状和在面上的安装方法,和流阻都有影响,一结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结般可通确定其最佳形式。例如表结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结明:在管道的全填螺旋形金属与断置螺旋圈相比,后者在性能不可减小流阻。结结结结结结结结结结结结结
于流 结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化的子原理,有多其它解,有的家强流子强化是基于加大了面和结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结粗糙度,无疑是正确的。但表结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结明,即使不壁面安装,向固定在流道中心的流子也能使α结加大,有人解结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结填充物能生持不断的流,并沿流向生一个中心旋结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结流,在离心力的影响下使管中心的流体与壁面界流体充分混合。从而减薄了结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化了。的看,有流界,强强子化的理
不完和一致,一些数据来结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结自,有待于更多的科研人和利用。
2.3 结结结结结结结结流子强化的特点
在器管中加流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结子添加物,最明的特点就是大大增强了管内的系数。表结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结明,在器管中加流
子添加物,管内系数可比结结结结结结结结结结结结结结结光管提高3.5倍以上。
流 结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结子强化除了减少金属消耗,它可以提高工厂能利用效率,降低能耗。目前,一些结结结结结结结结结结结结结结度,而管壳式器由于追求高强
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结效率低,中采用的主要手段是提高数平均温差,
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结要致能耗的大幅度增加。以油厂常减装置例,温差60?,以冷流体结—260,200?结结结结结结算,占流21.5%,如果将温差降至33?,可结结结结结结降至10%采用流结结结结强子化的器,在结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结度不的情况下,可以强保著降低
结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结温差,从而降低了更好地能匹配,达到能降耗的目的。
采用流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化,另一点就是可有子效地抑制垢的生强成。垢是器非常结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结棘手的。垢使效率下降,它的性能差,只有的1/30,1/50。结结结结结结结结结结结结结结结结碳管油冷却器,当水垢厚度达到2mm结结结结结结,将比新制无垢的运行效率下降30%。美国研究结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结公司器的垢行了多年的研究,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结垢的形成、生,主要与介温度和流速有,介温度越高,介与壁面温差结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结越大,流速越低,越易形成垢。了消除管垢,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结国外一些厂家通提高管内流速,V,2,3m/s,,但来高的结结结结结结结降,能耗很大。采用流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化的器,管的垢子著减少。强首先,由于流体的弥散流,介的温度梯度小,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结抑制了垢的形成、生,其结结结结结结结结结结结结结结结结结结化相当于次,由于静拌弥散流紊强度很高,流子
器,,流体中的不结结结结结结结结结 易沉成垢。
使用流结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结化器的子强清洗十分方便。短期清洗,可不抽出化元件,用水速强V,0.8m/s的清洗水冲刷管程即可。表结结结结结结结结结结明。当水速达到0.8m/s结结结,水流将生烈强的弥散结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结的流,管壁有很冲刷效强。因此,可以比干
地除掉结结结结结结结结结结结结结结结结化流元子及管壁上的垢物。如果强运行后清洗,可抽出件,分结结结结结结结结结结结结结结结结结结清洗流子与管壁,也很便于施。
12L: 如前面各位家结结结结结结结结结结结结所述,有很多因素影响结结结系数。
结结里强的是:
1、化强弱结结结结结结结的系数,
2、有效降低垢阻。结结结结结
比如,合理使用化管,会强结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结使流体,在低的流速下达到
湍流,大幅度改善结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结状。在壳使用合理的向流或螺旋流
可以减少死结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结区,在小的降下得高流速,使垢以
落地扎根,减垢速度,结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结结使期在低垢状下运行,也会大大改善。13L: 结结结 结结结程中,各阻与结结结系数结系如下,,,:
,,,, ,:,,,,:,,,,,:,,η:,, ,,,
,
,,,,, ,, —结结结结 ,:式中:,阻,,,,,,,
——
,—
——结结结系数, ,,,,,
,:—
——管外的面,结 ,,,
,, —
——管内的流系数,结结结 ,,,,,,
,,—
——管内的面,结 ,,,
,,—
——管内的垢阻,结结 ,,,,,,
,: —
——管外的流系数,结结结 ,,,,,,
,:—
——管外的垢阻,结结 ,,,,,,
η:—
——肋面结 结,如效率果表面未肋化,
η:,,,,
,,—
——管壁的阻,结结结 ,,,,,。
要增大结结结系数,就要法减小 结结 结结结结结结结结结结 结结结结结结,影响大的。如主要考果垢阻大,如何防止或延结结结结 结结 结结和垢的,:形成或使垢差不大,最好能同提清洗方便。当,,高两流体的流系数,结结结 结结结 结结结结结结结结结结结结结结而当两者差大,要法增大系数小的一。15L:
酯换热器总传热系数的测算
酯换热器总传热系数的测算
2015.8.14
磷酸净化的酯换热器更换后,近期天热才投入使用,本次对换热器的总传热热系数进行了测算,以验证是否符合设计值。
1、 测算方法
萃取剂与水换热过程中,
(1)
(2)
式中,K ——总传热系数,W/(m·K) ;
2
A——换热器总传热面积,m ;
?t ——进行换热的两流体之间的平均温差,K 。
?t 1和?t 2——管内外流体的较大和较小的温差,K
计算Q 时,取萃取剂比热容为:2.097 J/K?g ,酯流量采用中控DCS 上的平均数,其
3
密度按0.91g/cm计算。
2
换热器总传热面积,根据厂家提供的数据为22.8m 。
测算时,在换热器进出口处多次测量温度数据,取平均值。
2
2、 测量结果
三次测量的总传热系数有一定偏差,其平均值为 1304.80 W /(m2.K) 。
2
根据厂商提供的换热器计算书,其总传热系数为 1358 W/(m·K ),测量值与计算书提供值基本一致。
(影响换热器总传热系数的原因
1L: 1、结构;2、介质;3、运行参数
2L: 传热系数的大小与冷热流体的性质、换热的操作条件(如流速、温度等)、传热面的结垢状况以及换热器的结构和尺寸等许多因素有关。对流传热十分复杂,垢层热阻又难以确定,因此传热系数的计算值与实际值往往相差较大。在设计换热器时,最好有实测值或生产中积累的经验数据作为参考。
3L: 换热器的总传热系数主要与换热管两侧的膜传热系数和换热管的热阻有关,因而换热器的总传热系数与下列参数有关:
1. 换热管、壳程流体的物性数据(粘度、表面张力、密度等);
2. 换热管、壳程流体的流速有关;
3. 换热管的热阻有关。
4L: 在传热基本方程式Q=KAΔtm中,传热量Q 是生产任务所规定的,温度差Δtm之值由冷、热流体进、出换热器的始、终温度决定,也是由工艺要求给出的条件,则传热面积A 之值与总传热系数K 值密切相关,因此,如何合理地确定K 值,是设计换热器中的一个重要问题。
目前,总传热系数K 值有三个来源:一是选取经验值,即目前生产设备中所用的经过实践证实并总结出来的生产实践数据;二是实验测定K 值;三是计算。
在传热计算中,如何合理地确定K 值,是设计换热器中的一个重要问题。而在设计中往往参照在工艺条件相仿、类似设备上所得较为成熟的生产数据作为设计依据。工业生产用列管式换热器中总传热系数值的大致范围见表4-10
列管式换热器中K 值大致范围
热流体
冷流体
总传热系数,K
W/m2·K
水
水
850~1700
轻油
水
340~910
重油
水
60~280
气体
水
17~280
水蒸汽冷凝
水
1420~4250
水蒸汽冷凝
气体
30~300
低沸点烃类蒸汽冷凝(常压)
水
455~1140
高沸点烃类蒸汽冷凝(减压)
水
60~170
水蒸汽冷凝
水沸腾
2000~4250
水蒸汽冷凝
轻油沸腾
455~1020
水蒸汽冷凝
重油沸腾
140~425
总传热系数的计算
前述确定K 值的方法虽然简单,但往往会因具体条件不完全符合所设计的情况,而影响到设计的可靠性。所以,还必须对传热过程进行理论上的分析,以了解各种因素对传热过程的影响,从而建立起计算总传热系数K 的定量式。这样可将理论计算值与生产过程的经验值或现场测定值互相核对、互相补充,最后得出一个比较符合客观实际的K 值,以用来进行生产设备的设计。
如图4-23所示,两流体通过金属壁的传热包括以下过程:
(1) 热流体以对流传热的方式将热量传给管壁一侧;
(2) 通过管壁的热传导;
(3) 由管壁另一侧以对流传热的方式将热量传给冷流体。
上述过程可表示如下
热流体一侧的对流传热量
通过管壁传导的热量
冷流体一侧的对流传热量
对于稳定传热过程
Q1=Q2=Q3=Q
式中 a1、a2-----分别为热、冷流体的对流传热系数,W/m2·℃;
T 、 t-----分别为热、冷流体的温度,℃;
Tw、tw-----分别为热、冷流体侧的壁面温度,℃;
A1、A2-----分别为热、冷流体侧的传热面积,m2;
Am-----金属壁的对数平均面积,m2;
λ-----传热壁的导热系数,W/m·℃;
b-----传热壁厚度,m 。
整理式(4-41)、(4-41a) 、(4-41b)并相加可得
式(4-42)与传热基本方程式Q=KAΔtm比较得
当传热面为圆筒壁时,A1≠A2≠Am,这时总传热系数K 则随所取的传热面不同而异。若发传热面A=A1,则式(4-43)可写成
式中K1称为以传热面A1为基准的总传热系数。
同理,总传热系数亦可以传热面A=A2,则式(4-43)可写为
式中K2称为以传热面A2为基准的总传热系数。
若传热面A= Am,相应的计算式为
式中Km 称为以传热面Am 为基准的总传热系数。
由式(4-43a)、(4-43b)、(4-43c)可见,由于取的传热面不同而K 值亦不同,即K1≠K2≠Km,但K1A1=K2A2=KmAm,而
Q= K1A1Δtm
= K2A2Δtm
= KmAmΔtm
对圆管
式中L 为管长,m 。
当传热面为平壁时,A1=A2=Am=A,则式(4-43)为
或 当壁阻b/λ较1/a1、1/a2小得多时,则b/λ可忽略,这时总传热系数可简化成下式 对以下几种情况可以简化
(1) 管壁较薄或管径较大者,即对d 外/d内<>
(2) 当a1
Q= K1A1Δtm= a1A2Δtm
同理,当a2
Q= K2A2Δtm= a2AΔtm
5L: 根据总传热系数公式可以看出跟1、管程膜传热系数2、管壳程热阻和管壁热阻3、壳程传热系数
1、管程膜传热系数于雷诺数,普朗特数,粘度修正系数等有关系
雷诺数由流体流速,流体密度,管直径和流体动力粘度决定
普朗特殊由流体热熔,动力粘度和导热系数决定
2、这些都是某系固定的值所以不在讨论
3、壳程膜传热系数又由壳程流体雷诺数,普朗特数,粘度修正系数,还有壳程排管方式,折流板间距、开孔大小
与壳程内径间隙、切口率、切口方向,分成隔板数等一系列结构参数决定,非常复杂 总传热系数由他们组合而来,还要区分哪个是决定因素,简单的说哪个传热系数小就主要提高哪个这样可以很大程度上提高总传热系数
6L: 1.换热器的管、壳程流体的物性数据(温度梯度、粘度、表面张力、密度等);
2. 换热器的管、壳程流体的流速有关;
3. 换热器换热管的热阻有关(物料沉积、结垢影响);
4. 换热器换热管的材质。
7L: 通俗的讲,主要看材质的选择,金属换热系数和塑料的换热系数肯定不一样。另外不同介质其传热系数也不相同。
8L: 总传热系数K 是反映换热器传热性能的重要参数,也是对换热器进行传热过程计算的基本依据。它可以通过查阅相关手册、实验测定和分析计算获得。总传热系数K 的数值取决于流体的物性、传热过程的操作条件和换热器的类型等多方面因素。
9L: 总传热系数K 是表示换热设备性能的极为重要的参数,也是对换热设备进行传热计算的依据,同时也是确定换热面积的一个重要参数。K 的数值取决于流体的物性、传热过程的操作条件及换热器的类型等等。
1、K 的计算方法
若管内、外的对流传热膜系数分别为αi和α0;管内侧与外侧的污垢热阻分别用RSi 与RSo ,当以管外壁传热面积Ao (=pdol)为基准,则传热系数K (单位:W/(m2K))为:
上式可以简化:
间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流体的对流传热热阻、污垢热阻及管壁热传导热阻之和。
2、污垢热阻
常见流体在传热表面形成的污垢热阻,其大致数值范围列于下表。
表 污垢热阻的大致数值范围
液体 污垢热阻Rs 液体 污垢热阻Rs
m2?K/KW m2?K/KW
水(u 0.8m/s的清洗水冲刷管程即可。实验表明。当水速达到0.8m/s时,水流将产生强烈的弥散涡流,对管壁有很强的冲刷效应。因此,可以比较干净地除掉扰流子及管壁上的垢物。如果长时间运行后清洗,可抽出强化元件,分别清洗扰流子与管壁,这也很便于实施。
12L: 如前面各位专家所述,有很多因素影响总传热系数。
这里强调的是:
1、强化弱侧的给热系数;
2、有效降低污垢热阻。
比如,合理使用强化换热管,会使该侧流体,在较低的流速下达到湍流,大幅度改善给热状态。在壳侧使用合理的轴向流或螺旋流可以减少换热死区,在较小的压降下获得较高流速,使污垢难以落地扎根,减缓结垢速度,使设备长期在低垢状态下运行,也会大大改善传热。
13L: 传热过程中, 各热阻与总传热系数关系如下[2]:
R= = 1 A0 + RiA0 + (1 +R0) +η0 Rw (2)
1
k hiAi Ai h0式中: R—总传热热阻, m2k/W;
——
K—
——总传热系数, W/ m2k
A0—
——管外的面积, m2;
hi —
——管内的对流换热系数, W/m2k;
Ai—
——管内的面积, m2;
Ri—
——管内的污垢热阻, m2k/W;
h0 —
——管外的对流换热系数, W/m2k;
R0—
——管外的污垢热阻, m2k/W;
η0—
——肋面总效率 (如果表面未肋化, 则
η0=1);
Rw—
——管壁的导热热阻, m2k/W。
要增大总传热系数, 就要设法减小对 K 值影响较大的项。如果污垢热阻较大时, 则应主要考虑如何防止或延缓垢层的形成或使污垢层清洗方便。当hi 和 h0 差别不大时, 最好能同时提高两流体的对流换热系数; 而当两者差别较大时, 要设法增大换热系数较小的一项。
15L:
转化系统气体换热器总传热系数及压降的统计关联式
综述专论?转化系统气体换热器总传热系数
及压降的统计关联式
丁 华 汤桂华 ()南化集团设计院 210048
摘要 对转化系统中采用圆缺形折流板和双圆缺形管束排列的管壳式气体换热器 ,根据国内外
近期设计或已运行的装置的实际设计数据 ,回归出换热器总传热系数关联式及总压降和管程压降
关联式 。关联式计算总传热系数的最大相对误差为 - 910 %, + 813 % ,但与最近设计的换热器作
比较 ,相对误差在 ?4 %以内 。
关键词 硫酸厂 二氧化硫转化 气体换热器总传热系数 压降 统计关联式
1 引言原始数据2
原始数据取自国内外近期设计或已投运 硫酸装置转化系统的气体换热器 ,多为
采用圆缺形折流板和双圆缺形管束排列方式 的 21 套硫酸装置 ,见表 1 。这些装置采用硫 的管壳式换热器 。这种换热器结构参数的工 铁矿或冶炼烟气为原料 ,生产规模从 40 kt / a 艺计算较为复杂 ,尤其是壳程给热系数及压
到 460 kt / a , 转化系统均使用带圆缺形折流 降的计算 。因此 ,笔者根据国内外一些近期
设计或已投运的换热器的主要结构参数及设 板和管束呈双圆缺形排列的管壳式换热器 。 计工艺参数 ,采用多元线性回归方法 ,归纳出 作者从中采集了具有代表性的 59 组数据 ,其 换热器总传热系数统计关联式及总压降和管 取值范围见表 2 。由于涉及装置之多 , 取值 程压降统计关联式 。壳程压降关联式因影响
范围之广 ,所回归的统计关联式将具有很宽 因素较多 、相关性较差而未能拟出 。由于统
计样本所涉及的换热器的规模及结构参数覆 广的适用范围 。
盖了相当大的范围 ,并且在工艺参数的采集 表 1 原始数据来源 上 ,综合考虑了管 、壳程给热系数及管 、壳程 硫酸生 装 原料 数据 压降等因素 ,所以获得的统计关联式虽属经 产规模 置 设计者 设计年份 种类 组数 21数 / kta? 验式 ,但适用范围很宽 。回归结果表明 ,关联
式有很好的相关性和较小的统计误差 ,因而 冶炼烟气 国外 460 1 2 1973 实用上具有足够的准确性 。 硫铁矿400 国外1 3 1992 利用总传热系数及压降关联式 ,不仅可 200 硫铁矿 4 14 国内 、国外 1984,1996 以简化换热器的工艺计算 ,而且对转化系统 ,230
的优化设计 、生产过程的工艺分析等均有帮 60 8 硫铁矿 25 国内 1990,1996 ,100 助 。 1990,1996 40 冶炼烟气 国内 2 4
1989,199640 5 11 硫铁矿 国内
总 计21 59
硫酸工业 1997 年第 4 期 ? ?14
换热器结构参数及工艺参数范围 表 2
序 项 目 参 数 范 围 号
2221管程质量流速 , G1 512,2217 kg?ms? t
壳程与管程质量流速之比 , 2 G c0125,0173 G t
换热管内径 , d 3 i1028,01068 m 0
4 换热管长度 , L 218,918 m
5 折流板数 , N b1,4
6 管心距与管外径之比 , p/ d t o1132,2116
7 布管比数 01617,01748 8
8 折流板切去率 01246 7,01328 6
9 板间距与壳内径之比 , B/ D p i0135,1115 2()10 换热面积范围 以管外径计算 212,5 332 m 图 1 总传热系数关联式计算值
与详细计算值比较
412 总压降统计关联式 拟合过程3 总压降为管程质量流速 、壳程质量流速 、 通过相关分析 ,发现总传热系数及压降 管内径及管长 4 参数的函数 ,关联式如下 : 关联式均为幂指数多项乘积形式 。经对原始 0161 112 0165 0136 数据作对数转换后进行多元线性回归 ,将所 ( ) ?P = GGL2 t c d i有可能相关的自变参数都考虑进去 ,然后根
线性回归中 ln ?P 的标准离差为01092 , 据相关性分析确定自变量 ,将不相关的自变
量剔除后得到最终关联式 。 ln ?P 的最大相对误差为 ?317 % ,样本确定
系数为01983 9 ,复相关系数 R = 01991 9 。经
指数 转 换 后 , ?P 的 最 大 相 对 误 差 接 近 ?4 拟合结果及拟合精度 15 % 。从总压降关联式计算值与详细计算值 411 总传热系数统计关联式 ( ) 的比较 图 2可见 ,总压降关联式具有一定
经对 换 热 器 各 结 构 参 数 和 工 艺 参 数 分 的实用参考价值 。 析 ,最终得到总传热系数的统计关联式 。总
传热系数统计关联式为管程质量流速和管内
径的函数 :
156 12 0- 0()K = 3106 Gd1 t i
线 性 回 归 的 ln K 标 准 离 差 为 0 . 049 ,
ln K 的最大相对误差为 ?217 % ,样本确定系
数为 01939 7 , 复相关系数 R = 01987 4 。经
指数转换后 , K 的最大相对误差为 - 910 %
, + 813 % ,各点的计算偏差情况见表 3 。将
总传热系数详细计算值与关联式计算值作比
() 较 图 1,可见所有的点都较好地落在对角
线附近 ,说明该关联式在一定程度上能较好
图 2 总压降关联式计算值 地拟合详细计算值 。
与详细计算值比较
硫酸工业 1997 年第 4 期 ?15 ?
表 3 总传热系数偏差表
GK′ K e etKln K d/ m 序号 i 22 2122 2122 21 / Wm?K? / Wm?K? % % / kg?ms? 131700 1050 0 1023 1126 1429 1135 02424001 2 141700 01050 0 251802 251097 221733 201852 3 131930 01050 0 221860 241352 61526 21020 4 1302425511120 1032 0 1488 1747 1142 1568 5 111130 01050 0 221605 211477 241991 211642 6 111130 01050 0 221500 211477 241549 211495 7 111130 01050 0 201384 211477 51361 11732 8 101020 01050 0 201186 201249 01314 01104 9 101630 01044 0 201000 201931 41654 11518 10 101290 01044 0 201500 211085 21856 01932 11 91480 01044 0 181907 201139 61518 21148 12 191440 01056 7 281640 281620 201067 201020 13 191040 01056 7 291326 281289 231535 211065 14 181190 01044 7 281709 281918 01726 01216 15 61850 01050 0 161326 161365 01241 01086 16 61560 01032 0 181128 171465 231659 211287 17 51230 01050 0 141070 141070 01000 01000 18 201900 01050 0 291070 301564 51140 11487 19 91010 01051 0 201221 191004 261016 221064 20 111390 01044 0 221302 221319 01077 01025 21 81820 01051 0 181140 181779 31525 11195 22 81650 01051 0 171326 181575 71213 21442 23 111380 01044 0 231081 221309 231349 211085 24 121230 01044 0 221360 231227 31874 11223 25 151230 01068 0 241186 241073 201467 201147 26 121750 01044 0 221128 231775 71443 21318 27 101936 01044 0 201698 211817 51407 11738 28 211860 01053 9 311395 301875 211657 201485 29 221670 01028 0 341186 351921 51074 11401 30 171920 01044 7 311512 281677 281996 221732 31 171920 01044 7 301349 281677 251510 211661 32 61700 01042 8 171674 161674 251661 221029 33 71015 01044 0 151814 171014 71589 21649 34 111327 01044 0 221895 221250 221818 201913 35 91800 01050 0 211523 191999 271081 221393 36 101250 01050 0 221070 201508 271074 221371 37 101940 01044 0 211000 211821 31909 11260 38 101940 01044 0 211837 211821 201073 201024 39 91840 01044 0 211337 201564 231624 211206 40 101940 01044 0 221779 211821 241205 211374 41 1002021411940 1044 0 1953 1821 1142 1334 42 101940 01044 0 201151 211821 81288 21651 43 81870 01044 0 181663 191403 31966 11329 44 141690 01044 0 271709 251737 271117 221223 45 161160 01044 0 281581 271149 251011 211533 46 211880 01044 0 331023 321170 221582 201748 47 141690 01044 0 251779 251737 201162 201050 48 141690 01044 0 261895 251737 241306 211337 49 101490 01032 0 231872 221716 241844 211565 50 81750 01044 0 201663 191256 261811 221329 51 101490 01032 0 241267 221716 261394 221072 52 111090 01044 0 221779 211988 231471 211130 53 111090 01044 0 221942 211988 241156 211355 54 111090 01044 0 211105 211988 41187 11345 55 91140 01044 0 201244 191732 221532 201853 56 91480 01044 0 201814 201139 231242 211086 57 91910 01044 0 201314 201646 11634 01538 58 91290 01044 0 191337 191912 21974 01989 59 71890 01044 0 181570 181172 221144 201742
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在关联过程中发现 ,总传热系数与壳程 413 管程压降统计关联式
质量流速无关 。这是因为同一换热器的管程 管程压降是管程质量流速 、管内径及管 与壳程给热系数相近 ,壳程与管程质量流速 长的函数 ,关联式如下 : 之比 G/ G的数据范围又限于 0125 , 0173 ct 132 0178 0126 1之间 ,且多数集中在 0145 , 0155 范围之内 , ()P= GL ?3 t t d i因而壳程质量流速未显示出对总传热系数的 线 性 回 归 中 ln ?P的 标 准 离 差 为 t 显著相关性 。但 G/ G之值不同是使总传 ct
01084 ,ln ?P的 最 大 相 对 误 差 为 ?316 % , 热系数关联式计算值产生偏差的原因之一 。 t
G/ G大 ,则总传热系数关联式计算值产生 ct 样本确定系数为 01988 1 , 复相关系数 R =
01994 0 。经指数转换后 , ?P的最大相对误 t
差接近 ?15 % 。管程压降关联式计算值与详 ,如表 3 中第 36 组数据 ,其 G / G = 负偏差 c t 细计算值对比情况见图 3 。 0 . 68 ;反之则产生正偏差 ,如表 3 中第 4 组数
据 ,其 G/ G= 0 . 32 。另 外 , 布 管 比 数 以 及 ct
折流板切去率的差异虽未构成显著性影响 ,
但也是使总传热系数关联式计算值产生偏差
的原因 。
经相关分析 ,总压降与壳程折流板数无
关 。这是由于折流板数的非连续性 ,而因折
流板数的变化对总压降的影响间接反映在管
( ) ( ) 长及壳程质量流速上 。从 2 式和 3 式可
见 ,总压降关联式中管长的幂指数大于管程
压降关联式中管长的幂指数 。影响总压降关
联式偏差的因素很多 ,以布管比数和折流板
切去率影响较大 。当布管比数过大或折流板
切去率过小时 ,总压降关联式计算值产生负
偏差 ;反之则产生正偏差 。
图 3 管程压降关联式计算值
与详细计算值比较
符号说明 5 讨论
统计关联式计算值不能与所有样本都很 de 换热管内径 ,m ; i 好吻合的原因 ,首先是由于不同时期 、不同的 总传热系数的相对误差 , % ; 总传eln K () 设计者 包括国外的设计者计算壳程给热系 热系数的相对线性误差 , % ; 壳程K Gc 数及压降所采用的方法的差异 ,其次可归咎 22 21 质量流速 ,kg?ms?; 管程质量流G t于各个设计者在详细计算中对污垢系数取值 22 21 速 ,kg?ms?; 的差异 。在最近的设计中 ,污垢系数取值较 K 22 21 ( 总 传 热 系 数 , W ?mK?以 管 外 面 积 为 基 小 ,同样的管程质量流速 ,得到的总传热系数 ) 准; 值就较大 ,也较符合实际 。故必须指出 ,当用 换热管长度 ,m ; 换热关联式计算值与最近设计的详细计算值比较 器总压降 , Pa ; 换热器L 时 ,总传热系 数 的 相 对 误 差 降 低 到 ?4 %以 管程压降 , Pa ; ?P 内 ,可满足详细设计的需要 。 ?P t
符号右上角“′”代表详细计算值 。
〔收稿日期 1996 - 11 - 26〕
硫酸工业 1997 年第 4 期 ?58 ?
plant s , recently designed o r operatio nal , at ho me o r
abroad. The maximum relative erro r of t he overall heat
t ransfer coefficient s calculated by t he relatio n is
- 9 . 0 %, + 8 . 3 % , while it is o nly ?4 % when co m2
pared to mo re recently designed heat exchangers.
AB S TRACTS
Op eratio n of S 2450 Sulp hur Dio xide Blo wer
( ) Wang Qijing 25
An S2450 SOblower has successf ully run fo r 3 2
years and 3 mo nt hs wit ho ut an installed spare blower by 2Burning Sul2 De sign Co nsideratio n of 80kt/ a Sulp hurp roper management ,which includes st rengt hening earli2 p huric Acid Plant s er stage management ,st rictly co nt rolling p rocess indexes ( ) Wang Wei , Xiang Zhiquan 1 and persisting in stat us mo nito ring and t ro uble diag2 The p rocess design and equip ment choice fo r 4 set s no ses. 80 kt / a S2burning HSOplant s are described. The 24
plant s adopt 3 + 2 interpass abso rptio n technology and
t he heat recovery and utilizatio n are f ully co nsidered ,in Ca use Analysi s fo r We aring of Ca st Iro n Part s of Ab2 t he fo r m of raising steam o r cogeneratio n . The plant s so rptio n Acid Pump s were fabricated mainly of do mestic , advanced and high ( ) Ma Zhangyuan , Wang Weiye , Zho u Yo ngfeng ,et al 28efficiency equip ment wit h higher auto no matic co nt rol In a smelter sulp huric acid plant using hot co ncen2 level , 2 of t hem being equiped wit h dist ributio n co nt rol t rated acid cleaning p rocess , L SB co ncent rated HSO24 () system DCS. p ump in abso rptio n system bro ke down time and again
because of co rro sio n . It is held , o n analysis , t hat lower
removal of so me imp urities in case of hot co ncent rated Analysi s o n De sign and Co nstructio n of Shao guan acid cleaning p rocess leads to increased co ncent ratio n of Smelt er’s Se co nd Pha se Sulp huric Acid Proje ct
intensely depolarizing io ns in abso rptio n acid , and in ( ) Huang Weihua 7
t urn ,to co rro sio n of cast iro n part s of abso rptio n p ump . A summary is made of t he design and co nst ructio n
By substit utio n of cast alloy part s , t he p ump wo r ks of a 150 kt / a HSOplant based o n lead and zinc sinter2 24 well . ing f urnace off2gas. The existing p ro blems and co rre2
spo nding solutio ns are p ropo sed. The impo rtance of opti2
mized design of cooling system is emp hasised and so me
Re se arch o n the Micro structure and Prop ertie s of a p ropo sals are p ut fo rward.
Lo w Carbo n High Allo y St ainle ss St e el
( ) Qin Zirui ,Li Lo ngsheng ,Liu Dejing 34
The high alloy stainless steel used fo r t he solutio n 2 St ati stical Relatio ns fo r Overall He at Transf er Co effico ntaining 50 % , 60 % HSOat 60 , 80 ? was de2 24 cient and Pre ssure Drop of Ga s He at Exchanger s in signed fo r it s st ruct ure and co nstit utio n . The steel main2 Co nver sio n Se ctio n ly co ntains Ni 24 %,27 % ,Cr 18 %,22 % , Mo 4 . 5 % ( )Ding Hua , Tang Guihua 13 ,5 . 5 % , and Cu1 . 5 %, 3 . 0 %. By t he micro scopical The relatio ns fo r overall heat t ransfer coefficient , analysis and co rro sio n test , t he st ruct ure and co rro sio n overall p ressure drop and p ressure drop o n t ube pass of resistance of steel were st udied. Experimental result s gas heat exchangers wit h segmental baffles and t ube show t hat af ter solid solutio n t reat ment at 1150 ?10 ?, bundle in no2t ubes2in2t he2do uble2segmental2baffle2win2 t he steel po ssesses goo d co rro sio n resistance in above dows co nfiguratio n of co nversio n sectio n were estab2 medium , satisfacto ry mechanical and casting p roperties lished by regressio n of t he p ractical design data f ro m as well .
正交椭圆螺旋盘管换热器的总传热系数
正交椭圆螺旋盘管换热器的总传热系数
杨伟
( 辽宁工程技术大学 土木工程学院, 辽宁 阜新 123000)
摘 要: 总传热系数是换热器的重要设计参数。对正交椭圆螺旋盘管换热器而言, 传统公式计算出 的总传热系数理论值不能满足设计要求。根据热工实验数据, 提出了新式强化传热换热器总传热系数实 用计算公式。测试结果表明, 计算值能够满足设计要求。
关键词: 总传热系数; 热工测试; 水流速
中图分类号: TB657.5 文献标识码: A
Tota l conductivity of he a t e xcha nge r of
e llips e s pira l ophidia n coils
YANG Wei
( College of Civil Architecture Engineering of Liaoning Technical University, Fuxin 123000, China)
Abstr act : The total conductivity is one important designing parameter of the heat exchanger. In case of the heat exchanger of ellipse spiral ophidian coils, the conventional calculation formula suffers from the failure to meet the designing requirements in terms of the theoretical magnitude of the total thermal transferring coefficient. The paper proposes the functional calculation formula for the total conductivity of the new style strengthened heat exchanger, based on thermodynamic experimental data. And the test results indicate that the calculation magnitude can meet the designing requirements.
Key wor ds : total- heat- transfer coefficient; by means of heat engineering; water velocity
Q=KAt。1) ( ! m
引言式中: —热负荷, ; —0 QW2A—换热器总换热面积, m; —
管壳式换热器是石油、化工、能源等行业常用的一 t——进行换热的两流体之间的平均温度差, ?; !m种热交换设备, 它一般属于压力容器, 按《 管壳式换热 2K—总传热系数, W/(m??)。 —[ ] 1器》GB151—1999进行设计制造。总传热系数 k 是设 总传热系数 K 计算公式为 计中的重要参数。对于各种新式强化传热换热器, 设计 [ 2] 1 手册中给出的经验值不完全适用, 在目前不能按传统 。 K= A 1 1 A#A 0 0 0 多项式定性、定量给出总传热系数 k 的具体计算值的 + () + ) +r +r( 0 i ""A$AA i0 i i wm 情况下, 找到一种简化计算方法, 用于强化传热换热器 2式中: ——管外流体传热膜系数, (?) ;W/ m? "0设计具有非常重要的意义。
2"——管内流体传热膜系数, W(/ m??) ; r、i0
2r——管外、管内流体污垢热阻,( m??) /W; i
2A、A—换热管的外表、内表传热面积, m; —0i1 总传热系数 2A——换热管内和管外的平均传热面积, m; m[ ] 3 管壳式换热器稳态传热的基本方程为δ—管壁厚度, m; —
收稿日期: 2005- 06- 10
第 5 期 杨 伟: 正交椭圆螺旋盘管换热器的总传热系数 289
2——管壁材料的导热系数, (?) 。λW/ m? w
流量计算仪 总传热系数 K 是多项式, 与换热器的结构、介质、 温度计 温度、流速等有关。换热器设计手册推荐水—水换热的 壳程出口 2K 值范围为 1 396~2 838 W(/ m??) , 然而对正交椭圆
螺旋盘管换热器, 公式中没有考虑换热管截面形状的 温度计 温度计 变化、壳程介质流向的改变和换热管管口处扰流板的 管程出口 管程入口 换热器 作用。以往实验结果也表明: 正交椭圆螺旋盘管换热器 温度计 与普通管壳式换热器稳态传热总传热系数 K 的理论计 流量计算仪 壳程出口 算值相差较大, 不能套用传统公式。在实际工程计算
中, 根据实验数据找出基于介质仅为水、误差不大、简 图 1 换热器测试点位置 便的传热计算公式是非常重要的。 Fig. 1 Test point position of heat exchanger
正交椭圆盘管换热器的特点2 表 1 水—水换热器测试结果
Table 1 Results of water - water exchanging heat test 正交椭圆螺旋盘管换热器是一种新型管壳式换热
介质工况 器, 其截面采用正交椭圆, 长度方向采用螺旋盘管形式。 参数 2.1 管内强化传热的改善 1 4 2 3 5
由于正交椭圆截面的存在, 管内出现强烈的二次 一次水进口温度 /? 95.0 90.0 85.0 85.0 80.0
一次水出口温度 /? 涡流, 使主流区的温度场均匀化, 壁面处( 特别是短轴 75.6 71.5 70.5 73.6 66.6 - 1一次水流量 /t?h 方向) 温度梯度较大, 因此传热效果较好。 0.110 0.130 0.119 0.245 0.360 - 1一次水流速 /m?s 2.2 管口扰流板对壳程介质流量的分配作用 1.42 1.87 1.56 3.24 4.74 二次水进口温度 /? 换热器的数量和布置方式使流体在每根换热管内 60.0 57.0 53.0 57.0 50.0 二次水出口温度 /? 受到的流动阻力不同, 大部分介质沿阻力小的换热管 - 181.0 79.0 71.0 73.0 56.6 二次水流量 / t?h 流动, 流量分布不均匀, 造成一部分换热面积的浪费。 - 10.076 0.110 0.101 二次水流速 / m?s 0.187 0.302 - 1在管口处加扰流板使各管内流量相同并使流体在管内 介质总流速 / m?s 0.60 0.70 0.63 1.17 1.89 沿 45?方向旋转流动, 改善换热管中流体不良分配和分 2.02 2.57 2.19 4.41 6.63 散状况, 换热面积得到充分利用, 换热效率显著提高。
2.3 壳程强化传热的改善 t- t!! 21。 t= !( 2) 螺旋盘管结构可以增加换热器的传热面积, 减少 m t!2ln 交换器的体积和重量。取消壳程中的折流板, 采用螺旋 t !1盘管的形式, 提高了壳程的传热膜系数。同时, 增加介 式中: !t——较小的温度差, ?; 1质的湍流性, 并使介质沿螺旋方向流动, 防止介质沿流 t—较大的温度差, ?。 !—2程距离小的流路流动, 避免了折流板的死区。壳程的传
根据式( ) 对表 数据进行计算, 计算结果见表 。 21 2热膜系数, 对热交换器总传热系数的提高影响颇大。一
般热交换器的壳程传热膜系数由于介质流速低、湍流
形成困难等, 其数值不高。 表 2 对数温差计算结果
Table 2 Results of logar ithm ther mal calculation
工况1 2 3 4 5
14.00 11.00 14.00 12.00 14.40 较小的温度差 t/? !1
较大的温度差 !t/? 215.60 14.50 17.50 16.60 16.60 对数平均温度差 !t/? m 正交椭圆螺旋盘管换热器的传热实3 16.79 12.67 13.40 14.18 15.47
验与数据计算
3.2.2 换热面积
该系列换热器换热面积的计算方法按照椭圆管外 传热实验及结果 3.1
文中对一台正交椭圆螺旋盘管水—水换热器进行 表面面积计算, 公式为: 了热工测试, 测试点位置如图 1 所示。 A="×dn( l- 0.03+nd) 。 1i a
2测试结果如表 1 所示。 式中: A—计算换热面积, m; —3.2 数据计算 d—换热管外径, m; —13.2.1 对数平均温差 对数平均—换热管长度, — lm;温差计算公式为: n——换热管数量;
第 15 卷 黑 龙 江 科 技 学 院 学 报 290
——换热管螺旋次数;计算得出总传热系数与水流速间的直线方程关系式: n i
k=930+921v。 d——换热管螺旋盘管中径, m 。 a式中: v——介质总流速, v=v+v; 12 实验所用换热管规格为 19 mm×2 mm,1.2 长度为 v——一次水流速, m/s; 1m, 共 430 根, 螺旋次数为 8 次, 螺旋盘管中径为 0.1 m, v—二次水流速, m/s。 —2则换热面积为:
2 考虑到测试设备与实际设备保温、结垢等运行情 A=3.14×19×430×( 1.2- 0.03+8×0.1) =50.54 m。
况的差异, 应保留一定的传热余量, 取传热余量储备系 3.2.3 总传热系数 K 的计算
根据式( 1) , 计算出总传热系数 K, 结果见表 3。 数 , 得水—水换热时的总传热系数实用计算式: r=1.20
( ) 。( 3) k=775+760v+v 12
表 3 总传热系数 K 的计算结果 正交椭圆螺旋盘 管 换 热 器 总 传 热 系 数 k 可 按 式
3) 进行传热计算, 其中, v为管程水流速, 范围 0.8,2.5 1 Table 3 Calculation results of total- heat- t ransfer coefficien t( m/s; v为壳程水流速, m/s , 范围 1.0,2.0 m/s。简化传 2 工况 1 2 3 4 5 热公式计算结果与 一年中生产运行的四台换 热 器 跟 热流量 /W 2 373.7 2 763.1 2 099.5 3 483.3 5 500.2 踪实测数据相比较误差仍在 8%以内, 满足换热设计 2- 1总传热系数 /W?( m??) 2 797.0 4 315.2 3 089.9 4 861.9 7 034.8 计算要求。
根据测试、计算结果, 得到水—水换热时水流速与
总传热系数间的关系, 见图 2。 结束语4
7 000 目前, 尚没有一整套成熟理论能针对强化传热换
最小值 1、5 组实验值 热器作出定性、定量的阐述, 因此, 在不考虑传热机理, 6 000
用实验方法得出的正交椭圆螺旋盘管换热器总传热系 1- 5 000 ) 数 k 可满足设计工作要求, 且计算方法简便, 计算结果 ??24 000 可靠。 m?( 由于正交椭圆螺旋盘管换热器总传热系数 k 仅属 3 000 理论计算值K/W于基础领域研究范畴, 仍需按传统方法定性、定量进行 2 000 深入研究, 以便指导生产实际。 1 000
0 1 2 3 4 5 6 7
- 1参考文献: v/m?s
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水—水换热时, 根据威尔逊图解法知 k 值符合直 作者简介: 杨 伟( 1965- ) , 男, 辽宁阜新人, 高级工程师,
线方程 y=b+mx, 根据总传热系数最小值 1、5 组数据, 研究方向:供热通风与换热节能,E- mail:ufoyw@163.com。
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