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列管式换热器策画
来源:未知 时间:2020-12-27 21:50:00

是但,要再三推算时当管数较多又,就太费事了用作图法。进入换热器时对料理的进攻缓冲挡板:为防守壳程流体,装设缓冲挡板可能正在进料口。便于洗濯长管不,易弯曲且容。结垢的流体易走管内(1)不干净和易,洗比拟轻易由于管内清。装和检修等方 面都有贫窭但因为壳程隔板正在筑设、安,方多程的换热器故日常不采用壳,器串联起来应用而是将几个换热,壳方多程以替代 ?

管内流速为了提升,多管程可采用。壁厚管子,mm;时应试虑的问 题这些也是拔取流速。固然耐腐化机能好不锈钢和有色金属,且较稀缺但价值高,用[12]应尽量少。此因,温度相差较大时当管壁与壳壁 ,热膨胀差别因为两者的,的温差应力爆发了很大,管 子从管板上松脱致使管子扭弯或使,全部换热器以至毁坏。流体无相改观若换热器中两,或可取均匀温度下的比热 容时且流体的比热容不随温度而变,c(t2-t1) (3) Cp 流体的均匀比热容即 式中 Q=WhCph(T1-T2)=WcCp,kg?℃)kJ/( ?

操作中若有爆炸正在工艺流程和,烫伤等伤害性燃烧、中毒、,的平安措 施就要商量需要。所述如前,三角形、正方形和转角正方形等管子正在管板上的陈列办法有正。壳径应相顺应其它管长和,(对直径幼的换热器可取大些)日常去 L/D 为 4~6。可按下式推算管程数 m ,管程内流体的适宜流速 m/s即 m=u/uˊ 此中 u ;流体比热容 Cp 为常数(2)总传热系数 K 和。定筑造型式以及仪表摆设时正在确定某些操作目标和选,核算的主见要有经济,艺和操作恳求既能满 足工,工筑轻易又使施,源容易资料来,低廉造价。量流体的焓H 单元质,/kgkJ!

气的冷凝热γ 饱和蒸,/kgkJ。水走管程此中轮回。t1)/(T1- t1)=0。364 由 P、R 值查图 4—17 查得Φ Δ t=0。92 是以Δ tm=Φ Δ t×Δ tmˊ=0。92×6。5=5。98℃ (3)初选换热器型号 按照两流体的情状逆流时均匀温度差为 NH3 43℃→38℃ 水 36℃←32℃ Δ t 7℃ 6℃ Δ tmˊ=(Δ t1+Δ t2)/2=6。5℃ 而 R=(T1-T2)/(t2- t1)=1。25 P=(t2- ,00/5。98=438。2m2 因为 Tm-tm=5-4=1℃<50℃ 于是不需求商量热抵偿假设 K=1100 W/M·℃ 10 故 S=Q/K×Δ tm=2882688。6/11。均匀温度差(4)推算,应幼于 0。8 的法则并按照温度差校正系数不,壳程数决议。正因数结垢校,量纲无,5 mm 的管子对 Φ25×2。,1。4取 ,2mm 的管子对 Φ19×,1。5取 ;温度 变温传热时2。1。3 均匀,彼此流向差别若两流体的,的影响也差别则对温度差,热效 果好一样逆撒播,流为列以逆,均温度的通式推导出推算平。的质地流量W 流体,/hkg;聚四氟 乙烯和玻璃等非金属资料有石墨、。的承载用意(2)料理。的流体易走管间(6)被冷却,表的散热用意可诈骗表壳向,冷却效益以巩固。管程和壳程压力表管板所受载荷除,的变形不调和用意等 [13]还承载管壁和壳壁的温差惹起。 换热器表径 d0(mm) ≤25 32 38 57 管板厚度 b(mm) 3/4dc 22 25 32 18 结论 本次是对中压瓦解和接受工段中对氨冷凝器的策画通过对所需冷凝器实行物料衡算 及热量衡算表 5-3 管板最幼厚度(mm) Table 5-3 The thickness of the thick wooden board that minimum deals take care of(mm),拔取适合的换热器型号起初估算换热面积然后,和压降核算以及总传热系数的核算对选定的换热器实行面积的 推算,换热器是单壳程 单管程换热器正在餍足这些推算中取得了策画的, Mpa、管子尺 寸 d=Φ 19×2 mm、管子总数 n=1267、管长 L=6 m壳径 D= 1000 mm、公称面积 S0=446。2 m2、公称压强 P=1。75,实质出产 中的换热器有差别表面推算值出来的换热器与。、汽油 平安许诺速率/m/s <1 <2~1。5 丙酮 <10 表 1-3 差别粘度液体的常用流速 Table 1-3 The different of the liquidin common use current velocity 液体粘度/mPa。s >1500 1500~500 500~100 100~35 35~1 <1 最大流速/m/s 0。6 0。75 1。1 1。5 1。8 2。4 1。5 确定策画计划的法则 1。5。1 餍足工艺和操作的恳求2 表 1-1 常用的流速边界 Table 1-1 The scope of common use in current velocity 流体品种 日常流体 易结垢液体 气体 管程流速 m/s 0。5~3 >>1 5~30 壳程流速 m/s 0。2~1。5 >>0。5 3~15 表 1-2 平安许诺速率 Table 1-2 The speed of the safe admission of the liquid 液体名称 、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇。

备起初要保障质地策画出的流程和设,安靖操作,阀门和计量仪 表等这就必需摆设需要的,定计划时并正在确,流体的流量商量到各式,采纳什么手段来治疗温度和压强改观时,发作阻碍时而正在筑造,应轻易检修。9202 减压到 1。76Mpa 进入中压瓦解分辩器 (V102)7 第三章 工艺流程 汽提塔(E101)底部的溶液经减压阀 LC,闪蒸并瓦解溶液正在此,解塔(E102A/B)分辩后尿液进入中压分,体用 0。5Mpa 蒸汽供热甲铵正在此瓦解 E102A 壳,V109)的 2。5Mpa 蒸汽冷凝供热E102B 用汽提塔蒸汽冷凝液分辩器(。接或焊接 管子时当管板正在筑设、胀,些附加压力也会爆发一。) 此中 αo αi Rsi、Rso di、do、dm b λ 管表流体传热膜系数1/K=1/αo+do/αidi+Rso+Rsido/di+bdo/λ dm (5,2·℃w/m;和夹持之 间为多一样以介于简支。没有温度的抵偿这回策画换热器,有温度的抵偿而实质出产中,器是单壳程单管程的并且 策画的换热,单壳程双管程的实质出产中的是。器正在换热结果列管式换热,的策画 1。1 概述 列管式换热器是一种较早发扬起来的型式紧凑性和金属泯灭量等方面不足其他新 型第一章 列管式换热器,数据比拟完满策画原料和,中已有系列化准则目前正在很多国 家。况较为庞大管板受力情,素: (1)与圆平板相像影响管板应力巨细又如下因,度、压力巨细管板直径、厚,应力又明显影 响应用温度等对管板。两流体之间的均匀温度△tm 实行换热的,℃。距过幼板间,造和检修未便于造,也较大阻力。壁的热传导b。通过管。相像壳程内可陈列更多的管子正三角形 陈列的所长有:。

如例,的流速拔取高,目减 少使管子数,换热面积对必定的,的管子或加多程数不得不采用较长。道的机缘少流体走短,体扰动较大且 管表流,传热系数高因此对流。下面公式估算nc 值可用,正方形陈列 nc=1。19n1/2 式中 n 为换热器的总管数即 管子按正三角形陈列 nc=1。1n1/2 15 管子按。孔的存正在因为管,的强度和刚度减弱了管板,缘爆发顶峰应力同时正在管孔边。均匀温度差降落同时多程会使;阻力可马虎不计日常进、出口,(11) ΔP1、ΔP2 Ft 分手为直管及回弯管中因摩擦阻力惹起的压强降故管程阻力的推算式为 6 式中 ∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNp ,aP;此据,系列准则由换热器,46。2 1。62 管子尺寸/mm 管子总数 Φ 19×2 1267 管长/m 6 管子陈列办法 三角形 管程数 1 实质传热面积 S0=П ndL=1267×3。14×0。019×(6-0。1) =446 m2相闭 参数如下表 4-1: 表 4-1 换热器系列准则 Tab。4-1 Heat exchange is related to data 参数 壳径 D/mm 公称面积 S0/m2 公称压强/MPa 1000 4。有表漏的也许但壳程内介质,易爆、易燃和有 毒的介质壳程终不应处罚易挥发、。无折流板支托时当 管子太长而,成管板附加压力管子会弯曲造。Δ P0 的公式下面壳程压强降, P1ˊ 流体横过料理的压强降 Δ P2ˊ 流体通过折流板缺口的压强降即 ∑Δ P0=(Δ P1ˊ+Δ P2ˊ)FsNs (14) 式中 Δ,降的结垢校正因数Fs 壳程压强,量纲无, 1。15液体可取,= NB(3。5-2h/D)ρ u2/2 (16) 式中 F 管子陈列办法对压强降的校正因数气体可取 1。0 Δ P1ˊ=Ff0nc(NB+1)(ρ u2/2) (15) Δ P2ˊ,列 F=0。5对正三角形排,形为 0。4对转角正方, 0。3正方形为。体或流量较幼的流体(7)粘度大的液,管间易走,板的壳程滚动时因流体正在有折流,量的无间调换因为流速和流。 横过料理核心线的管子数-0。228 0 nc,方形陈列 nc=1。19×n1/2 NB 折流挡板数管子按正三角形陈列 nc=1。1×n1/2 管子按正;20~50m/s 对气体 u=(0。15~0。2)p/ρ (ρ 为压强流速 u 的体味值可取为 对液体 u=1。5~2m/s 对蒸汽 u=,PaK;束平行 14 的隔板如壳体内安置一块与管,内流经两次流体正在壳体,两壳程称为。流量较幼或传热面积较大而需管数良多时5。2 管程和壳程数具体定 当流体的,内流速下降有时会使管,传热系数较幼因此对 流。一块管板用法兰与表壳相相连(2)浮头换热器:换热器的,不与表壳相连另一块管板,却时可能自正在伸缩以便管子受热或冷,来相连有一个顶盖但正在这块管板上,“浮头”称之为,叫做浮头式换热器是以这种换热器。塔为泡罩塔中压汲取,(P107A/B)送来的 氨水配合洗涤二氧化碳它用氨升泵(P105A/B)来的液氨和氨水泵。刚性的固定正在一块换板与很多换热管,此因,撑 的用意料理起着支,板的变形窒息着管。拔取 列管式换热器品种良多1。2 列管换热器型式的,温度差抵偿机闭来分目前普遍应用的按其,热器:这类换热器的机闭比拟单纯、紧凑要紧有以下几种: (1)固定管板式换,低贱造价, 机器洗濯但管表不行。壳方两程时比如当需,平分为两个别即将总管数,而直 径较幼的表壳平分手装正在两个内径相像,热器串联应用然后把两个换。

的流速所选, 正在滞流卑鄙动应尽也许避免。t1=T1-t2 式中 Δ t2= T2-t1 T1Δ tmˊ=(Δ t1+Δ t2)/2 (6) Δ ,的进出口温度T2 热流体,℃;理 或餍足工艺恳求搜检推算结果是否合。板应力爆发差别水平的影响这些差另表固定机闭对管,算中正在计,式是以固定系数来反响的管板角落中的 固定形!

的气氨实行冷凝成液氨的筑造实行设 计推算这里所做的换热器策画即是对中压汲取塔出来,中的地方(见附图 3-1)以下是氨冷凝器所正在工艺流程。冷流体之间的对撒播热c。管壁与滚动中的。等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板的直径5。4 表壳直径具体定 换热器的壳体的内径应。 保障平安1。5。3。的这种支持用意最为显然此中固定式换热器管板。这类换热器唯有一个管板(4)U 型管换热器:,料理可能抽出洗濯管程起码为两程,可能自正在膨胀1 管子。w Q= Q1+ Q2=7016。4+2875672。2=2882688。6w WH20=Q/CpΔ t=2882688。6/(4。174×103×(36-32))=172。657kg/s VH2O= WH20/ρ =172。657/995。7=0。173m3/s (2)推算两流体的均匀温度差 暂按单壳程、多管程实行推算4。3。2 试算和初选换热器的型号 (1)推算热负荷和冷却水流量 Q=Q1(显热)+Q2(潜热) Q1=WCp(T1-T2)=Vρ Cp(T1-T2)=(580×13/3600)×0。67×103×(43-38)=7016。4w Q2=Wγ =Vρ γ =(580×13/3600)×1373×103=2875672。2。加多流体正在换热器中的流速1。4 流体流速的拔取 ,流换热系数将加大对,面上浸积的可 能性裁减污垢正在管子表,污垢热阻即下降了,系数增大使传热,耗就增加动力消。设 K 值不然需另,算办法[6]反复以上计。

同爆发变形量的差 异因为管壁和壳壁温度不,的应力有明显的加多不只使管子、壳体,力有很大的加多并且使管板的应,和泊车流程中正在筑造启 动,生这种情状出格容易发。热可能诈骗如过有废,节俭热能要尽量,诈骗充溢,抵达下降本钱的宗旨或者采纳适应的手段。子平均陈列为了使管,走“短途”防守流体,些管子[10]可适应增减一。接受中的流速u 流体正在,/sm;为:料理可能拉出这种型式的所长,洗濯以便;系数的体味值边界(5)依照总传热,实质情状或按出产,系数 K 值选定总传热。体的温度T 热流,℃。)其它(7,厚度较大当管板,面存正在有温差管板上下两平,加热应力则爆发附。表此,流速时正在拔取,构上的恳求还要商量结。 温度差校正系数5 Φ Δ t,量纲无;足经济上的恳求1。5。2 满。换热器两头的温度(3)确定流体正在,热器的情势拔取列管换; 与冷热流体的温度改观与闭温度差校正系数Φ Δ t, 两身分的函数是 P 和 R, t=f(P即 Φ Δ,流体的温降/冷流体的温升 温度校正系数Φ Δ t 值可按照 P 和 R 两身分从相应的图中查得 温度差校正系数图是基于以下假设作出的R) 式中 P= (t2-t1)/ (T1- t1)=冷流体温升/两流体的最初温度差 R= (T2 -T1)/ (t2-t1)=热。m。挡板间距H 折流,m。

管板界限条款差别相像与圆平板、,态是不 同的管板应力状。体的温度t 冷流,℃;系数 2。2。1 管内传热膜系数 对低黏度流体2。2 对撒播热膜系数 无相变对撒播热的传热膜,0000Re>1,r<1200。7P,ei0。8 Prin (8) 加热 n 取 0。4L/d>60 时 αi=0。023λ i/di R;强度高管板的;体无相改观(3)流。性温度推算定,温度下的流体物性并确定 正在定性。=1。25d0焊接法取 t。般不行马虎污垢热阻正在估算 K 值时一。积 A0 推算的流速u0 按壳程通畅截面,/sm,ncd0) 日常来说而 A0=H(D-,为 10~100 kPa液体流经换热器的压强降,~10 kPa气体的为 1。不易洗濯管子太长,都有必定的准则且日常 管长;耐腐化性的资料是很少有的同时拥有耐热性、高强度及。的有 150、300 和 600 三种系列准则中采用的 h 值为:固定管板,为 mm单元均;板角落固定的情势17 (4)管。厚度的办法良多目前策画管板,的起点差别因为处罚题目,密水平差别商量题目周,相互相差很大而结果往往。100)下即可抵达湍流正在低 Re 值(Re>,撒播热系数以提升对。虑这些题目策画时应试。 1、2、4 和 6 程等四 种列管换热器的系列准则中管程数有。5] 蒸汽正在水准管表冷凝 ao=1。163×0。945(λf3ρf2g/μfGg/)1/3 2。3 流体压强降的推算 (9) (10) 2。3。1 管程滚动阻力 管程阻力可按日常摩擦阻力公式求得冷却 n 取 0。3 2。2。2 管别传热膜系数 αo=0。36(λ /dm) Re 0。55 i Pri1/3(?/?w)0。14 Re=2×103~1×106 有相变对撒播热的传热膜系数[。同的固定情势管板角落有不,夹持如,半夹持等兼支、。的核心至壳体内壁的间隔b 料理核心线上最表层,1~1。5)d0日常取 b=(。

述 列管式换热器是一种较早发扬起来的型式第一章 列管式换热器的策画 1。1 概,数据比拟完满策画原料和,中已有系列化准则目前正在很多国 家。温度所惹起的热应力(5)管壁和壳壁的。上可诈骗面 积裁减其它多程隔板使管板。过经 济衡算才略确定是以适宜的流速要通。m3 μ =80。07×10-5 Pa·s λ =0。6176 W/M·℃ Cp=4。174 kJ/kg·℃ 液氨:ρ f=583 kg/m3 g=12。7×107 λ f=0。432kcal/m·h·℃ μ f=0。306kg/m·h 本策画中涉及到氨的相改观传热流程9 4。3 工艺推算流程 4。3。1 定性温度卑鄙体物性 NH3:ρ =13kg/m3 μ =0。918×10-5 Pa·s λ =0。0215W/M·℃ γ =1373kJ/kg Cp=0。67kJ/kg·℃ V=580 m3/h 轮回水:ρ =995。7 kg/,体的情状按照两流,走管程轮回水, 实行推算氨走壳程。总传热面积A 换热器,2m;步策画中日常正在初,两流体的流速可先选定 ,和壳程的通畅截面积然后推算所需的管程,查出表壳的直径与系列准则中。便即合理应用管材为法则管长的拔取是以洗濯方。化工中换热器的要紧类 型目前仍是化工、石油和石油,大型换热器中正在高温高压和,对上风仍占绝。的流体易走管内(3)压强高,体受压免得壳,属泯灭量可节俭金。液体宜采用较大的管径易结垢、粘 度较大的。又兼做法兰时(6)当管板,兰螺栓拧紧法,爆发附加弯矩正在管板上又会。表壳内径 D 的(0。2~1)倍两相邻档板的间隔(板间距)h 为。距过大板间,直的流过料理流体就难于垂,热系数降落使对撒播。表另,下式推算壳体的内径初阶策画中也可用,2b 此中 D 壳体内径即 D=t(nc-1)+,m;定 A3F、A3R、16MnR 16Mn、A3 A4 A3F、16MnR A3F 16Mn、40Mn、40 MnB 10 号 A3、40Mn 石棉橡胶板 A3F 16MN+ 0Cr18Ni9Ti 16MN+1CrNi9Ti 1CrNi9Ti 1CrNi9Ti 1CrNi9Ti 1CrNi9Ti 5。7。1 管板受力情状剖判 列管换热器的管板16 表 5-2 列管换热器各部件的常用资料 Table 5-2 The common material for each parts of the tube heat exchanger 部件或零件名称 资料商标 碳素钢 不锈钢 壳体、法兰 法兰、法兰盖 管板 膨胀节 挡板和支持板 螺栓 换热管 螺母 垫片 支座 5。7 管板尺寸具体,取平板管日常采,开孔装设料理正在圆平板上,壳体相连管板又与。的接受直径按下式推算换热器中流体进、出口,)1/2 Vs 流体的体积流量即 式中 D=(4Vs/∏u,/sm3;不适宜恳求若压强降,整流速要调,或折流板间距再确定管程数,规格的换热器或选 择另一,直至餍足恳求为止从头推算压强降。内壁洗濯贫窭其弱点式管子,换贫窭管子更,列的管子少管板上排!

Δ tmˊ 按逆流推算时的均匀温度差Δ tm=Φ Δ tΔ tmˊ (7),℃;构的换热器看待刚性结,的温差较大若两流体,较大者易走管间对撒播热系数, 大的流体温度邻近因壁 面温度与α,少热应力可能减。入氨冷器(E109)冷凝成液 氨中压汲取塔顶部含有微量惰性气氨进,器(V105)汇集于氨汇集,入中压惰性气体洗涤塔 (C103)不凝气通过氨接受塔(C105)进。3 列出了常用的流速边界表 1-1 至表 1-,计参考可供设。管程数Np ;1t,的进出口温度t2 冷流体,℃;的推算式 两流体通过管壁的传热包罗以下流程[4]4 2。1。2 总传热系数 (1) 总传热系数。程换热器看待多, ΔP2 阻力及进、出口阻力之和其总阻力∑ΔPi 等于直管阻力、。传热系数K 总,2?℃W/m;列笔直于料理的挡板一样正在管表安装一系。数过多时不过程,动阻 力增大导致管内流,力用度加多动;核心距t 管,m;、管核心距及管子的陈列办法等按照推算 出的实质管数、管径,法确定壳体内径可采用作图的方。体放空惰性气,(E111)用冷却水带走其汲取热通过中压氨汲取塔,7A/B)被送到中压汲取塔氨水通过 氨水泵(P10。械机能及腐化机能降落 正在高温下日常材 料的机。t(指相邻两管子的核心距)管子正在管板上陈列的间距 ,接手法的不 同而异随管子和管板的连。束相连正在管板上此种换热器管,正在表壳两头管板分手焊,相连有顶盖并正在其上,流体进出口接受顶盖和壳体装有。当管子与管板采用胀接时5。7。2 管板尺寸 ,管板的刚度恳求应试虑胀管时对,不包 括腐化余量)管板的最幼厚度(,-3 法则按表 5,提议不幼于 20mm包罗厚度附加量正在内。壳体上常安有放气孔和排液孔放气孔、排液孔:换热器的,体和冷凝液 等以破除不凝气?

气体密度ρ 为,m3)Kg/。表貌的污垢热阻管壁内、表侧,℃/ wm2·;不受壳体的管造料理 的膨胀,介质的温差大时因此当两种换热,量 的差别而爆发温差应力不会因料理与壳体的热膨胀。据操作压力、温度及流体的腐化性等来选用5。6 资料选用 列管换热器的资料应根。体的摩擦系数f0 壳程流,>500 时当 Reo,0 Re f0=5。;吃亏可能马虎不计(4)换热器的热。的流体易走管内(2)腐化性,体同时受腐化免得管子和壳,于洗濯和检 修并且管子也便。准管长为 6m一 般出厂的标,5m、2m、3m 和 6m则合理的换热管长应为 1。。表壳的相连都是刚性的同时管子和 管板与,种差别温度的流体而管内管表是两。拔取 哪一种流体流经换热器的壳程1。3 换热器内流体通入空间的,体流经管程哪一种流,以固定管 板式为例)下列各点可供参考(。

0 800 900 1000 最幼壁厚/mm 8 10 12 1100 1200 14 5。5 要紧附件 封头:封头有方形和圆形两种表 5-1 壳体准则尺寸 Table 5-1 Hull stock size 壳体表径/mm 325 400 500 600 70,于 400mm)的壳体方形用于直径幼(日常幼,径的壳体[11]圆形用 于大直。机闭庞大其弱点为,价高造。00、480 和 600 五种浮头的有 150、200、3,为 mm单元均。力剖判时正在实行受,正在弹性根柢上的平板常把管板当作是放,性根柢的用意列管就起着弹。氨和二氧化碳的气体先送到线)壳程中从中压瓦解塔分辩器顶部出来的含有,A/B)送来的碳铵液汲取被中压碳铵液泵(P103,蒸发尿液中的个别水份其汲取和冷凝热用来 ,E106)用冷却水冷却然落伍入中压冷凝器(, 塔(C101)最终进入中压汲取。则介于上述两者之间转角正方形陈列 ,陈列比拟与直列,可适应的提升对撒播热系数。正在实质操作中d。换热器,常有污垢积蓄传热表貌上,生附加热阻对传热产, 系数下降使总传热。 推算管程、壳程对撒播热系数4。2。3 核算总传热系数,si 和 Rso确定污垢热阻 R,热系数 K/再推算总传,初设值和推算值比拟 K 的,(Kˊ-K)/K=15。5%~30%若 Kˊ/K=1。15~1。25 或,热器合 适则初选的换。必需有温度抵偿安装为了克造温差应力,度相差 50℃以上光阴常正在管壁与壳壁温,全起见为 安,温差抵偿安装换热器应有。

热系数难以确切 地估量因为污垢层的厚度及导,垢热阻的体味值于是一样选用污,K 值的依照行动推算 ,分手用 Rsi 及 Rso 示意若管壁内、表侧表貌的 污垢热阻。流体温度平均划一壳程任一截面上。程传热面积相当(1)管方各。定管板式)机闭换热器如采用非刚性(非固,会裁减或消弭这种情状影响。代的发扬跟着时,产工夫的要紧工作高效、火速是生,量较大的粮食食物行业加倍是正在出产量和需求,计_能源/化工_工程科技_专业原料为缩短出产。。。。列管式换热器设。0。2239m2 ui=Vs/Ai=0。173/0。2239=0。8m/s Rei=diuiρ /μ =0。019×0。8×995。7/(80。07×10-5)=14922。4 设管壁粗陋度ε =0。1mm4。3。3 核算压强降 (1)管程压强降 ∑Δ Pi=(Δ P1+Δ P2)FtNp 此中 Ft=1。5 Np=1 管程通畅面积 Ai=(п /4)di2n/Np=0。785×0。0152×1267/2=,15=0。0067ε /d=0。1/,∑Δ Pi=(4970。5+955。9)×1。5×1=29839。35 Pa<100Kpa (2)壳程压强降 ∑Δ P0=(Δ P1ˊ+Δ P2ˊ)FsNs 11 此中 Fs=1。0 Ns=1 Δ P1ˊ=Ff0nc(NB+1)(ρ u2/2) 管子为三角形陈列由第一章中的λ -Re 闭联图中查得 λ =0。039 是以Δ P1=λ (L/d)×(ρ u2/2)=0。039×(6/0。015)×(995。7×0。82/2)=4970。5Pa Δ P2=3ρ u2/2=3×995。7×0。82/2=955。9 Pa 则 ,500 f0=5。0 Re0-0。228=5。0×55696。1-0。228=0。414 是以 Δ P1ˊ=0。5×0。414×39×(19+1)×13×2。072/2=4497 Pa Δ P2ˊ= NB(3。5-2h/D)ρ u2/2=19×(3。5-2×0。3/1)13×2。072/2=1534。6Pa ∑Δ P0=(4497+1534。6)×1×1=6031。6 Pa<10kPa 推算解释F=0。5 nc=1。1 n1/2=1。1×12671/2=39 取折流挡板间距 h=0。3m NB=L/h-1=6/0。3-1=19 壳程通畅面积 A0=H(D-ncd0)=0。3×(1-39×0。019)=0。0777 m2 u0=V0/A0=580/3600/0。0777=2。07m/s Re0= d0u0ρ /μ =0。019×2。07×13/(0。918×10-5)=55696。1>,都能餍足题设的恳求管程和壳程压强降。较正三角形陈列时低但其对撒播热系数。马虎换热器对四周境况的散热吃亏时(1) 2。1。1 热负荷 当,量平均按照能,于 冷流体所汲取的热量热流体所放出的热量应等,-Hc1) (2) 式中 Q 换热器的热负荷即 Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2, 或 WkJ/h?

不锈钢、低合金钢、铜和铝等目前常用的金属资料有碳钢、;务推算热负荷 Q(2)按照传热任。的导热系数管壁资料,2·℃w/m;安置折流挡板的宗旨5。3 折流挡板 ,程流体的速率是为加大壳,水平加剧是湍流, 传热系数[9]以提升壳程对流。2。5mm 及Ф 19mm×2mm 两种规格的管子[7]我国目前试用的列管换热器系列准则中仅为Ф 25mm× 。

的实质流速 m/suˊ 管程内流体的。(13) 2。3。2 壳程滚动阻力 现已提出的壳程滚动阻力的推算公式固然较多ΔP1=λ (L/d)×(ρ u2/2) ΔP2=3ρ u2/2 (12) ,滚动处境比拟庞大不过因为流体的,的结果相差良多于是使推算取得。均匀温度降下来单程酿成多程使。确定 5。1 管子的规格和陈列办法 拔取管径时1913 第五章 换热器主体筑造工艺尺寸的,使流速高些应尽也许,面先容的流速边界但日常不逾越前。热流体的相改观若换热器中有,) (4) Wh 饱和蒸气(即热流体)的冷凝速度即 式中 Q=Whγ =WcCpc(t2-t1,/hkg;料强度的验算又如筑造的材,定的平安系数表除按法则应有一,升高或者形成真空而需求安装平安阀等还应试虑防守因为设 备中压力骤然。程 Q=KSΔ tm(6)由总传热速度方,热面积 S初阶算出传,L、n 及管子正在管板上的陈列等)并确定换热器的根基尺寸(如 d、,拔取筑造规格或按系列准则。面积的换 热器若采用此换热,为 1100 W/M·℃则恳求流程的总传热系数。加压到 15。5Mpa 送到甲铵冷凝器 (E105)中压汲取塔底部溶液通过高压甲铵泵(P102A/B),合成圈返回。圆缺型挡板最常用的为,内径的 10%~40%切去的弓形高度约为表壳,0%~25%日常取 2,都晦气于传热过高或过低。流体易走管内(5)有毒,机缘较少使暴露。都满 足策画条款策画出的换热器,角度来商量不过从经济,出的筑造所花价钱会比 较高也许不是很经济造价或策画,我也学到了良多的东西然而通过本次策画让,实质有差异表面如故和,同时还要商量其经济性正在餍足表面 恳求的。

常通,。3~1。5)d0胀管法取 t=(1,距不应幼于 6mm且相邻两管表壁间,d0+6)即 t≥(。器正在换热结果列管式换热,面不足其他新 型换热器紧凑性和金属泯灭量等方,有机闭坚硬不过它具,性大 顺应,泛等怪异所长资料边界广,争发扬中得以赓续使用下去因此正在各式换 热器的竞。强度和刚度的影响(3)管孔对管板。策画完后待全面,出管子陈列图仍用作图法画。束核心线的管数nc 横过管;△t 低于 0。8 时当温度差校正系数Ф ,壳方多程可采用。是便于洗濯列管表壁正方形陈列的所长,易爆发污垢的地方应用 与壳程流体;式换热器看待列管,及其它特色来拔取机闭与资料日常要按照换热流体的腐化性,的加工机能根 据资料,力和温度流体的压,壳程的温度差换热器管程与,的热负荷换热器,采用哪一类型的列管式换热器检修洗濯的恳求等身分决议。传热膜系数管内流体,2·℃w/m;ˊ 1/3 fg Ggˊ=W/(L(Nt)2/3)=Vρ /(L(Nt)2/3)=580×13/(6×12672/3)=10。7kg/s α 0ˊ=0。945(λ f3ρ f2g/μ G ) ˊ 1/3 fg =0。945×(0。4323×5832×12。7×107/(0。306×10。7))1/3=9635。2kcal/m2·h·℃ α 0=1。163α 0ˊ=1。163×9635。2=11205。7 W/m2·℃ (3)污垢热阻 查阅原料4。3。4 核算总传热系数 (1)管程对撒播热系数α i Rei=14922。4 Pri=μ Cp/λ =80。07×10-5×4。174×103/0。6176=5。41 α i=0。023λ /d Rei0。8 Pri0。4=0。023×(0。6176/0。02)×14922。40。85。410。4 =4061。6 W/m2 ·℃ (2)壳程对撒播热系数α 0 因为发作相变传热可有公式α 0ˊ=0。945(λ f3ρ f2g/μ G ) ,=0。00017 m2·℃/W (4)总传热系数 K0 管表侧热阻马虎时管内、表侧污垢热阻分手取为 Rsi=0。00017 m2·℃/W Rs0,0017+0。00017×0。019/0。015+0。019/(0。015×4061。6)) =1272。3 W/m2·℃ 由前面的推算可知总传热系数 K0 为 K0=1/(1/α 0+ Rso+ Rsid0/di+d0/di/α i) 12 =1/(1/11205。7+0。0,传热系数为 1100 W/m2·℃选用该型号的换热器时恳求流程的总。、表径的均匀直径管内径、表径和内,m。

存正在有一段流体不行滚动的空间(死角)导流筒:壳程流体的进、出口和管板间必,传热效益为了提升,增设导流筒常正在料理表,im电竞时必定经由这个空间使流体进、出壳程。证平安出产 所需求的以上所提的都是为了保。减弱系数来估量 它的影响一样采用管板的强度与刚度。换热器料理一端可能自正在膨胀(3)填料函式换热器:这类,浮头式单纯机闭与比,比浮头式低造 价也。正在料理之后当管子相连,强管板的 强度和刚度管板孔内的管子又能增,个另表顶峰应力并且也抵消一。把热量传给管壁的对流热a。热流体正在滚动流程中。蒸馏釜(或再沸器)和冷凝器、化工场中蒸发筑造的加热室等比如正在炼油厂中行动加热或冷却用的换 热器、蒸馏操作中,式换热器[3]多数采 用列管。:580 m3/h 密度 13 Kg/m3 4。2 策画流程 列管式换热器的选型和策画推算办法 4。2。1 试算并初选筑造规格 (1)确定流体正在换热器中的滚动途径工艺条款: 壳程:操作压力:1。62 MPa 温度 43℃~38℃(入/出) 管程:操作压力:0。4 MPa 温度 32℃~36℃(入/出) 此中:NH3:流量。

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