6换热器E详解.ppt

辐射传热的基本概念和定律 两固体间的辐射传热 设备热损失的计算 总传热速率方程式 总传热系数、平均温度差、传热面积的计算 传热过程的强化途径 * 第6章 换热器 */92 二、五个定律 * 第6章 换热器 */92 三、热传导 * 第6章 换热器 */92 四、对流传热 * 第6章 换热器 */92 * 第6章 换热器 */92 五、辐射传热 * 第6章 换热器 */92 增加蒸汽压力 减少冷却水温度 利用逆流操作 增加h1,h2 减少b,增加λ去垢 加翅片 串联加大S 过程强化 * 第6章 换热器 */92 无相变 有相变 流体横向流过管外 流体流 过管内 气体或低粘度液体 强制湍流 过渡流 滞流 沸腾 冷凝 垂直管外 水平管外 传热膜系数h 1.计算h的准数关联式 * 第6章 换热器 */92 2.与对流传热有关的准数 努塞尔特准数 雷诺准数 普兰特准数 格拉斯霍夫准数 * 第6章 换热器 */92 设备选型 板型 管型 夹套式 螺旋式 盘管式 套管式 列管式 用于反应过程加热与冷却 K值大 结构紧凑 沉浸式加热用 结构简单 承受高压 最常用 求换热面积 求换热介质消耗量 换热器介质消耗量： 相变蒸汽消耗量： 换热器面积： 设备设计 * 第6章 换热器 */92 工程案例－换热器以小替大改善换热效果 【案例回溯】 在某化工产品的生产装置中，混合液在分解塔中进行反应时，放出大量的热量，若不及时移走，分解塔内温度将持续上升，会产生过量焦油，这不但会使产品质量下降，甚至堵塞管道造成事故。 北方某厂采用外循环冷却的方式，即将塔内液体用泵抽出，经塔外一双管程列管换热器用冷却水（走管程）冷却后循环回入分解塔，所用的换热器A的主要参数为：壳径1m，双管程，换热管φ38mm×2.5mm、长2.5m，换热管数370根，总传热面积100m2。 * 第6章 换热器 */92 1974年，该厂欲将塔内温度降至60℃操作，这一改变要求冷却器热负荷增至4×105kJ/h。 第一套措施：使用原换热器但增大混合液（走壳程）循环量的办法，因为这样可以提高冷却器的传热系数，总传热速率当然能够获得提高。于是该厂实施了使用原换热器A、更换大泵、将混合液循环提高至原来3倍的技改措施。结果发现，换热效果并未得到明显改善，A换热器的热负荷仅略有提高。 * 第6章 换热器 */92 鉴于这种情况，厂方又实施了第二种技改措施，即将原换热器A更换为一个传热面积更大的换热器B，其主要参数为：壳径1m，双管程，换热管φ25mm×2.5mm、长3m，换热管数1234根，总传热面积213.6m2。结果发现，采用该换热器的换热效果还不如使用换热器A。 * 第6章 换热器 */92 【原因分析】 虽然换热器A和B的换热面积不小，但这是以直径很大的壳内安置过多的换热管来获得的，这使得该换热管管程和壳程的流通截面积都很大，故换热器两侧的对流传热系数都很低。据测算，对换热器A，管内冷却水和管外混合液雷诺数分别只有700和350,即都处于层流流动状态，用层流流动的公式计算对流传热系数，加上污垢热阻后的总传热系数仅为75W/(m2.K)，即使将混合液循环量提高到原来的3倍，壳侧的雷诺数也仅为1000左右，对应的总传热系数也仅为87W/(m2.K)，提高不大。 * 第6章 换热器 */92 【改进措施】 原换热器A和换热面积更大的换热器B都因流通截面积过大，导致传热系数很低而不可用。于是该专家从厂家废品库内找出了壳径为270mm、内装48根φ25mm×2.5mm换热管、总传热面积仅为37.5m2的换热器两台（C）。通过计算发现，虽然换热器C的传热面积只有换热器A的37.5%，但由于壳径小，管数少，流通截面积小，因而流速很高，管内、管外的对流传热系数分别可达450 W/(m2.K)和600 W/(m2.K)，加上污垢热阻和足够的安全系数，总传热系数可达250 W/(m2.K)以上，其KS值远较换热器A和B的大。 * 第6章 换热器 */92 于是该专家提出了用C替代A和B的方案。厂家抱着试试看的心理实施了该方案，结果果然如该专家所料，用面积仅为37.5m2的C取代面积为100m2的A后，换热效果不但没有下降，反而有了大幅度的提高，生产能力相应地提高了75%，完全达到了改造的目标。 * 第6章 换热器 */92 【指导意义】 此案例表明，考察一台换热器的工作能力不能单纯只考虑其传热面积，传热面积和总传热系数的乘积KS才能真正代表一台换热器的工作能力（或单位体积下的换热面积S/V）。因为存在如下的关系：A↑~管数↑～流通截面积↑～流速↓～传热系数↓，因此列管换热器的K值和S值之间往往存在着“此消彼长”的关系，过大的传热面积往往由于流体流量的“不匹配”而导致过低的K值，结