换热器化学清洗
换热器化学清洗
1换热器传热表面结垢的危害性
中国换热器交易网提示：换热器表面结垢无形中增加了管壁的厚度,由于换热器传热管壁的导热系数λ较大(λ钢约为50W/(m?K),λ铜约
为110W/(m?K)),而水垢的导热系数λ很小(λ水<1W/(m?K)),仅为前者的几百到几千分之一,这样就大大增加了换热器管壁的传热热阻,降低
了换热器的传热效率,减少了冷剂水的再生量,使机组的制冷量下降,造成能量的大量浪费,从而增大了企业的运营成本;换热器传热管结垢后,使冷凝压力升高,冷凝温度与冷却水出口温度的差值增大;结垢还会腐
蚀设备,缩短设备的使用寿命,结垢严重时还会使冷却管堵塞,减少水流通截面积,增大水流阻力,增加循环水泵运行费用;所以在溴化锂吸收式制冷机的使用过程中应定期进行冷却水水质检查,并定期进行除垢处理。
2换热器传热表面结垢的原因
溴化锂吸收式制冷机换热器表面结垢的原因是多方面的:过饱和溶液中盐类的结晶析出;不同分散度的一些物质的固体颗粒的粘结;有机
胶状物和矿质胶状物的沉积;某些物质的电化学腐蚀以及微生物产生等。这些混合沉淀形成了污垢,其中冷却水里面的溶解盐类(如重碳酸盐、硫酸盐、磷酸盐、氯化物、硅酸盐等)产生固相沉淀是结垢的主要原因。形成固相沉淀的条件是:
a)随着温度的升高,某些盐类的溶解度下降。如：
Ca(HCO3)2,Ca(HO)2,CaCO3,CaSO4,Ca3(PO4)2,MgCO3,Mg(HCO3)2,Mg(HO )2等。
b)随着水分的蒸发,水中溶解盐类的浓度增高,一些盐因过饱和而析出。
c)被加热的冷却水中发生化学反应,或者某些离子形成另一些难溶的盐类离子。
具备了上述条件的某些盐类,首先在机组换热器水侧的金属表面沉积出原始胚芽,然后逐渐变为具有潜晶形或无定形结构的颗粒,互相聚附,形成结晶或聚团。重碳酸钙(镁)盐类的存在是引起冷却水侧结垢的主要因素。这是因为重碳酸钙(镁)盐在加热过程中分解为碳酸钙(镁)、二氧化碳和水,溶解度较低的碳酸钙(镁)在机组换热器水侧的金属表面沉积下来。冷却水通过冷却塔时相当于一个曝气过程,溶解在水中的CO2会逸出,水的pH值升高。此时,重碳酸盐在碱性条件下会发生反应生成CaCO3沉淀。当水中有氯化钙时,会产生置换反应生成CaCO3沉淀。如水中有适量的磷酸盐时,磷酸根将与钙离子产生磷酸钙。
上述一系列反应产生的CaCO3,Ca3(PO4)2和MgCO3均属微溶性盐,它们的溶解度比CaCl2和Ca(HCO3)2要小得多。此外,CaCO3,Ca3(PO4)2和MgCO3的溶解度是随着温度的升高而降低的,这些微溶性盐很容易达到过饱和状态而从水中结垢析出。当水流速度比较小或传热表面比较粗糙时,这些结晶沉积物就容易沉积在传热表面上,形成水垢。这些水垢都
是由无机盐组成,结晶致密,比较坚硬,所以又称无机垢或硬垢。它们通常牢固地附着在机组换热器的传热表面上,不易被水冲洗掉。另外,不溶性盐类的泥状物、胶状氢氧化物、腐蚀产物、杂质碎屑(颗粒细小的泥沙、尘土、铁锈、氧化皮)、油污、菌藻的尸体及菌藻的黏性分泌物等组成的污垢,本身不会形成硬垢,但它们在冷却水中成为CaCO3微结晶
的晶核,加速了CaCO3结晶析出的过程。当含有这些物质的冷却水流经机组换热器的传热表面时,容易形成污垢沉积物,特别是在流速较慢的
情况下,污垢沉积物更多。这些沉积物一般体积较大,质地疏松稀软,故又称为软垢。它们是引起垢下腐蚀的主要因素。当防腐措施不当时,机组换热器的传热表面经常会有锈瘤附着,其外壳坚硬,但内部疏松多孔,而且分布不均。它们常与水垢、微生物黏泥等一起沉积在传热管表面上。这些锈瘤状腐蚀产物形成的沉积物,除了影响传热外,更严重的是助长
某些细菌的繁殖,最终导致传热管表面腐蚀而穿孔泄漏。
3换热器传热管表面的除垢方法
对已经结垢生藻的溴化锂吸收式制冷机的换热器传热管,需要定期进行除垢处理,以保证空调系统的良好运转状态。
换热器化学清洗是指通过化学清洗液的作用,使换热器传热管表面的水垢和其它沉积物溶解、脱落或剥离的一类方法。此方法的特点是清洗时间短,除垢彻底干净,是一种目前使用最为广泛、有效的清洗方法之一。换热器化学清洗循环过程见图1。
进行清洗操作前,首先关闭冷却水的进、出水阀门,放尽换热器内循环水,在吸收器的冷却水进水管和冷凝器冷却水出水管处各焊接一个尺寸合适的阀门(清洗结束后此阀门留在管道上,待下次清洗时再次使用),把清洗桶、耐酸泵与换热器连接成一个临时闭合回路,然后按照一定比例(按循环水量的10%～20%)将清洗溶液倒入清洗桶,启动耐酸泵,使清洗溶液强制循环1～2h或静泡3～6h,水垢和其它沉积物由于受到清洗溶液的化学作用和冲刷作用而溶解和脱落。清洗溶液选用专用水垢清除剂。它内含强力清洁剂、高效缓蚀剂及高能镀膜剂,对水垢和其它沉积
物具有彻底清洁功能,并对金属无腐蚀作用,还能在清洗后的金属表面形成保护膜,清洗后无需进行酸碱的中和处理,只需用自来水冲洗即可结束。
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计班级：09化工 设计者：陈跃 学号：20907051006 设计时间：2012年5月20 指导老师：崔秀云
目录 概述 1.1.换热器设计任务书 .................................................................... - 7 - 1.2换热器的结构形式 .................................................................. - 10 - 2.蛇管式换热器 ........................................................................... - 11 - 3.套管式换热器 ........................................................................... - 11 - 1.3换热器材质的选择 .................................................................. - 11 - 1.4管板式换热器的优点 .............................................................. - 13 - 1.5列管式换热器的结构 .............................................................. - 14 - 1.6管板式换热器的类型及工作原理............................................ - 16 - 1.7确定设计方案.......................................................................... - 17 - 2.1设计参数................................................................................. - 18 - 2.2计算总传热系数...................................................................... - 19 - 2.3工艺结构尺寸.......................................................................... - 19 - 2.4换热器核算 ............................................................................. - 21 - 2.4.1．换热器内流体的流动阻力 (21) 2.4.2.热流量核算 (22)
第2章工艺计算 2.1设计原始数据 表2—1 2.2管壳式换热器传热设计基本步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍 l （9）选取管长 （10）计算管数 N T （11）校核管流速，确定管程数 （12）画出排管图，确定壳径 D和壳程挡板形式及数量等 i （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。
2.3 确定物性数据 2.3.1定性温度 由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。 对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为： t=420295 357.5 2 + =℃（2-1） 管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2.3.2 物性参数 管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】 表2—2 壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】 表2—3
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。
换热器计算的设计型和操作型问题--传热过程计算 与换热器 日期:2005-12-28 18:04:55 来源:来自网络查看:[大中小] 作者：椴木杉热度： 944 在工程应用上，对换热器的计算可分为两种类型：一类是设计型计算（或称为设计计算），即根据生产要求的传热速率和工艺条件，确定其所需换热器的传热面积及其他有关尺寸，进而设计或选用换热器；另一类是操作型计算（或称为校核计算），即根据给定换热器的结构参数及冷、热流体进入换热器的初始条件，通过计算判断一个换热器是否能满足生产要求或预测生产过程中某些参数（如流体的流量、初温等）的变化对换热器传热能力的影响。两类计算所依据的基本方程都是热量衡算方程和传热速率方程，计算方法有对数平均温差（LMTD）法和传热效率-传热单元数（e-NTU）法两种。 一、设计型计算 设计型计算一般是指根据给定的换热任务，通常已知冷、热流体的流量以及冷、热流体进出口端四个温度中的任意三个。当选定换热表面几何情况及流体的流动排布型式后计算传热面积，并进一步作结构设计，或者合理地选择换热器的型号。 对于设计型计算，既可以采用对数平均温差法，也可以采用传热效率-传热单元数法，其计算一般步骤如表5-2所示。 表5-2 设计型计算的计算步骤
体进出口温度计算参数P 、R ； 4． 由计算的P 、R 值以及流动排布型式，由j-P 、R 曲线确定温度修正系数j ；5．由热量衡算方程计算传热速率Q ，由端部温度计算逆流时的对数平均温差Δtm ； 6．由传热速率方程计算传热面积 。 体进出口温度计算参数e 、CR ； 4．由计算的e 、 CR 值确定NTU 。由选定的流动排布型式查取 e-NTU 算图。可能需由e-NTU 关系反复计算 NTU ；5．计算所需的传热面积 。 例5-4 一列管式换热器中，苯在换热器的管内流动，流量为 kg/s ，由80℃冷却至30℃；冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效率-传热单元数法计算所需要的传热面积。 解 （1）对数平均温差法 由热量衡算方程，换热器的传热速率为 苯与冷却水之间的平均传热温差为 由传热速率方程，换热器的传热面积为 A = Q/KΔt m = = m 3 （2）传热效率-传热单元数法 苯侧 (m C ph ) = *1900 = 2375 W/℃ 冷却水侧 (m c C pc ) =(m h C ph )(t h1-t h2)/(t c1-t c2) =2375*(80-30)/(50-20)= W/℃ 因此， (m C p )min=(m h C ph )=2375 W/℃ 由式（5-29），可得
换热器设计指南 1总贝!I i.i目的 为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1. 2范围 1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2.2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1.3规范性引用文件 下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号 (版次)的引用文件，其最新版本适用于本规定。 GB150-1999钢制压力容器 GB151-1999管壳式换热器 HTRI设计手册 Shell & tube heat exchangers ------- JGC 石油化工设计手册第3卷——化学工业出版社(2002) 换热器设计手册——中国石化出版社(2004) 换热器设计手册——化学工业出版社(2002) Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ---------- SHESLL (2004) SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997) Shell and Tube Exchanger Design and Selection -------- HEVRON COP. (1989)
HEAT EXCHANGERS——FLUOR DANIEL (1994) Shell and Tube Heat Exchangers ------- TOTAL (2002) 管壳式换热器工程规定——SEI (2005) 2设计基础 2. 1传热过程名词定义 2.1.1无相变过程 加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。 换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2沸腾过程 在传热过程中存在着相的变化一液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。 池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。 流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1.3冷凝过程 部分或全部流体被冷凝为液相，热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。 纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。 有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。 2.2换热器的术语及分类 2.2.1术语及定义 换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器； 位号：设计人员对某一换热器单元的识别号； 有效表面：进行热交换的管子外表面积； 管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分； 壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分；
板式换热器选型与计算方法 板式换热器的选型与计算方法 板式换热器的计算方法 板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。 以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的： 总传热量(单位:kW). 一次侧、二次侧的进出口温度 一次侧、二次侧的允许压力降 最高工作温度 最大工作压力 如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。 温度 T1 = 热侧进口温度 T2 = 热侧出口温度 t1 = 冷侧进口温度 t2= 冷侧出口温度 热负荷 热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为： （热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）
在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。 （1）无相变化传热过程 式中 Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W； mh,mc-----热、冷流体的质量流量，kg/s； Cph,Cpc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)； T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，K； T2,t2------热、冷流体的出口温度，K。 （2）有相变化传热过程 两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为： 一侧有相变化 两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程 式中 r,r1,r2--------物流相变热，J/kg； D,D1,D2--------相变物流量，kg/s。 对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。 对数平均温差(LMTD) 对数平均温差是换热器传热的动力，对数平均温差的大小直接关系到换热器传热难易程度.在某些特殊情况下无法计算对数平均温差,此时用算术平均温差代替对数平均温差，介质在逆流情况和在并流情况下的对数平均温差的计算方式是不同的。在一些特殊情况下，用算术平均温差代替对数平均温差。 逆流时： 并流时：
板式换热器的计算方法 板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。 以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的： ?总传热量(单位:kW). ?一次侧、二次侧的进出口温度 ?一次侧、二次侧的允许压力降 ?最高工作温度 ?最大工作压力 如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。 温度 T1 = 热侧进口温度 T2 = 热侧出口温度 t1 = 冷侧进口温度 t2= 冷侧出口温度 热负荷 热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为： （热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）
在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。 （1）无相变化传热过程 式中 Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W； m h,m c-----热、冷流体的质量流量，kg/s； C ph,C pc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)； T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，K； T2,t2------热、冷流体的出口温度，K。 （2）有相变化传热过程 两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为： 一侧有相变化 两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程 式中 r,r1,r2--------物流相变热，J/kg； D,D1,D2--------相变物流量，kg/s。 对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。
换热器设计计算步骤 1. 管外自然对流换热 2. 管外强制对流换热 3. 管外凝结换热 已知：管程油水混合物流量 G ( m 3/d)，管程管道长度 L (m)，管子外径do (m)， 管子内径di (m)，热水温度 t ℃， 油水混合物进口温度 t 1’, 油水混合物出口温度 t 2” ℃。 1. 管外自然对流换热 1.1 壁面温度设定 首先设定壁面温度，一般取热水温度和油水混合物出口温度的平均值，t w ℃， 热水温度为t ℃，油水混合进口温度为'1t ℃，油水混合物出口温度为"1t ℃。 "w 11 t ()2 t t =+ 1.2 定性温度和物性参数计算 管程外为水，其定性温度为1()K -℃ 21 ()2 w t t t =+ 管程外为油水混合物，定性温度为'2t ℃ ''"2111 ()2t t t =+ 根据表1油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值 一般需要查出的为密度ρ (3/kg m ),导热系数λ(/())W m K ?，运动粘度2(/)m s ，体积膨胀系数a 1()K -，普朗特数Pr 。
表1 油水物性参数表 水 t ρ λ v a Pr 10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52 20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02 30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42 40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31 50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54 60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99 70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55 80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21 90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95 100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75 油 t ρ λ v a Pr 10 898.8 0.1441 0.000564 6591 20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335 30 886.6 0.1423 0.000153 1859 40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121 50 874.6 0.1405 5.74E-05 723 60 868.8 0.1396 3.84E-05 493 70 863.1 0.1387 0.000027 354 80 857.4 0.1379 1.97E-05 263 90 851.8 0.137 1.49E-05 203 100 846.2 0.1361 1.15E-05 160 1.3 设计总传热量和实际换热量计算 0m v Q Cq t Cq t ρ=?=?v v C q t C q t αρβρ=?+?油油水水 C 为比热容/()j kg K ?，v q 为总体积流量3 /m s ，αβ分别为在油水混合物中 油和水所占的百分比，t ?油水混合物温差，m q 为总的质量流量/kg s 。 实际换热量Q 0Q Q *1.1/0.9= 0.9为换热器效率，1.1为换热余量。 1.4 逆流平均温差计算
热解工艺水-气换热装置（卧式）设计 摘要 城市生活垃圾是指城市居民日常生活中或为城市日常生活提供服务的活动中产生的固体废弃物。城市生活垃圾具有二重性，如果经过合理的资源化处理，可转化为可再生利用的能源，但是如果不加以利用和合理处置将造成环境的污染。随着城市化进程的加快和人民生活水平的提高，源源不断的城市生活垃圾将会产生出来。城市生活垃圾的收集、运输和处理过程会产生大量的有害成分，从而对大气、土壤、水等造成污染，不仅严重破坏城市景观，而且传播疾病，威胁人类的健康甚至生命安全。城市生活垃圾已成为社会公害之一，是我国和世界各大城市面临的重大环境问题。 本设计对环境污染概况和城市垃圾进行了详细的介绍，由城市垃圾处理引申出垃圾热解技术。并且针对垃圾碳化热解装置的配套换热装置进行设计。通过对换热器的规格要求，特性参数，设计出热解交换器，并且绘制出工艺流程图来简单化的展示垃圾热解的处理方式及流程。 关键词：城市垃圾垃圾热解技术换热器
Pyrolysis process water - gas heat exchanger unit (horizontal) Design ABSTRACT MSW is the daily life of urban residents in activities or providing services for the city everyday solid waste generated. MSW has a duality, if after a reasonable treatment resources, can be converted to the use of renewable energy, but if you do not take advantage and reasonable disposition will cause environmental pollution. With the acceleration of urbanization and people's living standards improve, a steady stream of municipal solid waste will be generated out. Municipal solid waste collection, transportation and treatment process will generate a lot of harmful ingredients, resulting in the pollution of air, soil, water, etc., not only seriously undermine the urban landscape, and the spread of disease, the threat to human health or safety. MSW has become one of the social nuisance, are major environmental problems facing the country and the world's major cities. The design overview of environmental pollution and urban waste carried out a detailed description, come out of the garbage from the municipal waste pyrolysis technology. And heat transfer device is designed for supporting garbage pyrolysis carbonization device. Through the heat exchanger specifications, parameters, pyrolysis exchanger design
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
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： 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 选用φ25×2.5传热管（碳钢），取管内流速μi=1m/s 依据传热管内径和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，所需的传热管长度为
X X X X 大学 《材料工程原理B》课程设计 设计题目： 5.5×104t/y热水冷却换热器设计 专业： ----------------------------- 班级： ------------- 学号： ----------- 姓名： ---- 日期： --------------- 指导教师： ---------- 设计成绩：日期：
换热器设计任务书
目录 1.设计方案简介 2.工艺流程简介 3.工艺计算和主体设备设计 4.设计结果概要 5.附图 6.参考文献
1.设计方案简介 1.1列管式换热器的类型 根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。 （1）固定管板式换热器 这类换热器如图1-1所示。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。 （2）U型管换热器 U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。 （3）浮头式换热器 浮头式换热器的结构如下图1-3所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
换热器的传热计算 换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，若流体有相变，Q=c p r 。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K S Δt ）求得换热面积，最后根据《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数K= 0011 h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ （1） 在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的K 值；若需降低操作费用可取较小的K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）图算法对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K 值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对流传热系数h 的估算。
列管式换热器设计的基本步骤 （一）新设计换热器的设计计算步骤 由化工工艺计算热负荷以确定换热器所需之传热速率，及流体进出口温度。确定流体计算所用的定性温度，查取与计算流体的物性数据，如定压比热容，重度或密度，粘度，导热系数等。 确定流体流入的空间，并确定两流体的流向，再进行平均温差的计算。选取管径和管内线速度。按经验数据选择传热系数值，或初步计算值，即先计算或估计管内管外流体的传热系数，再计算值。在计算管外流体时需先确定壳体直径，但此时结构与尺寸还未定。为方便起见，亦可假设管外的值，以计算值。根据初估的值再计算出传热面积。为安全起见取实际面积为初始计算值的倍。 进行总体结构设计。即选择管长，计算管数，排列管子，计算壳径，并根据系列尺寸进行圆整。不考虑管程分程时，应使管数及在管板上的排列与系列相同。 兴管程与壳程线速度，根据管内流速确定是否分程，若分程后影响到管板上管子的排列，则要重新考虑排列管子。兴管内管外传热系数，估计垢层热阻，复算传热系数。兴（修正）平均温差。 核算传热面积。若与初步计算的面积相符即可，若不相符，且相差较大，则需对管数、程数或管子长度等进行调整，重复的计算，直至计算相符。 计算管程与壳程的压力降。 （二）选型的计算步骤 以上的计算过程适合于一般设计之用，对于常见的石墨换热器，原化工部已制订了系列标准，提高了设计与制造的效率。一般情况下应该根据具体的工艺过程的要求，在石墨换热器系列中选择合适的型号，这时可按如下的方法进行计算与选型。 根据化工生产工艺过程要求的热负荷，选择流入空间，确定管内管外的流向，计算平均温差。根据生产经验数据初步估算所需之传热面积。根据初步估算之传热面积（并需考虑适当的裕度），在产品系列中选择热面积最为接近的型号。查阅所选定的定型产品结构参数，按其结构参数进行传热计算。即计算管程与壳程流体的流速，计算传热系数和，计算传热系数值，复算传热面积与所选产品型号是否相符（要求所选型号的面积比计算出的面积大）。若相差太大均需重新选型与重新复算，直到满足要求为止。最后仍需计算流体阻力，以评定操作中的经济性能。如果压力降太大，则需重新选型，直到传热要求与压力降要求均可满足为止。 九、关于块孔式石墨换热器传热计算中的一些问题 块孔式石墨换热器的传热计算与列管式有很多相似之处，例如它们的传热原理与传热系数的计算方法是一致的，可以采用式一类的关联式计算传热系数。在计算中应注意到孔道长度与孔道直径之比常翅小于，流体在孔道中不断改变运动方向，有强化传热的作用，因此应对传热系数的计算值乘上一个大于的修正系数。当该系数小于若不考虑修正，对计算结果影响也不大。此外，块孔换热器还有不少自身的特殊性。例如在平均温差计算的修正以及块孔传热壁厚度的计算中需予以特殊处理。平均温差的校正对于孔道平行型的石墨块孔，当由多个块孔单元组合成时，由于两种流体的流动方向是平行的，可以做成全逆流或全并流的形式。此外也可以做成一种流体为单程，另一种为多程的，或两种流体均为多程的。除全逆流和全并流不需进行平均温差的校正计算.之外，其余均可近似地按列管式换热器相应的流动方式进行平均温差的校正，即按图进行校正。对于孔道相互垂直型块孔石墨换热器的温差校正计算较为繁复。这是因为孔道相互垂直型块孔换热器就其某一块孔单元来说属于错流传热，而且两个流体均不自相混合，但就多个块孔单元组合后就形成如图所示的流向，所以总体上就不是简单的错流，而成为非常复杂的错流流动，这就不能按图所示的曲线来校正平均温差。这需要采用传热单元数（-）的方法进行。
换热器计算
换热器计算的设计型和操作型问题(5.5)--传热过程计算与 换热器 日期:2005-12-28 18:04:55 来源:来自网络查看:[大中小] 作者：椴木杉热度： 944 在工程应用上，对换热器的计算可分为两种类型：一类是设计型计算（或称为设计计算），即根据生产要求的传热速率和工艺条件，确定其所需换热器的传热面积及其他有关尺寸，进而设计或选用换热器；另一类是操作型计算（或称为校核计算），即根据给定换热器的结构参数及冷、热流体进入换热器的初始条件，通过计算判断一个换热器是否能满足生产要求或预测生产过程中某些参数（如流体的流量、初温等）的变化对换热器传热能力的影响。两类计算所依据的基本方程都是热量衡算方程和传热速率方程，计算方法有对数平均温差（LMTD）法和传热效率-传热单元数（e-NTU）法两种。 一、设计型计算 设计型计算一般是指根据给定的换热任务，通常已知冷、热流体的流量以及冷、热流体进出口端四个温度中的任意三个。当选定换热表面几何情况及流体的流动排布型式后计算传热面积，并进一步作结构设计，或者合理地选择换热器的型号。 对于设计型计算，既可以采用对数平均温差法，也可以采用传热效率-传热单元数法，其计算一般步骤如表5-2所示。 表5-2 设计型计算的计算步骤 例5-4 一列管式换热器中，苯在换热器的管内流动，流量为1.25 kg/s，由80℃冷却至
30℃；冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效率-传热单元数法计算所需要的传热面积。 解（1）对数平均温差法 由热量衡算方程，换热器的传热速率为 苯与冷却水之间的平均传热温差为 由传热速率方程，换热器的传热面积为 A = Q/KΔt m = 118.8x1000/(470X18.2) = 13.9 m3 （2）传热效率-传热单元数法 苯侧 (m C ph) = 1.25*1900 = 2375 W/℃ 冷却水侧 (m c C pc) =(m h C ph)(t h1-t h2)/(t c1-t c2) =2375*(80-30)/(50-20)=3958.3 W/℃因此， (m C p)min=(m h C ph)=2375 W/℃ 由式（5-29），可得 Qmax = (m C p)min(t h1-t c1) = 2375*(80-20) = 142.5*10^3 W 由传热效率和热容流量比的定义式 e = Q/Qmax = 118.8/142.5 = 0.83 C Rh=(m h C ph)/(m c C pc)=2375/3958.3=0.6
第九章 传热过程分析和换热器计算 在这一章里讨论几种典型的传热过程，如通过平壁、圆筒壁和肋壁的传热过程通过分析 得出它们的计算公式。由于换热器是工程上常用的热交换设备，其中的热交换过程都是一些典型的传热过程。因此，在这里我们对一些简单的换热器进行热平衡分析，介绍它们的热计算方法，以此作为应用传热学知识的一个较为完整的实例。 9－1传热过程分析 在实际的工业过程和日常生活中存在着的大量的热量传递过程常常不是以单一的热量传递方式出现，而多是以复合的或综合的方式出现。在这些同时存在多种热量传递方式的热传递过程中，我们常常把传热过程和复合换热过程作为研究和讨论的重点。 对于前者，传热过程是定义为热流体通过固体壁面把热量传给冷流体的综合热量传递过程，在第一章中我们对通过大平壁的传热过程进行了简单的分析，并给出了计算传热量的公式 t kF Q ?=， 9－1 式中，Q 为冷热流体之间的传热热流量，W ；F 为传热面积，m 2；t ?为热流体与冷流体间的某个平均温差，o C ；k 为传热系数，W/(?2m o C)。在数值上，传热系数等于冷、热流体间温差t ?=1 o C 、传热面积A =1 m 2时的热流量值，是一个表征传热过程强烈程度的物理量。在这一章中我们除对通过平壁的传热过程进行较为详细的讨论之外，还要讨论通过圆筒壁的传热过程，通过肋壁的传热过程，以及在此基础上对一些简单的包含传热过程的换热器进行相应的热分析和热计算。 对于后者，复合换热是定义为在同一个换热表面上同时存在着两种以上的热量传递方式，如气体和固体壁面之间的热传递过程，就同时存在着固体壁面和气体之间的对流换热以及因气体为透明介质而发生的固体壁面和包围该固体壁面的物体之间的辐射换热，如果气体为有辐射性能的气体，那么还存在固体壁面和气体之间的辐射换热。这样，固体壁面和它所处的环境之间就存在着一个复合换热过程。下面我们来讨论一个典型的复合换热过程，即一个热表面在环境中的冷却过程，如图9－1所示。由热表面的热平衡可知，表面的散热热流应等于其与环境流体之间的对流换热热流加上它与包围壁面之间的辐射换热热流，即r c Q Q Q +=,式中 图9－1热表面冷却过程