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分离式液—气热管换热器的设计

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分离式液—气热管换热器的设计

发布日期:2017-03-27 作者: 点击:

 1  前言

  分离式热管换热器以其传热效率高、远程传热、现场布置灵活而具特色。其最大的特点是加热段与冷凝段可以相互独立。以往大部分的分离式热管换热器都是采用一种热流体同时加热两种或两种以上的冷流体,冷、热流体间多为气———气换热形式,然而,将二种或两种以上的热流体(液体) 来加热冷流体(气体) ,目前还不多见。在结构上加热段完全采用普通管板式列管换热器,热流体走壳程;冷凝段为带有翅片管束的换热器,其翅片管外流经被加热气体,管内通过上升管、下降管与列管换热器管程构成回路,将其抽成真空状态,充装工质。这样壳程内热流体通过对流换热将热量传输给管程内的液态工质,工质吸收热量在真空状态下蒸发,蒸汽沿上升管流至冷段凝结放出汽化潜热将流经翅片管外的气体加热。

  2  结构形式与设计计算方法

  根据热管加热段的换热,结构上采用普通管板式列管换热器,热流体流经壳程管程为热管工质,换热器管程由若干根换热管组成一个单元,每个单元相互独立,热管的冷凝段则为翅片管换热器,管外流经需要被加热的空气,管内通过若干根上升管、下降管与列管换热器每个单元管程内构成回路,将其抽成真空状态,充装工质。

  首先进行热力计算,热流体在壳程被冷却,放出热量Q ,为强化传热壳程布置了一定数量的折流板,其壳程流体的换热系统可根据公式:

  Nu = 0.36 Re0155 Pr1/ 3 (μf μw) 0114 (1)

  求出。管程流体的换热系数可通过传热因子jh 导出:

  jh = Nu·Pr - 1/ 3·(μf μw) - 0114 (2)

  式中μf ———流体粘度;

  μw ———流体在壁温下的粘度;

  因此,热管热段列管式换热器的总传热系数可以求出,传热面积也可求得,换热管根数可以确定。

  壳程液体所放出的热量与管内工质进行换热,工质吸收热量蒸发,蒸汽沿管内上升,通过上升管输送到热管冷凝段, 在冷凝段管内蒸汽与管外气体换热,其管外换热系数可根据:

  Nu = 0.137 Re016338 Pr1/ 3 (3)

  求出,冷凝段总传热系数也随之求得。这样,冷凝段翅片管换热器的传热面积可以得出, 翅片管数量可以确定。

  在结构上,热管加热段为典型的普通管壳式换热器,采用了固定管板形式,壳体、封头、法兰、支座等均属于压力容器设备的零件,设计、制造按压力容器规程执行。管板、折流板则按规程要求根据具体情况考虑,管板的厚度选取应考虑到材料的强度、介质的压力、温度、以及管子的固定方式和受力状况等因素,管壳式换热器在设计中必须考虑由温差引起的热应力,作出必要的热补偿措施。

  为了使分离式热管换热器正常循环工作,必须克服上升管和下降管中蒸汽及冷凝液流动所产生的压力损失,该能量来源于冷、热两端换热器之间的高度差和上升管与下降管内工质的密度差。在系统中,其运动压头Syd :

  Syd = (ρι - ρe ) gH1 + (ρι - ρv ) gH2 + (ρc - ρv )gH3 (4)

  式中ρι———饱和水密度;ρe 蒸发段汽液两相密度;ρc ———冷凝段汽液两相密度;ρv ———蒸汽密度;阻力:

  ∑ΔP = ΔPc + ΔPι+ ΔPe + ΔPv (5)

  在稳定流动状态下, 运动压头是和循环回路的总阻力相等的,即达到平衡点:

  Syd = ∑ΔP (6)

  换热器位差愈大, 水循环速度增加, 循环强烈, 流体的速度随之增加,阻力也增大,重新达到新的平衡:

  S′yd = ∑ΔP′ (7)

  由此可得到换热器之间的最低高差,合理布置换热设备。

  3  应用

  在石油化工行业中,原蒸馏常减压炉空气预热器系统存在设备老化、泄漏点多、检修困难、热效率低等问题,特别是目前加工进口含硫原油需要进行配套改造,现采用分离式热管换热器的常减压蒸馏装置。

  常二线、常三线油分别流经分离式热管换热器的加热段,其加热段结构形式为二台固定管板式列管换热器,热流体油走壳程,管程为热管工质,分离式热管换热器的冷凝段为翅片管束换热器,需要加热的空气流经管外,管内通过上升管与下降管与下部列管换热器的管程相连,形成工质循环回路。当管内具有一定真空度后,在位差的作用下热管内部的工质不断吸收热流体油所放出的热量,通过蒸发至冷凝段冷凝,源源不断地把热量传至冷冷端加热翅片管外的空气。运行参数见表1。

  4  结论

  分离式液- 气热管换热器可以采用普通列管换热器与翅片管换热器的联合换热形式,其热力计算与结构设计是合理的,设备运行是可靠的。


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