Главная Минимаркер Железнодорожный транспорт Минимаркер Транспортная энергетика (хладотранспорт) Минимаркер Расчет рекуперативных теплообменников (часть 2)

Расчет рекуперативных теплообменников (часть 2)

Страница 13 из 22
Содержание лекции:
Теплообменные аппараты (теплообменники)

Тепловой расчет рекуперативных теплообменников при изменении фазового состояния теплоносителей

Под изменением фазового состояния теплоносителей понимают конденсацию пара и затвердевание жидкости при их охлаждении, плавление твердого тела и испарение жидкости при их нагревании. В рассматриваемых системах теплообменных аппаратов обычно приходится встречаться с конденсацией пара или с испарением жидкости, то есть с изменением фазового состояния одного из теплоносителей.

В некоторых случаях процесс теплообмена сопровождается одновременным изменением фазового состояния греющей и нагреваемой среды, например при выпаривании растворов, морской воды, при дистилляции и ректификации двух и более компонентных жидких смесей.

Сухой насыщенный водяной пар или пар с небольшой влажностью, не превышающей 2–5%, является наиболее предпочтительной греющей средой при умеренных температурах нагреваемой среды. Влага, поступающая в таком количестве в аппарат, осаждается на поверхности теплообмена и стекает с нее вместе с конденсатом. Такое содержание влаги при ламинарном течении пленки конденсата уменьшает, а при турбулентном течении увеличивает коэффициент теплоотдачи примерно на 1–3%. В расчетах этой величиной обычно пренебрегают.

Пленочная или капельная конденсация пара на поверхности теплообмена происходит при наличии разности температур между температурой насыщения при данном давлении и температурой стенки при отсутствии неконденсирующихся газов и непрерывном удалении конденсата из зоны конденсации.

При эксплуатации теплообменников, как правило, наблюдается пленочная или смешанная пленочно-капельная конденсация. Если по условиям пароснабжения предприятия в теплообменник поступает пар с небольшим перегревом (до 10–30 градусов) по отношению к температуре насыщения, то можно полагать, что, попадая в зону конденсирующегося пара, теплота перегрева затрачивается на испарение капель конденсата и режим конденсации стабилизируется. В расчетах теплоту перегрева обычно не учитывают как очень малую величину по сравнению с удельной теплотой конденсации. При более точных расчетах следует считать, что поверхности теплообмена передается вся теплота перегретого пара. В этом случае в уравнение изменения энергии вместо iн = i″ следует подставлять iпе = i″ + сп · (tпе - tн).

В целом интенсивность теплообмена при конденсации пара достаточно высокая. Однако в некоторых случаях коэффициент теплоотдачи можно увеличить, уменьшая термическое сопротивление (или толщину) движущейся пленки конденсата. Для этого предусматривают соответствующую компоновку горизонтально расположенных труб, как показано на рис. 2.2 (1) и рис. 2.2 (4), или установку конденсатоотводящих колпачков и щитов на вертикальных трубах, а также увеличивают скорость пара в межтрубном пространстве до 10–15 м/с и т. д.

Массообменные процессы на границе раздела фаз у поверхности теплообмена и в объеме аппарата способствуют выравниванию температур пара и конденсата. Это значит, что процесс теплообмена со стороны конденсирующегося пара происходит при постоянной температуре независимо от схемы движения теплоносителей, если, конечно, при этом не нарушается оптимальный режим работы теплообменника, поверхность теплообмена не погружается в конденсат или его конструкция не предусматривает дополнительную поверхность теплообмена для переохлаждения конденсата.

Надежная работа теплообменника в заданном режиме обеспечивается непрерывной подачей теплоносителей, непрерывным или периодическим удалением конденсата через конденсатоотводчик из нижней части аппарата и удалением неконденсирующихся газов из самой холодной части аппарата.

Рассмотрим некоторые схемы работы аппаратов с изменением фазового состояния теплоносителей.

Изменение температур теплоносителей по поверхности теплообменного аппарата при использовании насыщенного пара р = const и t = const, в котором нагреваемой средой является жидкость или газ, представлено на (рис. 2.14, а). В таком теплообменнике схема движения теплоносителей не отражается на температурном напоре, а конечная температура нагреваемой среды всегда меньше температуры греющего пара. Температурный напор может быть рассчитан по формуле (2.21) или как среднеарифметическая величина (2.22).

В следующей группе теплообменников (рис. 2.14, б) предполагается, что оба теплоносителя изменяют фазовое состояние. Насыщенный пар с давлением р1 конденсируется без переохлаждения конденсата, а жидкость, поступающая в аппарат при температуре кипения и давлении р2 < р1 кипит. Температурный напор в любом сечении аппарата равен разности между температурой конденсирующегося пара и температурой кипящей жидкости.

izmenenie_temperatur_teplonositelej_3

Рис. 2.14 – Изменение температур теплоносителей по поверхности теплообмена при фазовом переходе и p = const: а – греющая среда – насыщенный пар, нагреваемая – жидкость (газ); б – греющая среда – насыщенный пар, нагреваемая – кипящая жидкость; в – греющая среда – перегретый насыщенный пар и конденсат, нагреваемая – жидкость (газ); г – греющая среда – газ, нагреваемая – вода, насыщенный и перегретый пар

Условный график изменения температур теплоносителей в области перегретого пара для прямоточного теплообменника представлен на (рис. 2.14, в). Здесь же показано и возможное переохлаждение конденсата, которое может быть также в вариантах (а) и (б).

На (рис. 2.14, г) изображен другой ступенчатый график изменения температур для противоточного теплообменника. В этом варианте греющая среда не изменяет фазовое состояние; предположим, что это продукты сгорания топлива или жидкий высокотемпературный теплоноситель. Другая среда вначале нагревается до температуры кипения, затем кипит при р = const и t = const, а в последней ступени аппарата полученный пар перегревается до температуры tпе.

Для ступенчатого характера изменения температуры хотя бы одного из теплоносителей расчет поверхности теплообмена целесообразно производить по температурным зонам, как это показано на (рис. 2.14, в, г). Температурные напоры для всех интервалов таких теплообменников следует рассчитывать как среднелогарифмическую величину.

В общем виде уравнения теплового баланса и теплопередачи будут такими же, как и для теплообменников, в которых не изменяется фазовое состояние теплоносителей. Количество теплоты, переданное паром нагреваемой среде, определяется как произведение расхода пара D на разность энтальпий (iнiк). Поэтому применительно к рассмотренным вариантам изменения температур по поверхности теплообмена (см. рис. 2.14) уравнения теплового баланса:

для варианта а

150314_f44

для варианта б

150314_f45

для варианта в

150314_f46

для варианта г

150314_f47

где i2, пв = i2 – энтальпия жидкости при температуре кипения, кДж/кг;

Q′, Q″, Q‴ – количество тепла, переданное от одной среды к другой в первой, второй и третьей областях изменения температур пара, кДж/с.

При ступенчатом расчете в вариантах (в) и (г) составляют и решают уравнения теплового баланса и теплопередачи для каждой области изменения температур пара и конденсата.

Уравнение теплопередачи для всех рассмотренных случаев изменения температур по поверхности теплообмена аналогично равенству (2.10):

Q = k·∆t·F. (2.61)

Коэффициент теплопередачи в зависимости от формы поверхности теплообмена рассчитывают по формулам (2.25)–(2.35).

При изменении фазового состояния одного из теплоносителей условное произведение Gс max бесконечно большое, поэтому отношение Gс min/Gс max = 0. В этих случаях коэффициент эффективности для противотока, прямотока и перекрестного тока

150314_f48

где 150314_f49 – средний коэффициент теплопередачи;

(Gc)min – произведение расхода теплоносителя на теплоемкость среды, не изменяющей фазовое состояние.

Средний коэффициент теплоотдачи при пленочной конденсации чистого пара на вертикальной стенке или вертикальной трубе высотою h при ламинарном течении пленки можно определить по формуле Нуссельта

150314_f50

В этом уравнении обычно пренебрегают сравнительно малой величиной плотности пара ρп по сравнению с плотностью пленки конденсата ρж. Физические параметры конденсата λж, ρж, νж относятся к средней температуре конденсата t = 0,5·(tн + tc), а плотность пара ρп – к температуре насыщения при заданном давлении.

Аналогичное уравнение получено Нуссельтом для расчета среднего по наружной окружности горизонтальной трубы коэффициента теплоотдачи при условии ламинарного течения пленки конденсата:

150314_f51

где dн – наружный диаметр трубы, м.

В уравнения (2.63) и (2.64) следует ввести поправочные множители на изменение физических параметров конденсата на стенке εt и на волновое течение пленки ευ. С учетом этих замечаний расчетный коэффициент теплоотдачи при конденсации пара следует определять по формуле:

150314_f52

где λc, μc – коэффициенты теплопроводности и динамической вязкости конденсата, отнесенные к температуре стенки;

λп, μп – то же, отнесенные к температуре насыщения;

ευ = (Reж/4)0.04. (2.67)

При Reж ≤ 4 ευ = 1, при Reж = 400 ευ = 1,27;

150314_f53

где150314_f54

На практике число Rеж обычно неизвестно. Вначале по формуле (2.65) рассчитывают ᾱр при εV = 1, по этой величине определяют число Reж по формуле (2.68), затем уточняют значение ευ. Для труб принимают ευ = 1.

При большей высоте трубы и значительных температурных напорах возрастает количество конденсата, движущегося по поверхности теплообмена, возникает турбулентный режим течения пленки. По опытным данным турбулентный характер течения наступает при Reкр = 1600, что редко встречается в промышленных установках. В этих случаях, как уже отмечалось, целесообразно проектировать теплообменники с промежуточным отводом конденсата по высоте труб.

Процесс кипения, так же как и конденсация, может быть пузырьковым и пленочным. Для определенного рода жидкости коэффициент теплоотдачи при развитом кипении зависит лишь от тепловой нагрузки и давления насыщения. Эти зависимости устанавливают либо из опыта, либо на основе обобщенных критериальных уравнений. Например, для воды в диапазоне давлений примерно от 1·105 до 40·105 Па при отношении (р/ркр) ≤ 0,18 получена зависимость:

150314_f55

где q – Вт/м2; р – Па;

150314_f56

При ламинарном движении паровой пленки и переносе теплоты сквозь паровую пленку на поверхности теплообмена только теплопроводностью рекомендуют пользоваться следующими формулами:

средний коэффициент теплоотдачи на вертикальной стенке высотой h

150314_f57

средний коэффициент теплоотдачи при кипении на наружной поверхности горизонтальной трубы

150314_f58

Для вертикальной стенки (трубы) более вероятным будет не ламинарный, а турбулентный характер движения пленки пара. Тогда среднее значение Nu описывается зависимостью

150314_f59

Физические параметры в этом случае относятся к средней температуре паровой пленки.


© 2013 - 2017 Учебно-образовательный портал "Все лекции"
Материалы, представленные на страницах нашего сайта, созданы авторами сайта, присланы пользователями, взяты из открытых источников и представлены на сайте исключительно для ознакомления. Все авторские права на материалы принадлежат их законным авторам.
Разработка сайта - Скобелев Алексей





Яндекс.Метрика