列管式换热器工艺设计

《列管式换热器工艺设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《列管式换热器工艺设计（79页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、第二章 列管式换热器工艺设计,第一节 概述,目录,第二节 无相变换热器工艺设计,一、列管式换热器的应用,二、列管式换热器设计简介,第一节 概述,一、列管式换热器的应用,换热器是化学,石油化学及石油炼制工业以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备。 它不仅可以单独作为加热器，冷却器使用 而且是一些化工单元操作的重要附属设备。 因此在化工生产中占有重要的地位。 换热器定义：使热量从热流体传递到冷流体（或反之）的设备称为换热器。,1、主要作用 （1）使热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体（或反之），使流体温度达到工艺流程规定的指标 （2）回收余热、废热，提高热能总利用率,2、换热器分类及特点 由

2、于工艺生产中所用换热器的目的和要求各不相同，换热设备的类型 也多种多样。 工业上所用的换热设备以间壁式换热器居多。,按作用原理或传热方式分 直接接触式传热效率高、传热面积大、结构简单、价格便宜，仅适用于工艺允许两种流体混合的场合 蓄热式换热器结构紧凑、价格便宜、传热面大、适合于气气交换，适合于允许有少量流体混合的场合,间壁式换热器的类型也是多种多样，从其结构上大致可分为: 管式换热器主要包括：蛇管，套管、热管换热器、列管式换热器; 板式换热器主要包括：板式，螺旋板式 、板壳式换热器 其它形式的换热器：夹套式、翅片式等,3、各种换热器的优缺点 不同的换热器各有自己的优缺点和适用条件，一般来说板式

3、换热器传热面积较大，设备 紧凑，材耗低，传热系数大，热损失小。 但承压能力较低，工作介质的处理量较小且制造加工较复杂，成本较高。,管式换热器: 具有结构简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适用面广等突出优点， 因此被广泛用于化工生产中。 列管式换热器: 在化工生产中应用最为广泛，设计资料和数据较为完整，技术上比较成熟。,列管式换热器的设计、制造、检验与验收 必须遵循中华人民共和国国家标准”钢制管壳式(即列管式)换热器”(GB151)执行.,二、列管式换热器设计简介,换热器的公称直径做如下规定: 卷制圆筒，以圆筒内径作为公称直径，mm； 钢管制圆筒，以钢管外径作为公称直径，mm； 换热器

4、的传热面积：是以传热管外径为基准，计算所得到的管束外表面积的总和，m2。 公称传热面积，指经圆整后的计算传热面积。,换热器的公称长度： 以传热管长度（m）作为换热器的公称长度。为直管时，取直管 长度；传热管为U型管时，取U型管的直管段长度。 该标准还将列管式换热器的主要组成部 件为：前端，管箱、壳体和后端结构（包括管束)四部分， 详细分类及代号,列管式换热器型号的表示方法如下：,列管式换热器的工艺设计包括下列内容： (1)根据生产任务和要求确定设计方案； (2)初步确定换热器结构和尺寸； (3)核算换热器的传热能力及流体阻力； (4)确定换热器的工艺结构。,一、设计方案选择,二、工艺结构设计,

5、三、换热器核算,第二节 无相变换热器工艺设计,设计方案的是： 达到工艺要求的热流量 操作上要安全可靠 结构上要简单 可维护性要好 尽可能节省操作费用和设备投资,一、设计方案选择,设计方案主要包括如下几个问题： （一）选择换热器的类型 （二）流程安排的一般原则 （三）加热剂或冷却剂的选择 （四）流体进出口温度的确定,(一) 选择换热器的类型 1 、固定管板式,（动画）,固定管板式换热器 适用于壳体流程清洁，不易结垢或管外侧污垢能用化学方法除掉的场合 同时要求壳体壁温与管子壁温差不大(50) 当超过此应加温度补偿装置，通常是加一膨胀节 这种装置只能用在管壁与壳体壁温差低于6070及壳程压力不高的场

6、合。,2、浮头式换热器 主要特点： 优点：管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内,管束可在壳体内自由伸缩，不会产生热应力 缺点：结构较复杂，造价高，制造安装要求高。,适用于壳程流体易结垢，或壳体壁温 与管壁温之差较大的场合，但要求管程流体较清洁，不易结垢。,3、U型管式换热器,4 、填料函式换热器 优点：具有浮头换热器的优点，克服了固定管板式换热器的缺点 结构比浮式简单，制造方便，易于检修清洗 常用于一些腐蚀严重，经常更换管束的场合。,缺点： 密封性能差，故壳程中不宜处理易燃，易爆或有毒的流体 同时要求壳程流体的压力不宜过高,（二）流程安排的一般原则： 1、易结垢流体应走易于清洗的一侧。 2

7、、在设计上需要提高流体的速度时,应将需要提高流速的 流体放在管程。 3、具有腐蚀性的流体应走管程。 4、耐高压的流体应走管程。 5、具有饱和蒸汽冷凝的换热器，饱和蒸汽应走壳程 6、粘度大的流体走壳程高,（三）加热剂或冷却剂的选择 一般情况下 是否选用加热剂或冷却剂的流体应根据实际情况确定 特殊情况下 需要设计者自行选择。,（四）流体进出口温度的确定 工艺流体的进出口温度是工艺条件所定的 加热剂或冷却剂的进口温度也是由此确定 但其出口温度有时可由设计者选定 该温度直接影响加热剂或冷却剂的用量以及换热器的大小，因而这个温度的确定有一个经济上的优化问题。,（一）估算传热面积 1、传热器的传热量 换热

8、器的热流量是指在确定的物流进口条件下，使其达到规定的出口状态冷热流体间所交换的热量，或是通过冷热流体的间壁所传递的热量。,二、工艺结构设计,在忽略热损失的条件下，对于无相变的工艺物流，换热器的热流量由下式确定 Q1= m1Cp1t1 (3-1) 式中 Q1热流量，W； m1 工艺流体的质量流量，kg/s； Cp1工艺流体的定压比热容kJ/(kg.k) t1工艺流体的温度变化，K,对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定 Q1=D1r1 (3-2) 式中 D1 蒸汽冷凝质量流量，kg/s； r1 饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg.,2、加热剂或冷却剂用量 加热剂或冷却剂用

9、量取决于工艺流体所需的热量及加热剂和冷却剂的出口温度 此外还和设备的热损失有关 对于工艺流体被加热的情况，加热剂所放出的热量等于工艺流体所吸收的热量与损失的热量之和，即,即 Q2=Q1+Q3 (3-3) 式中 Q1工艺流体所吸收的热量，w； Q2加热剂所放出的热量，w； Q3损失的热流量，w,若以水蒸气作为加热介质，则水蒸气的用量可用下式确定 W=Q2/rw 式中 W水蒸气的流量，kg/s； rW 水蒸气冷凝热,kJ/kg,若以无相变流体作为加热剂，则用量如下 m2=Q2/Cp2t2 （3-4） 式中 m2加热剂质量流量，kg/s； Cp2加热剂定压比热容，kJ/(kg.k)； t2 加热剂的

10、出口温度变化，k。,对于工艺流体被冷却的情况，工艺流体 所放出的热量等于冷却剂所吸收的热量与损失之和 在实际设计中，常忽略热损失， 计算冷却水用量公式 m3= Q1/Cp3t3 （3-5）,m3= Q1/Cp3t3 （3-5） 式中 m3冷却剂质量流量，kg/s Cp3冷却剂比压热容，kJ/(kgk) t3冷却剂进出口温度的变化，k 关于换热设备热损失的计算可参考有关文献进行计算，一般近似取换热器热流量的3%5%,3、平均传热温差 平均传热温差是换热器的传热推动力 对于列管式换热器，常见的流型有三种： 并流、逆流和折流 对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热 器两端流体温度的对数平均温差表示，

11、 tm= (t1- t2)/ln (t1/ t2) 式中 tm逆流或并流的平均传热温差，k；,t1 ，t2可按图3-6所示进行计算 折流情况下的平均传热温差可先按逆流情况计算，然后加以校正，即 tm=t tm逆 式中 tm折流情况下的平均传热温差,k t温差校正系数,4、估算传热面积 Ap=Q/Ktm 式中 Ap估算的传热面积，m2； K假设的传热系数，w/(m2.k)； tm平均传热温差，k,（二）选择管径和管内流速 目前国内常用的换热管规格和尺寸偏差 见表3-2。 管径选择基本原则： 若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高，而且对于同样的传热面积来说可减少壳体直径。 但管径小，流动阻力

12、大，机械清洗困难，设计时可根据具体情况用适宜 的管径。,（三）选择管长、确定管程数和总管数、换热器的单程管子数： （3-9） 式中 ns单程管子数目； v管程流体的体积流量，m3/s； di传热管内径，m； u管内流体流速，m/s。,可求得按单程换热器计算所得的管子长度： L=Ap/ns d0 (3-10) 式中 L按单程管子计算的管子的长度，m d0管子外径，m,如果按单程计算的管子太长，则应采用多管程 此时应按实际情况选择每程管子的长度。 确定了每程管子长度之后，可求得管程数 (3-11) 式中 L按单程换热器计算的管子长度m； l选取的每程管子长度，m； Np管程数（必须取整数）,换热器

13、的总传热管数为 NT=Npns (3-12) 式中 NT换热器的总管数。,（四）平均传热温差校正及壳程数 若选用多管程换热器，可提高管内表面传热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并损失部分传热温差 这种情况下的平均传热温差由式（3-7）计算。 其中：,（3-13a) (3-13b) 式中 T1 、T2 热流体进出口温度, t1、t2 冷流体进出口温度，,（五）管子排列 传热管在管板上的排列有三种基本形式： 正三角形、正四边形和同心圆排列。如图，,（六）管心距 管板上两传热管中心距离称为管心距。 一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心的距离用下式计算 于是可求各程相邻管子的管心距为2s。,（七

14、）管束的分程方法 管束的分程方法常采用平行和T形方式 其前后管箱中隔板形式和介质的流通顺序如图所示,（八）壳体内径 换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。对于单管程换热器壳体内径由下式确定 D=t(b-1)+(23)d0 式中 t 管心距， mm； d0传热管外径，mm。,（九）折流板和支撑板 折流板有横向折流板和纵向折流板两类。 横向折流板同时兼有支撑传热管，防止产生震动的作用。 常用的形式有弓形折流板和圆盘-圆环形折流板。 弓形折流板结构简单，性能优良，在实际中最常用。 折流板间距，在阻力允许的条件下尽可能 小。,卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配，如图3-1

15、5和图3-16 水平装配，可造成流体的强烈扰动，传热效果好。,（十）其他主要附件 1、旁路挡板 如果壳体和管束之间的环隙过大，流体 会通过、环隙短路，这时应设旁路挡板。,2、防冲挡板 为防止壳程进口处流体直接冲击换热管， 产生冲蚀，在壳程物料进口处设置防冲挡板,（十一）接管 管程流体进出口接管不宜采用轴向管 如必须采用轴向接管时，应考虑设置管程防 冲挡板，以防止流体分布不均或对管端的侵蚀。,换热器的核算主要包括换热器的热流量， 传热管壁温和流体阻力 （一）热流量核算 核算目的：检验所设计的换热器能否达到 所规定的热流量，并留有一定传热面积余度。 列管式换热器传热面积以传热管外表面为准,三、换热

16、器核算,式中 K 传热系数，W/m2K； a0 壳程表面传热系W/m2K； R0壳程污垢热阻，m2K/W； Rw管壁热阻， m2K/W； Ri 管程污垢热阻， m2K/W； D0传热管外径，m； Di传热管内径，m； Dm传热管平均直径，m； Ai管程表面传热系数，W/m2.K。,（3-21）,规定:,式中 t管间距，m d0 传热管外径， m 雷诺数：Re0=deu0/, 0=V0/S0 式中 V0 壳程流体的体积流量，m3/s S=BD(1-d0/t) B 折流板间距，m d0 管子外径， m t 管子间距，m,式3-22适用条件是Re=2(103106),弓形折流板圆缺高度为直径的1/4

17、 若圆缺高度为其它值时，用壳程表面系数表求出传热因子jH,并用下式求出表面系数 a0= jH/de(pr)1/3(/w)0.14,（2）壳程为饱和蒸汽冷凝,水平管束冷凝 a*=a0(g3)1/3 式中 a*无量纲冷凝表面传热系数 a0冷凝表面传热系数，W/m2.K Re=4M/,M=m/lns 式中 m冷凝液质量流量，kg/s L传热管长度，m ns当量管束，m,3、污垢热阻和管壁热阻 管壁热阻取决于传热管壁厚度和材料，其值为 RW=b/w 式中 b传热管壁厚，m w管壁热导率，m.K/W 常用金属热导率见下表,4、换热器面积裕度,在规定热流量下，计算了传热系数Kc和平均传热温差后，则与Kc对

18、应的计算传热面积为 Ac=Q1/Kctm 根据Ac，Ap可求出该换热器的面积裕度 H=Ap-Ac/Ac 式中 H换热器面积裕度 Ap实际传热面积，m2 Ac计算传热面积，m2,（二）传热管和壳体壁温核算,对于稳定的传热过程，若忽略污垢热阻，则有 式中 Q换热器热流量, Tm热流体平均温度， Tw热流体管壁温度， tm冷流体平均温度， tw冷流体管壁温度， h 热流体侧的表面传热系数，m2.K,Q=hAh(Tm-Tw)=cAc(tw-tm),ac冷流体侧的表面传热膜系数，m2.K Ah热流体侧的传热面积，m2 Ac冷流体侧的传热面积，m2 因此有 考虑污垢热阻影响,h，Rc分别为热流体和冷流体污

19、垢热,m2.K/W 一般情况下，管壁温度可取为： 当管壁热阻小，可忽略不计，则可依下式计算管壁温度,液体平均温度（过度流及湍流） Tm=0.4T1+0.6T2 tm=0.4t2+0.6t1 液体（层流阶段）及气体平均温度 Tm=1/2(T1+T2) tm=1/2(t1+t2) 式中 T1热流体进口温度， T2热流体出口温度， t1冷流体进口温度， t2冷流体处口温度，,（三）换热器内流体阻力计算,1、管程阻力 管程流体阻力等于流体流经传热管只管阻力和换热器管程局部阻力之和，即 pt=(pi+pT)NsNpFs 式中 pi单管程直管阻力 Pr局部阻力 Ns壳程数 Np管程数,Pt管程总阻力 Fs 管程结垢校正系数，可近似取1.5 其中，直管阻力和局部阻力计算如下 Pi= il u2/ 2di Pr= u2/2 式中 i摩擦系数； l传热管长度，m di传热管内径,m；u流体流速,m/s 流体密度,kg/m3；局部阻力系数,2、壳程阻力,埃索法如下 Ps=P0+ Pi Fs Ns 式中 Ps壳程总阻力，pa P0流体流过管束的阻力，pa Pi流体流过折流板缺口阻力pa Fs壳程结垢校正系数（对液体为1.15，对气体为1.0） Ns壳程数,