管壳式换热器的设计及计算.docx
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管壳式换热器的设计及计算
第一章换热器简介及发展趋势
概述
在化工生产中,为了工艺流程的需要,常常把低温流体加热或把高温流体冷却,把液
态汽化或把蒸汽冷凝程液体,这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。
进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。
换热器是通用的一种工艺设备,他不仅可以单独使用,同时又是很多化工装置的组成部分。
在化工厂中,换热器的投资约占总投资的10%——20%,质量约为设备总质量的40%左
右,检修工作量可达总检修工作量的60%以上。
由此可见,换热器在化工生产中的应用是
十分广泛的,任何化工生产工艺几乎都离不开它。
在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。
70年代的世界能源危机,有力地促进了传热强化技术的发展,为了节能降耗,提高工
业生产经济效益,要求开发适用于不同工业过程要求的高效能换热设备[1]。
这是因为,随
着能源的短缺(从长远来看,这是世界的总趋势),可利用热源的温度越来越低,换热允许
[2]
[1]
温差将变得更小,当然,对换热技术的发展和换热器性能的要求也就更高[2]。
所以,这些
年来,换热器的开发与研究成为人们关注的课题,最近,随着工艺装置的大型化和高效率化,换热器也趋于大型化,向低温差设计和低压力损失设计的方向发展。
同时,对其一方面要求成本适宜,另一方面要求高精度的设计技术。
当今换热器技术的发展以
CFD(ComputationalFluidDynamics)、模型化技术、强化传热技术及新型换热器开发等形成了一个高技术体系[3]。
当前换热器发展的基本趋势是:
继续提高设备的传热效率,促进设备结构的紧凑性,加强生产制造的标准化系列化和专业化,并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。
各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。
在压力、温度和流量的许可范围内,尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下,新型紧凑式换热器将进
步取代管壳式换热器。
总之,为了适应工艺发展的需要,今后在强化传热过程和换热设备方面,还将继续探索新的途径。
强化传热技术
所谓提高换热器性能,就是提高其传热性能。
狭义的强化传热系指提高流体和传热面
之间的传热系数。
其主要方法归结为下述两个原理,即使温度边界层减薄和调换传热面附
近的流体,前者采用各种间断翅片结构,后者采用泡核沸腾传热[2]。
最近还兴起一种EHD
技术,即电气流体力学技术,又称为电场强化冷凝传热技术,进一步强化了对流、冷凝和沸腾传热,特别适用于强化冷凝传热,并适用于低传热性介质的冷凝,因而引起人们的普遍关注[3]。
其原理是,对某些不导电液体的表面施以相垂直的电场,使液体表面变得很不稳定,借冷凝液表面的张力作用和在静电场下液膜的不稳定现象使液膜厚度减薄,从而
强化冷凝传热。
其所需电场耗用的电力很小。
人们想尽各种办法实施强化传热,归结起来不外乎两条途径,即改变传热面的形状和在传热面上或传热流路径内设置各种形状的湍流增进器或插入物。
传热面形状的改变
改变传热面形状的方法有多种,其中用于无相变强化传热的有:
横槽管、螺旋槽管(S
管)和缩放管。
新近又开发出偏置折边翅片管(一种间断翅片管)和螺旋扁管,后者也叫麻
花管(TwistedTube),这原是瑞士的Allares公司技术,后经布朗公司(BrownFintube,Ltd.)改进,是一种高效换热元件[4]。
用于有相变强化传热的强化沸腾传热管有:
烧结多孔表面管、机械加工的多孔表面管(如日本的Themoexcel2E管)、电腐蚀加工的多孔表面管
[5]、T型翅片管、ECR4(管和Tube2B型管。
从所报导数据来看,在整体低肋管上切纵槽后
再滚压成型的Tube2B型管似乎有较高的传热性能,它可能符合薄液膜面积较大,隧道与外界液体相通,因而有利于蒸汽流出和液体吸入等要求[6]。
俄罗斯也开发出一种称之为“变形翅片管”[7]的传热管,可用于空分装置的冷凝2蒸发器[8]。
用于强化冷凝传热的传热管有:
纵槽管、低螺纹翅片管、锯齿形翅片管(ST管)和径向辐射肋管式翅片管(R管)等。
近年来,Hamon2Lummi公司又新推出一种SRC翅片管(SRCFinTube)⑶,用于冷凝传热。
内翅片管与横槽管和螺旋槽管一样,不但可用于单相对流传热,也可有效地用于强化管内流动沸腾传热[9]。
而横槽管和螺旋槽管不但能强化管内传热,同时杆(RodBaffles)、窗口不排管(NTIW)和波网(Nest)等新壳程结构[10]。
随后有人设还能强化管外传热。
外翅片管可以利用液体表面张力减薄冷凝液膜厚度以强化传热,这一发现大大促进了新型翅片管的研究开发。
人们用不同金属制造不同形状的翅片管,其翅片形状有:
三角肋三角槽、梯形
肋三角槽、梯形肋梯形槽、三角肋梯形槽和WolverineTube2C管等。
翅片密度在50〜3000
个翅片,与光管相比,给热系数可提高1〜12倍[11]。
俄罗斯还介绍了1种空冷器用的轧制翅片管,为双金属管,每隔1个翅片有切口,用以强化传热[12]。
俄罗斯还有1种金属丝缠绕的绕丝翅片管[14]和气动喷涂翅片管[13]。
内螺旋翅片管(NL管)是美国新开发的1种高效强化管内相变传热元件,根据翅片形状不同,可分为三角肋、梯形肋和矩形肋等,用于沸腾传热。
内波纹螺纹管在湍流时可使对流传热系数增加1倍多。
多头内螺纹管(ISF管)也是一种高效强化传热管,具有较好的强化管内沸腾传热的性能,传热膜系数为光管的
116〜212倍,在相同的传热面积下,能够完成相当于光管168%-200%的传热负荷。
ISF
管的强化传热作用主要是内表面和二次流的增加所致。
可用于干式蒸发器,与目前制冷行业通用的星形内肋管蒸发器相比,质量可以减轻近50%。
截面管也是近年来国外研究开发
的强化传热元件,可分为蛋形管、豆状管和菱形管,统称为异形管。
实验证明,此类管件与光圆管相比,具有显著的强化传热效果。
流路湍流增进器与管内插入物
增进器是在传热面附近设置一个小物体(不一定与传热面相连接),它可以是各种形状和型式,最常见的是在传热面上等距离设置突起物,通过搅乱流动来达到强化传热的目的[14]。
管内插入物有:
扭带(Turbulators)、螺旋片、螺旋线圈(SpireleElements)和静态混合器(KenicsMixers)。
它们适合于强化管内单相流体传热,尤其对强化气体、低雷诺数或高粘度流体传热更为有效[9]。
最近,国外又开发出一种称之为HitranMatrixElements
的花环式插入物,它是一种金属丝制翅片管子插入件(Wire2FinTubeInserts),能增强湍流,改善传热性能。
它是英国CalGarinLtd.公司的产品,并取得了专利权[15]。
壳程设计
为了强化壳程传热,除上述改变管子外形或在管外加翅片外,另一途径就是改变壳程
档板或管间支撑物。
为了克服单弓形档板的缺点,先后开发了双档板(DoubleSegmentalBaffles)、三档板(TripleSegmentalBaffles)、折流计了一种“外导流筒(ShellsideFlow
Distri2bution)”结构,接着又出现了整圆槽孔折流栅板[11]。
最近ABBLummi公司又新
推出了HelicalBaffles折流板结构[12]。
实践证明,这些改进都大大降低了流体在壳程中的阻Taborek曾指出,流体在壳程中作纵向流动是管壳式换热器中的最理想结构形式,如
果壳程流体流量足以保证在湍流条件下作纵向流动,这种选择看来是有利的。
为了强化壳程传热,目前,壳程设计也在向各种强化结构组合的方向发展。
新型换热器
近年来,随着制造技术的进步,强化传热元件的开发,使得新型高效换热器的研究有
了较大的发展,根据不同的工艺条件与换热工况设计制造了不同结构形式的新型换热器,并已在化工、炼油、石油化工、制冷、空分及制药各行业得到应用与推广,取得了较大的
、日
经济效益。
国外推出的新型换热器有:
ABB公司的螺旋折流板换热器(HelixchangerTM)、HamonLumm公司的SRCT空冷式冷凝器⑶、Packinox换热器⑶、NTIW列管式换热器何、英国CalGavin公司的丝状花内插物换热器(Hitran)[17]、日本的Hybrid混合式换热器[18],俄罗斯的变形翅片管换热器[8]、喷涂翅片管冷却器[19]、非钎焊金属丝缠绕翅片管换热器[14]和螺旋绕管式换热器[21]、美国Chemineer公司的Kenics换热器(KenicsHeatExchanger)
本的SMH换热器(内插静态混合器)、美国BrownFintubeLtd.的带扭带插入物的湍流增强式换热器(Ex2changerWithTurbulator)和麻花扁管换热器(TwistedTubeHeat
Exchanger)、美国Yuba公司的HemilokOR换热器、澳大利亚RoachHeatExchangers公司的柔性换热器(FlexibleHeatExchanger)等。
此外,还有日本日阪制作所生产的世界单台最大处理能力为5000m/h的UX210型板式换热器、法国NordonCryogenie公司生产的6900m材1525m材1300mm长X宽X高)换热面为1500吊的板翅式换热器、英国Michael
WebbProcessEquipmentSupply公司的提箱式全焊板式换热器和其他各种紧凑式换热器
(包括半焊式和全焊式板式换热器)、美国传热公司的FIVER2ROC式防振结构换热器。
更值一提的是在今年欧洲化工设备展览会上,法国LeCarbone公司还推出了1种称为新奇换
热器(ExoticHeatEx2changer),它是一种防腐的钽制换热器,光滑如玻璃,供制药工业,配有防污平管板,避免了任何污物在管接合处聚积。
该换热器尺寸很大。
此外,空冷器方向也有新进展。
以上介绍的各式换热器的设计思想各有新颖之处,结构上各具特色。
有的
在于强化管内传热,有的着眼于壳程强化传热,有的改进了管箱设计,有的着重防止管板诱导振动,有的紧凑了设备结构,有的在于防腐防垢。
其中最先进的要数PACKINOX、SRCTM、
Helix2changerTMTwisted2tubeExchanger、H-2TRAN、Hybrid、ExoticHeatExchanger
几种换热器。
PACKINO换热器实际上是一种新型板式换热器,代替列管式换热器用作炼
油厂催化重整装置混合料换热器,并且得到了迅速推广应用。
SRCT换热器,采用扁平翅
片管(19mnX200mm)由于传热面造型特异,最适于强化传热,解决了偏流问题。
其用于
空冷式换热,传热特性高,压力损失低。
He2liechangerTM换热器,采用了螺旋状折流板
结构,设计原理是:
将圆截面的特制板安装在拟螺旋状折流系统中。
每块折流板占换热器壳程中横剖面的1/4,其倾角朝向换热器的轴线,即与换热器轴线保持一倾斜度。
相邻折流板的周边相接,与外圆处成连续螺旋状,折流板轴向重叠。
如欲减少支撑管子的跨度时,
也可以采用双螺旋设计。
独特的设计避免弓形折流板曲折的Z字形流道系统导致的死角和
较高的返混。
美国Brown公司最新推出了Twisted2tubeExchanger换热器,此换热器原本
是瑞典Allares公司产品,Brown公司作了改进。
其螺旋扁管制造过程包括“压扁”、
扭”两个工序。
由于管子结构独特,使管程与壳程同时处于螺旋流动,促进了湍流程度。
该换热器总传热系数较常规换热器高40%,而压力降几乎相等。
换热器组装时亦可采用螺
旋扁管与光管混合方式。
这种换热器在化工、石油化工行业中将具有广阔的应用前景
[11]。
HiTRAN换热器,采用丝状花内插物,可使流体在低速下产生径向位移和螺旋流相叠加的三维复杂流动,可提高诱发湍流和增强沿温度梯度方向上的流体扰动,能在不增加阻力的条件下大大提高传热系数[13]。
Hy2brid换热器是日本近几年开发的一种新型换热器,它综合了板式换热器与管壳式换热器两者的优点,克服了板式换热器因密封问题而受到限制的弱点,很有发展前途[20]。
第二章换热器工艺尺寸的选择
换热器几何尺寸
如换热器形式、流体走向、卧
在设计过程中可以选择HTFSEHTR进行设计计算,有时需要使用ASPENPLUS模拟工艺物料的物性数据。
先进行设计性计算,输入基础数据,
立式、流体温度、压力、流量及物性数据等,进行运算得出比较合适的换热器直径和换热管长,再进行校核型和模拟型计算,核算所选换热器是否满足设计要求。
换热器的直径
关于换热器的直径,目前国内已有的标准系列(mm):
150,200,250,300,(350),400,(450),500,(550),600,(650),700,800,900,1000,(1100),1200,(1300),1400,(1500),1600,(1700),1800,(1900),2000,2200,(2300),2400,2600,2800,3000,3200,3400,3600,3800,4000。
凡是()记号的换热器直径,尽可能不选。
若换热器直径
小于400,可以选用无缝钢管制造换热器,因此可选用的无缝钢管外径规格有:
159,219,273,325,(377)。
换热管长
在换热器设计中基本采用下列管长(mm):
1500,2000,2500,3000,4500,5000,6000,
7500,9000,12000,最常用的管长为1500,2000,3000,6000四种。
一般钢管长6m或12m
选取的换热管长度符合其模数就没有余量,比较节约材料。
同时选用换热管长度时要注意
与换热器直径相匹配,换热器的换热管长度与公称直径比在4〜25之间,常用的为6〜10,
立式换热器多为4〜6。
换热管标准管径和管间距
在设计中基本采用标准管径(mm):
不锈钢:
①19X210,①25X210,①32X310,①38
X310;碳钢:
①10X115,①19X210,①25X215,①38X310,①57X315,换热管的间
距最小是换热管外径的1125倍。
特殊情况除外。
换热管排列方式
TEM标准中换热管有四种排列形式:
30°、45°、60°、90°。
换热管排列形式
一般情况30°和60°排列多排约17%的管子,因而单位面积的金属耗量较低。
一般当
换热器直径小于500mm壳程不易结垢或采用固定管板式换热器,换热器壳程进行化学清洗时,宜采用30。
或60。
排列;当换热器直径大于500mm壳程易结垢、采用可拆卸管束
的换热器形式,换热器壳程可进行机械清洗时,宜采用45°或90°排列。
30°和45°排列
为错列,介质流动时形成湍流,对传热有利;60°和90°排列为直列,介质流动时有一部
分是层流,对传热有不利影响。
因此对无相变换热器,其传热与介质流动状态关系较大,宜采用30°和45°排列;对有相变换热器,其传热与介质流动的关系较小,却与管壁凝液流动方向关系较大,故凝液流动方向上换热管数量是这类换热器管子排列所应考虑的主要因素,宜采用60°和90°排列。
物料污垢系数
一般情况下,物料污垢系数对换热器的传热系数有较大影响,因此污垢系数的选取也直接影响到换热器的设计。
工艺物料的污垢系数应由专利商在工艺包中提出,在没有数据的情况下可以根据物料特性、清洁度、粘度等选取。
如汽相物料可取〜m•K/W比较干净
的液体物料可取〜m•K/W比较脏的物料可取〜m•K/W甚至更高。
公用工程的污垢系数,除了有具体说明外,可参考以下数据选取
循环冷却水:
-K/W
冷冻盐水:
-K/W
密封油:
-K/W
蒸汽:
-K/W
氮气:
-K/W
间接冷却水:
-K/W
传热系数
在管侧热阻、壳侧热阻、污垢热阻和管壁热阻中分析导致热阻的主要原因。
一般管壳式换热器的管壁热阻在总热阻中只占很小的比例,对传热系数影响不大。
如是管侧热阻或壳侧热阻起决定作用,应该采取措施有效地增强湍动效果以提高传热系数,如是污垢热阻起决定作用,应该采取措施使换热器有效除垢以提高传热系数。
平均温差
平均温差是对数平均温差,但当多管程或多壳程时,需要修正平均温差。
流体流速
一般流体流速都有合理的范围,特别是对于甲类和乙类流体还有安全流速,因此要分
析流速是否合理,操作安全性是否可靠。
流体压降
其实流体压降与流速有密切关联,要分析压降是否合理,是否满足工艺要求。
其它
换热器的长径比、介质走向、防冲板的设置、折流板间距、换热器清洗等问题也要在
设计中加以注意。
经过结果分析后,一切参数均能满足工艺要求,换热器的工艺设计才算完成。
分析
计算后,要对计算结果进行分析,有可能实际选取的换热器与计算结果有较大差别,
主要原因是:
(1)传热过程往往不是单一过程,它与流体流动、物质传递、流体性质等密切相关,增加了问题的复杂性。
(2)流体的物性数据不够准确。
(3)介质的污垢问题没有较好的解决,在选取污垢系数时还有一定的偶然性。
因此,工程上允许有一定的设计偏差,有时使用值比计算值可高出30%甚至更高,在
设计过程中要结合工程的实际情况选取一定的余量,这样对计算结果的分析就显得尤为重要了。
第三章换热器的工艺设计
题目
3.1.1已知条件:
换热器设计(尿素一车间列管式解吸热交换器)物料:
液氨(NH),液态二氧化碳(CO),以及Ur(少量),冷凝液等,其中冷凝液走壳程;工艺条件:
表工艺条件表
Tab.Technologicalconditions
操作压力温度
流量
密度
管程
45-113C(入/出)
11(m3/s)
916kg/m3
壳程
151-60C(入/出)
(m3/s)
990kg/m3
3.1.2查表得物性参数,进行物料衡算:
表物性参数表
Tab.Theparameterofphysicalaspects
密度/
kg/m3
比热容
/kJ/(kg「C)
黏度
/Pa•s
导热系数/kW/(m•C)
尿液
916
X10-3
冷凝液
990
X10-3
试算和初选换热器的型号
3.2.1管壳式换热器的热负荷计算和冷却水流量的计算
在管壳式换热器的设计中,要根据换热器的工艺条件初步确定换热器的传热系数,以便初步确定换热器的传热面积和结构尺寸。
在初步确定换热器结构尺寸的基础上,对换热器的管程换热系数和壳程换热系数进行传热计算;最后进行核算,其中包括壳、管程压力降的核算,管束壁面温度的核算等。
经过不断地调整换热器的结构尺寸,直至满足设计要求。
下面以常见弓形折流板的管壳式换热器为例,说明管壳式换热器的传热计算。
因此题目经分析和到现场观察、咨询可知,传热过程中未涉及到相变化,仅仅是为了提高尿液的温度热进行地单纯的传热过程,因此根据第二章的相关内容做如下计算:
尿液吸收的热量Q为
冷凝液的流量
3.2.3初步确定换热器的传热面积和结构尺寸
换热器的传热面积是由换热器的热负荷、传热系数和换热器冷、热介质的平均对数温差确定的,换热面积确定后,可以初步确定换热器的结构尺寸。
换热器换热面积计算公式如下:
AQ/Ktm
式中A—换热面积;K—传热系数;
200〜400W/
由资料可知,高温流体为冷凝液,低温流体为尿液的总传热系数范围为(rf・C),取K=300W/(rf-C)
m,[A95300CQ2
贝^A96rf
30033.24
由传热面积可查文献[13]表得:
管长:
2000mm管程:
1,管子数:
270,管子规格:
①25X,壳径:
600mm折流板
核算压强降
3.3.1管程压强降
PiP
P2FtNP
其中Ft
1.4
Np1
Ui
Vs
157
9940.2352
0.67m/s
设管壁粗糙度为&
=mm,
所以
P2
3u2
2543
3.3.2
壳程压强降
Rei
/di=20=,由文献
u2/20.38
/23994
6691.41
管子转角为60°正三角形,F=
取折流板间距h=600mm
NsL
6
0.6
所以
0.5
O.6799418321
0.002
0.727
[13]中入一Re关系图中查得入
diUii/i
(湍流)
9940.672/22543Pa
0.672/2669Pa
4497Pa
其中
壳程的流通面积A。
hDncd。
0.6
529
U0
Re。
d0U0
Fs1.15
FfonicNs
300.25
Ns1
u2/2
0.15m
0.98uo=0.98m/s
36000.15
0.0250.98583172090.00083
0.08_,一0.08c„
05Re05172090.54
0.5430915830.982/222676Pa
经核算管程、壳程压强降符合要求。
核算换热系数计算
Rei18321(湍流)
为管程内介质的导热系数;
为管程内介质的比热容;
为管程内介质的黏度;
3.4.2壳程换热系数0的计算
因壳程内发生相变化,则可由下式计
GW
GgLN2/3
52913
2/3
6749
13.9
00.945
321/3
g
Gg
0.945
0.4323583212.7107依
0.30610.23
式中
=4195Kcal/(m
2「C)=4879W/(m2•
Gg为蒸汽自进口到出口质量流量算术平均值;
0为壳程内介质的传热系数;
为换热管的长度;
为换热管的数量;
入为壳程内介质的导热系数;
为壳程内介质的液相密度;
为壳程内介质的黏度;
343总传热系数
Ko
Rso
0.0000860.00017空空
48792020
=2116W/(m2•r)
式中do为换热管的外径;
di为换热管的内径
Rso为壳程内的污垢内阻;
Rsi为管程内的污垢内阻;
通过对换热器管程和壳程换热系数的计算,K/K=,说明换热器初步结构设计是合理的。
设计结果为:
选用固定管板式换热器。
已知条件
管程介质温度:
由工艺计算求得的换热面积为96m。
计算
由第三章的计算可知:
管长:
2000mm管程:
1,管子数:
270,管子规格:
①25X,壳径:
600mm折流板
间距:
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