列管式换热器的设计

列管式换热器的设计一、概述在化工、石化、石油炼制等工业生产中，换热器被广泛使用。在一般化工的建设中，换热器约占总投资的11％。在炼油厂的常、减压蒸馏装置中，换热器约占总投资的20%。若按工艺设备重量统计，换热器在石油、化工装置中约占40%左右。随着化工、石化、炼油工业的迅速发展，各种新型换热器不断出现，一些传统的换热器的结构也在不断改进、更新。今后换热器的发展趋势将是不断增加紧凑性、互换性，不断降低材料消耗，提高传热效率和各种比特性，提高操作和维护的便捷性。换热器的类型很多．特点各异，分类方法也不尽相同。苦按其用途分，有加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。技其结构类型分，有列管式、板式、螺旋板式、板翅式、板壳式利翅片管式等。若按传热原理和热交换方式分，有直接混合式、蓄热式和间壁式三类，列管式换热器是间壁式换热器的主要类型，也是应用最普遍的一种换热设备。列管式换热器发展较早，设计资料和技术数据较完整．目前在许多国家中都已有系列化标准产品。虽然在换热效率、紧凑件、材料消耗等方面还不及一些新型换热器，但它具有结构简单、牢固、耐用，适应性强，操作弹性较大，成本较低等优点，因而仍是化工、石化、石油炼制等工业中应用最广泛的换热设备,也是各类换热器的主要类型。二、列管式换热器的结构、固定及各种性能参数1．列管式换热器的结构列管式换热器主要由壳体、换热管束、管板(又称花板)、封头(又称端盖)等部件组成，图1—1为它的基本构型，此式为卧式换热器，除此之外还有立式的。在圆筒形的完体内装有换热管束，管束安装固定在壳体内两端的管板上。封头用螺钉与壳体两端的法兰连接，如需检修或清洗，可将封头盖拆除。图1—1列管式换热器的基本结构冷、热流体在列管式换热器内进行换热时，一种流体在管束与壳体间的环隙内流动，其行程称为壳程；另一种流体在换热管内流动，其行程称为管程。管内流体每通过一次管束称为一个管程。如需要换热器较大传热面积时，则应排列较多的换热管束。为提高管程流体流速，强化传热，可将换热管分为若干组，使流体依次通过每组管子往返多次。流体的这种行程称为多管程。多管程虽有利于提高对流传热系数，但能量损失增加．操作费用增加，传热温度差减小，故管程也不宜过多，以2、4、6程最为多见。换热管束的表面积，即为换热器的传热而积。同理，管外流体在环隙内每通过一次壳体称为一个壳程。为了提高壳程流体的涡流程度，以提高对流传热系数，强化传热，可在壳体内安装横向式或纵向式的折流挡板。这样，壳程流体的流速和流向可不断发生改变，使雷诺数凡在较低时()即可达到湍流。2．换热管的固定管子在管板上的固定，原则是必须保证管子和管板连接牢固，不能在连接处产生泄漏，否则会给操作带来严重故障。目前广泛采用胀接法和焊接法，在高温高压时有时也采用胀接加焊接的方法，近来出现了一种爆炸胀管法。(1)胀接法胀接法是用胀管器挤压伸人管板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时产生弹性交形。当取出胀管器后，管板孔弹性收缩，管板和管子就会紧紧挤压在一起，实现密封紧固。采用胀接时，管板硬度应比管端高，这样可免除在胀接时管板孔产生塑性变形．影响胀接的紧密性。胀接法一般多用于压力低于、温度低于300℃的场合。如果温度高，管子和管板会产生蠕变，胀接应力松弛而引起连接处泄漏。所以对高压、高温、易燃易爆的流体，换热管的紧固多采用焊接法。(2)焊接法当温度高于300℃或压力高于时，一般多采用焊接法。这样可保证高温高压时连接的紧密性，同时焊接工艺较胀管工艺简便，管板孔加工要求低，且压力不太高时可使用较薄的管板，因此焊接法被广泛采用。但焊接法由于焊接接头处的热应力，可能会造成应力腐蚀和破裂，同时管板孔与管于间存在间隙。3．换热管的排列与管数(1)换热管的排列换热管在管板上的排列方法丰要有等边二角形、正方形直列和正方形错列等，等边二角形排列较紧凑，可在一定管板而积上配制较多的管子数．传热效果也好，管板的强度较高，在管板加工时也便于划线与钻孔，但管外清洗较困难。正方形直列则管外清洗方便，适合于壳程流体易结垢的情况，但其对流传热系数较小，一定管板面积可排列的管于数少。若将管束斜转45°，变成正方形错排，可增强传热效果。(2)换热管报数选定了管内流体和管径，由流量方程式可得到单程的管数n，即式中Q——流体体积流量，d——管内径，m——流体流速，m/sn必须为整数。按单管程计算，管长L为式中，A为传热面积，单位为m2。按单程计算时，如管子太长，则可采用多管程，设管程数为m，则式中L——按单程计算的管长，ml——选定的每程管长，m。m必须为整数。这样，换热器的总管数N则为N＝n·m换热器长度与壳体直径之比L／D，一般取6—10，直立设备取4—6。按上述步骤计算后，再进行管子排列，并计算出壳体直径，然后校核L/D的数值。4．管中心距管板上两管中心距离称为管中心距(又指相邻两管的中心距)。管中心距的确定，主要考虑管板的强度和清洗管外表面所需空隙，也与管子在管板上的固定方法有关。当管子采用焊接法固定时，相邻两管的焊缝太近，会相互受到热影响，而使焊接质量不易保证。所以采用焊接法时，管中心距t与管外径do的比例常取t=1.25do。如果采用胀接法，较小的管中心距会造成管板在胀接时，出于挤压力的作用而发生形变，失去了管子与管板间的紧固性，所以来用胀接法时常取t=(1.3—1.5)do。5．管子的分程为了提高管内流体流速，强化对流传热，常常采用多管程。这可在流道(管箱)中安装与管子中心轴线相平行的分程隔板来实现。分程可采用各种不同的组合形成，但每一程中的管数应大致相等。隔板的形式应简单，密封长度应短。常用的管程数有单程、双程、四程和六程。三、列管式换热器的选用步骤与计算1．列管式换热器的选用步骤(1)了解生产任务、工艺特点和基本数据①冷、热流体的流量，进、出口温度，操作压力；②冷、热流体的已知物性参数；③冷、热流体的工艺特点，包括腐蚀性、悬浮物含量、有无相变等。(2)确定流体流动途径(流程)，确定换热器类型(3)进行选择设备型号的有关计算①计算两流体的定性温度，在此温度下查取流体的有关物性参数，如密度、粘度、比热容、导热系数等。②根据生产换热任务计算热负荷。③计算对数平均温度差，并根据温差校正系数不应小于0.8的原则决定壳程数。④根据总传热系数K值的经验数值范围，初步选定总传热系数K值。⑤根据总传热速率方程，由初选的K值，计算出传热面积，由此在换热器系列标准中初步选出合适的设备型号。⑥计算管程、壳程压力降。根据初选的换热器型号，计算两流体的流速和压力降，检查计算结果是否合理或是否满足工艺要求。若压力降不符合要求，则要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或另选一种规格的换热器．再重新计算压力降，直至满足要求为止。⑦核算总传热系数。分别计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算总传热系数，并与开始初选的总传热系数进行比较。如果相差较多，则应再次设定总传热系数，重复以上讨算步骤，直至接近为止。⑧计算传热画积。根据核算后的K值与总传热速率方程，求出完成换热任务所需要的换热器面积A，再与所选换热器的实际面积A’进行比较，一般A’/A＝1.15—1.25，以留一定的裕量。2．列管式换热器的计算传热速率方程式式中Q——传热速率(热负荷)，W：K——总传热系数，；S——与K值对应的传热而积，m2；——平均湿度差，℃。(1)传热速率(热负荷)Q①传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则Q＝式中W——流体的质量流量，kg/h或kg/s；cp——流体的平均定压比热容，kJ／(kg·℃)：T———热流体的温度，℃；t——冷流体的温度，℃：下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。②流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，且冷凝液在饱和温度下排出，则Q=式中W——饱和蒸汽的冷凝速率，kg/h或kg/s；r——饱和蒸汽的气化热kJ/kg。(2)平均温度差△tm①恒温传热时的平均温度差②变温传热时的平均温度差逆流和并流式中△t1，△t2——分别为换热器两端热、冷流体的温差，℃。错流和折流式中△t’——按逆流计算的平均温差，℃；——温差校正系数，无量钢，。温差校正系数根据比值P和R，通过查图所得。该值实际上表示特定流功形式在给定工况下接近逆流的程度。在设计中，除非出于必须降低壁温的目的，否则总要求0.8，如果达不到上述要求，则应改选其他流动形式。(3)总传热系数K(以外表面积为基准)K=式中K——总传热系数，；αi，αo——传热管内、外侧流体的对流体传热系数，；Rsi,Rso——传热管内、外侧表面上的污垢热阻，；di，do，dm——传热管内径、外径及平均直径，m；λ——传热管壁导热系数，；b——传热管壁厚，m。(4)对流传热系数流体的不同流动状念下的对流传热系数的关联式不同。(5)污垢热阻在设计换热器时，必须采用正确的污垢系数．否则热交换器的设计误差很大。因此污垢系数是换热器设计中非常重要的参数。3.流体流动阻力计算主要公式（1）管程压力降多管程列管换热器，管程压力降∑△Pi；∑△Pi=（△P1+△P2）FtNsNp式中△P1——直管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；△P2——回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；可由经验公式△P2=3()估算；Ft——结垢校正系数，无因次，Φ25x2.5mm的换热管取1.4；Φ19x2mm的换热管取1.5；Ns——串联的壳程数；Np——管程数。（2）壳程压力降①壳程无折流挡板壳程压力降技流体沿直管流动的压力降计算，以壳方的当量直径d代替直苛内径d。②壳秤仑折流挡板计算方法有Bell法、Kern法、Esso法等。Bell法汁算结果与实际数据一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。工程计算中常采用Esso法，该法计算公式如下：∑△Pi=(△P1’+△P2’)FtNs式中△P1’——流体横过管束的压力降，Pa；△P2’——流体流过折流挡板缺口的压力降，Pa；Ft——结垢校正系数，无因次，对液体Ft=1.15；对气体Ft=1.0；△P1’=△P2’=式中F——管子排列方式对压力降的校正系数：三角形排列F=0.5，正方形直列F=0.3，正方形错列F=0.4；——壳程流体的摩擦系数，；——横过管束中心线的管数；——折流板间距，m；——壳体直径，m；——折流板数目；——按壳程流通截面积计算的流速，m/s。四、列管式换热器设计示例设计示例：列管式换热器设计设计条件：将5600kg/h的煤油从180℃冷却到50℃，压力为0.3MPa，循环冷却水压力为0.4MPa，循环水入口温度为25℃，出口温度为35℃。煤油定性温度下的物性数据：\*MERGEFORMAT；\*MERGEFORMAT=0.000715Pa·s\*MERGEFORMAT=2.22kJ/（kg·℃）；\*MERGEFORMAT=0.140W/（m·℃）1、确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度180℃，出口温度50℃；冷流体（循环水）进口温度25℃，出口温度35℃。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用Φ25x2.5的碳钢管，管内流速去ui=0.5m/s.2、确定物性数据TC确定物性数据\fC\l1定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。壳程混和气体的定性温度为℃管程流体的定性温度为℃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115℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：密度\*MERGEFORMAT定压比热容\*MERGEFORMAT=2.22kJ/（kg·℃）导热系数\*MERGEFORMAT=0.140W/（m·℃）粘度\*MERGEFORMAT=0.000715Pa·s循环水在30℃下的物性数据：密度\*MERGEFORMA