第六章 换热器

第六章换热器第一节概述一、换热器及其作用换热器：实现热量传递过程的装置。作用：①加热原料，如原油被加热；②冷却产品，如汽油、煤油、柴油等产品的冷却；③余热回收，如常减压炉的烟气余热回收系统按传热特征分间壁式：冷、热流体由固体间壁隔开，传热面积固定，热量传递为对流-导热-对流的串联过程。直接混合式：通过冷、热两流体的直接混合来进行热量交换。蓄热式(蓄热器)：由热容量较大的蓄热室构成，使冷、热流体交替通过换热器的同一蓄热室。二、换热器的分类按用途分加热器，冷却器，冷凝器，再沸器，蒸发器等按结构分夹套式、蛇管式、套管式和管壳式等。直接混合式特点：结构简单；传热效率高。还可用于气体的除尘、增湿、冷却及蒸汽的冷凝。冷热流体在设备内直接接触混合换热。蓄热式：设备内装有蓄热用的填充物，冷、热流体交替通过蓄热材料进行热量交换。优点：结构简单，耐高温；可改进间歇式操作为切换式操作；缺点：冷、热流体难免有一定程度的混合。间壁式：冷、热流体通过管壁进行换热，不直接进行接触，使用最多。优点：两种流体不会相互混合，不影响各自的浓度及质量。广泛使用第二节间壁式换热器的类型一、夹套式换热器加热蒸汽釜冷凝水物料物料搅拌器夹套式换热器加热蒸汽釜冷凝水物料物料搅拌器夹套式换热器结构：夹套式换热器主要用于反应过程的加热或冷却，是在容器外壁安装夹套制成。优点：结构简单。缺点：夹套内清洗不便，传热系数小，传热面积受限。二、蛇管换热器1、沉浸式蛇管换热器优点：结构简单，价格低廉，停水时仍能保持一定的水面；缺点：占地面积大，传热系数较小。将一定形状的蛇管浸没在液体中进行换热。2、喷淋式蛇管换热器直管水槽喷淋式冷却器直管水槽喷淋式冷却器结构：将蛇管成排地固定于钢架上，被冷却的流体在管内流动，冷却水由管上方的喷淋装置中均匀淋下，故又称喷淋式冷却器。优点：传热推动力大，传热效果好，便于检修和清洗。缺点：耗水量大，喷淋不易均匀，占地面积较大。3、套管换热器结构：直径大小不同的直管装成同心套管。管程：流体走管内；壳程：流体走两管之间的环隙优点：构造简单；能耐高压；流速、传热面积可根据需要而增减；双方流体可保持纯逆流，利于传热。缺点：管间接头较多，易发生泄漏、金属消耗量大；单位换热器长度具有的传热面积较小。适于流量不大、传热面积较小、要求压强较高或传热效果较好的场合。4、列管式（管壳式）换热器结构：壳体、管束、封头、管板、折流挡板等。优点：单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，大型装置中普遍采用。应用最为广泛流体流程：管程、壳程（1）管束管板及管子排列方式管子胀接或焊接在管板上而形成管束，管子排列方式有三角形和正方形两种。正方形直列正方形错列三角形直列三角形错列炼厂换热器多采用正方形错列，便于管外进行机械清扫。（2）折流挡板作用：提高壳程流体湍动程度，强化传热。同时对管束起支撑作用。形式：圆缺式、圆盘式、缺角式等。国内常用的为圆缺式。圆缺式圆盘式单壳程水平圆缺形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动单壳程水平圆缺形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动单壳程垂直圆缺形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动单壳程垂直圆缺形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动单壳程圆盘形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动单壳程圆盘形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动（3）管箱是管程流体进出口的场所，管箱内可加隔板，起分配管程流体的作用。（4）壳体与封头作用：用以约束壳程流体的流动。椭圆封头壳体封头管束浮头壳体折流挡板管箱管板管程隔板列管式换热器的基本结构根据管板的形式可将列管式换热器分为以下几种：固定管板式换热器U形管式换热器浮头式换热器5、列管式换热器的分类（1）固定管板式换热器将钢制或铜制的列管胀接在管板上并套在筒体内，管子两端的管板固定。热补偿方式：补偿圈(或称膨胀节)这种补偿方法简单，但不宜用于两流体的温度差太大(应不大于70℃)和壳方流体压强过高(一般不高于6atm)的场合。优点：结构相对简单，造价低廉。缺点：一经制成，管束无法抽出，壳程不易检修和清洗，因此壳程流体应是较洁净且不易结垢的物料。冷热流体温差不能太大（50℃)，否则可能因管或壳的热膨胀程度不同而使管束与壳体承受较大的温度应力，严重时损坏设备。（2）浮头式换热器只有一端管板与壳体相连，另一端管板则是活动的，管束可在壳内自由伸缩。活动的一端称为浮头。优点：浮头在壳内自由伸缩，适用于冷热流体温差较大的情况；管束可从壳体中抽出，便于清洗和检修。缺点：结构较复杂，金属耗量较多，造价较高。热补偿方式：浮头（3）U型管式换热器只有一端管板，另一端每根管子弯成U形。板上管束可因冷热变化自由伸缩而不会造成温差应力。优点：U型管可自由伸缩，适用于冷热流体温差较大的情况；U型换热管可拉出壳外，便于管外清洗；结构简单（无后管板和浮头），重量轻，耐高温高压。缺点：管内清洗困难，要求管程走清洁流体；难于安装折流板；管板利用率低。热补偿方式：U型管6、换热器的标准系列公称传热面积(m2)管、壳程设计压力(MPa)第一个字母代表前端管箱型式第二个字母代表壳体型式第三个字母代表后端结构型式壳体直径(mm)LN:换热管公称长(m);d：换热管外径(mm)）或III(NNdLAppDstNstN----´´´管/壳程数I采用较高级或高级冷拔管II采用普通级冷拔管标准换热器的基本参数公称压力、传热面积、管子排列方式、管长、管外径、管子总数、管程数、壳程数、管程与壳程流通面积、折流板间距、折流板缺口拱高等。在设计时可根据要求查取相应的参数。第三节管壳式换热器的选用及校核计算1.换热器形式的选择：综合考虑冷热流体的温差及壳程流体的性质。固定管板式具有结构简单，造价低的优点，且具有单壳程单管程类型（两流体逆流操作，平均温差大），工艺条件允许时应优先选用。浮头式易克服冷热流体温差大所造成的膨胀应力，管束可抽出清扫，因此，当冷热两种流体极限温差超过110℃或壳程流体易生垢、有腐蚀时应选用浮头式。一、选用及设计原则2.管束形式及管子的规格：规格：φ19×2mmφ25×2.5mmφ38×3mm长度：1.5m、2m、3m、4.5m、6m和9m，其中3m、6m较多用排列方式：正▲、■直列、转角◆3.管程和壳程的确定流体流动通道的选择：(1)不清洁或易结垢的物料应当流过易于清洗的一侧，对于直管管束，一般通过管内，直管内易于清洗；(2)需通过增大流速提高α的流体应选管程，因管程流通截面积小于壳程，且易采用多程来提高流速；(3)腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀；(4)压力高的流体宜选管程，以防止壳体受压；(5)饱和蒸汽宜走壳程，冷凝液易于排出，其α与流速无关；(6)被冷却的流体一般走壳程，便于散热；(7)粘度大、流量小的流体宜选壳程，因壳程的流道截面和流向都在不断变化，在Re100即可达到湍流。以上各点往往不可能同时满足，应抓住主要矛盾进行选择，例如，首先从流体的压力、腐蚀性及清洗等方面的要求来考虑，然后再考虑满足其他方面的要求。4.流体的流速：流速u增大，将增大对流传热系数，降低污垢热阻，使K增加，可减小传热面积A；但u增加，流动阻力增大，动力消耗增加。适宜的流速既要考虑经济因素又要兼顾结构上的要求，充分利用工艺上允许的压强降来选择较高的流速是换热器设计的一条重要原则。此外，为避免设备磨损，还可参考不同情况下经验流速的最大值，使所算出的实际流速不超过该值。5.换热终温：换热器工艺流体两端的温度由工艺条件规定。但对加热介质或冷却介质出口温度需由设计者确定。对于错流或多管程换热器，不应出现温度交叉现象，即不希望冷流体出口温度高于热流体出口温度（或热流体出口低于冷流体出口温度）。设计中，冷却水两端温差可取5℃~35℃。6.材料选用：换热器材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。金属材料：碳钢、低合金钢、不锈钢、铜和铝。非金属材料：石墨、聚四氟乙烯、玻璃。不锈钢和有色金属材料抗腐蚀性能好，但价格相对较高。7.管程和壳程数的确定：为提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力加大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。二、选用及设计步骤(1)确定流体流动途径，根据传热任务计算热负荷Q；(2)确定流体两端的温度，选择列管式换热器的型式；(3)计算逆流Δtm,据ψ≥0.8,决定壳程数；(4)选定K值，由Q＝KAΔtm初步算出A，并确定换热器的基本尺寸或按系列标准选择设备规格。1、试算并初选设备规格计算αi和αo，确定污垢热阻Rsi和Rso，再计算K’，比较K的初始值和计算值，若K’/K＝1.15～1.25，则初选的设备合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤。2、核算总传热系数K：计算所需传热面积Ac，与换热器实际面积Aa相比，当(Aa-Ac)/Ac=0.1～0.2，所选换热器适宜，否则重复前述步骤。若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至满足要求为止。3.核算传热面积A：4.计算管、壳程压强降：初选K'初查标准得A及换热器结构AA所选换热器合适计算压力降结束调整K'初核算A裕度10~20%否是计算框图m'tKQAD×=初ioaiimoaoooddRddRK×÷÷øöççèæ++++=alda11125.1~15.1KK=初计三、换热器部分数据计算1、列管换热器壳程对流传热系数对于壳程设有折流挡板的换热器,其壳程对流传热系数的计算可采用寇恩法、贝尔法或多诺霍法：多诺霍法14.03/16.023.0÷÷øöççèæ÷÷øöççèæ÷÷øöççèæ=wpgmooOCGddmmlmmla)(ocscdnDBS-=Ggm—流体横过管束与通过折流板缺口时的平均质量流速，kg/(m2·s)Sc—两折流板间靠近壳中心线处管间流通面积：式中B—折流板间距，m；Ds—最靠近壳中心线的管排处的壳径,m；nC—最靠近壳中心线的管排的管子根数。bcsgmSSmG×=224'oWsbdnDKSp×-=K’—弓形面积系数,与拱高hB关系见270页表6-6；nW—折流板缺口内管子数。表6-6弓形面积系数K’折流板缺口弓高与壳径之比hB/DsK’0.20.250.300.350.400.450.1120.1540.1980.2450.2930.343Sb—折流板缺口的管间流通截面积，m2。由多诺霍公式可见，影响壳程对流传热系数的结构因素有管子外径do、折流板间距B及弓形缺口面积系数K’，其关系约为：国产换热器系列的折流板缺口拱高hB＝0.2-0.3Ds。多诺霍公式适用范围：401023´mgmGd3.0'4.0)(--××µKBdooado、B和K’越小，对增加壳程对流传热系数越有利。2、列管换热器管程对流传热系数nNuPrRe023.08.0=当Re10000时，可按下式计算14.033.08.0)(PrRe027.0wNumm=低粘度流体粘度变化较大的碳氢化合物当流量一定时，管内流速ui与管程数Ni成正比，故管内对流传热系数正比于管程数的0.8次方；流速一定时，管内对流传热系数反比于管径的0.2次方。可见，结构参数中管程数Ni是影响对流传热系数的主要因素；速度一定时，管径对αi的影响不大。对于错流或折流平均温差，通常是先按逆流求算，然后再根据流动型式加以修正，即，逆mmttD×=Dy)R,P(f=yy——温差修正系数y与冷热两流体温度有关，表示为P和R的函数，可查图获得。2121ttPTt-==-冷流体实际温度变化两流体的最大温差1221TTRtt-==-热流体实际温度变化冷流体实际温度变化3、管壳式换热器的平均温差单壳程单管程的固定管板式换热器内近似认为是逆流或并流操作，而多管程换热器内流动情况复杂，有时为逆流，有时为并流，在横过管束时又是错流。温差修正曲线由图可知，修正系数ψ≤1，即逆流为最理想的流动方式。设计中