列管式换热器的设计与选用--

列管式换热器的设计和选用冷、热流体流动通道的选择的一般原则：a)不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。b)腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。c)压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。d)饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。e)流量小而粘度大（）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。f)若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。g)需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。流速的选择流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表1及表2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。传热总系数Ｋ的确定计算Ｋ值的基准面积，习惯上常用管子的外表面积。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、流体物性等）与某已知Ｋ值的生产设备相同或相近时，则可采用已知设备Ｋ值的经验数据作为自己设计的Ｋ值。表3为常见列管式换热器Ｋ值的大致范围。由表3选取大致Ｋ值。用下式进行Ｋ值核算。式中：－给热系数，W/m2.℃；R－污垢热阻，m2.℃／W；δ－管壁厚度，mm；λ－管壁导热系数，W/m.℃；下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管内、管外和平均。当时近似按平壁计算，即：在用上式计算Ｋ值时，污垢热阻、通常采用经验值，常用的污垢热阻大致范围可查《化工原理》相关内容。式中的给热系数，在列管式换热器设计中常采用有关的经验值公式计算给热系数，工程上常用的一些计算的经验关联式在《化工原理》已作了介绍，设计时从中选用。流动方式的选择除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正。换热管规格换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用25×2.5和19×2两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有38×2.5，φ57×2.5的无缝钢管和25×2,38×2.5的耐酸不锈钢管。按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。换热管的排列管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图a，图b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图c），可在一定程度上提高表面传热系数。折流挡板安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图3可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生死区，既不利于传热，又往往增加流体阻力。挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。流体通过换热器时阻力的计算换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104～105Pa范围内，对于气体则以103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降△P换热器操作压力P(Pa)允许压降△P105(绝对压力)0～105(表压)105(表压)0.1Pa0.5Pa5×104Pa管程阻力损失壳程阻力损失图4.壳程摩擦系数f0与Re0的关系列管式换热器的设计和选用的计算步骤1初选换热器的规格尺寸◆初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。◆计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。◆选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。2计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。3核算总传热系数分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。4计算传热面积并求裕度根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度H的计算式为推荐的设计程序1、作出流程简图。2、按生产任务计算换热器的换热量Q。3、选定载热体，求出载热体的流量。4、确定冷、热流体的流动途径。5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。6、初算平均传热温度差。7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。9、核算Ｋ。10、校核平均温度差。11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。12、管程和壳程压力降的计算。列管式换热器设计任务书1某合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收精馏系统内塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至125℃，原料液及釜液均为乙醇水溶液，其操作条件列表如下：物料流量kg/h组成（含乙醇量）mol%温度℃操作压力MPa进口出口釜液1200003.31450.9原料液1050007951250.532苯－甲苯精馏塔顶冷凝器设计生产能力（精馏塔进料量）90000吨／年操作周期7200小时／年进料组成苯含量25％（质量分率，下同）塔顶产品组成≥97％塔底产品组成≤1%操作条件：塔顶操作压力自选（表压）进料热状态泡点进料两侧流体的压降：≯7kPa工作地点：兰州