列管式换热器设计

1第一章列管式换热器的设计1.1概述列管式换热器是一种较早发展起来的型式，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家中已有系列化标准。列管式换热器在换热效率，紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器，但是它具有结构牢固，适应性大，材料范围广泛等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中得以继续应用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类型，在高温高压和大型换热器中，仍占绝对优势。例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜（或再沸器）和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等，大都采用列管式换热器[3]。1.2列管换热器型式的选择列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有以下几种：（1）固定管板式换热器：这类换热器的结构比较简单、紧凑，造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器。为了克服温差应力必须有温度补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。（2）浮头换热器：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上来连接有一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。这种型式的优点为：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。（3）填料函式换热器：这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构与比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有毒的介质。（4）U型管换热器：这类换热器只有一个管板，管程至少为两程管束可以抽出清洗，2管子可以自由膨胀。其缺点式管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。对于列管式换热器，一般要根据换热流体的腐蚀性及其它特性来选择结构与材料，根据材料的加工性能，流体的压力和温度，换热器管程与壳程的温度差，换热器的热负荷，检修清洗的要求等因素决定采用哪一类型的列管式换热器。1.3换热器内流体通入空间的选择哪一种流体流经换热器的壳程，哪一种流体流经管程，下列各点可供参考（以固定管板式为例）。（1）不清洁和易结垢的流体易走管内，因为管内清洗比较方便。（2）腐蚀性的流体易走管内，以免管子和壳体同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。（3）压强高的流体易走管内，以免壳体受压，可节省金属消耗量。（4）饱和蒸汽易走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，它对清洗无要求。（5）有毒流体易走管内，使泄露机会较少。（6）被冷却的流体易走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。（7）粘度大的液体或流量较小的流体，易走管间，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流速和流量的不断改变。在低Re值（Re＞100）下即可达到湍流，以提高对流传热系数。对于刚性结构的换热器，若两流体的温差较大，对流传热系数较大者易走管间，因壁面温度与α大的流体温度相近，可以减少热应力。1.4流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流换热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使传热系数增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能确定。此外，在选择流速时，还要考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子数目减少，对一定的换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变成多程使平均温度降下来。这些也是选择流速时应考虑的问题。表1-1至表1-3列出了常用的流速范围，可供设计参考。所选的流速，应尽可能避免在滞流下流动。3表1-1常用的流速范围Table1-1Thescopeofcommonuseincurrentvelocity流体种类一般流体易结垢液体气体管程流速m/s0.5～3＞＞15～30壳程流速m/s0.2～1.5＞＞0.53～15表1-2安全允许速度Table1-2Thespeedofthesafeadmissionoftheliquid液体名称乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允许速度/m/s＜1＜2～1.5＜10表1-3不同粘度液体的常用流速Table1-3Thedifferentoftheliquidincommonusecurrentvelocity液体粘度/mPa.s＞15001500～500500～100100～3535～1＜1最大流速/m/s0.60.751.11.51.82.41.5确定设计方案的原则1.5.1满足工艺和操作的要求。设计出的流程和设备首先要保证质量，操作稳定，这就必须配置必要的阀门和计量仪表等，并在确定方案时，考虑到各种流体的流量，温度和压强变化时采取什么措施来调节，而在设备发生故障时，检修应方便。1.5.2满足经济上的要求。在确定某些操作指标和选定设备型式以及仪表配置时，要有经济核算的观点，既能满足工艺和操作要求，又使施工建简便，材料来源容易，造价低廉。如过有废热可以利用，要尽量节省热能，充分利用，或者采取适当的措施达到降低成本的目的。1.5.3保证安全。在工艺流程和操作中若有爆炸，燃烧、中毒、烫伤等危险性，就要考虑必要的安全措施。又如设备的材料强度的验算，除按规定应有一定的安全系数外，还应考虑防止由于设备中压力突然升高或者造成真空而需要装置安全阀等。以上所提的都是为了保证安全生产所需要的。4第二章列管式换热器热力计算2.1稳态传热稳态传热的基本方程式为：Q=KA△tm（1）Q热负荷，W；K总传热系数，W/m2•℃；A换热器总传热面积，m2；△tm进行换热的两流体之间的平均温度，℃。2.1.1热负荷当忽略换热器对周围环境的散热损失时，根据能量平衡，热流体所放出的热量应等于冷流体所吸收的热量，即Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)(2)式中Q换热器的热负荷，kJ/h或W；W流体的质量流量，kg/h；H单位质量流体的焓，kJ/kg；下标c,h分别表示冷流体和热流体，下标1和2表示换热器的进出口。若换热器中两流体无相变化，且流体的比热容不随温度而变或可取平均温度下的比热容时，即Q=WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1)（3）式中Cp流体的平均比热容，kJ/（kg•℃）；t冷流体的温度，℃；T热流体的温度，℃。若换热器中有热流体的相变化，即Q=Whγ=WcCpc(t2-t1)（4）式中Wh饱和蒸气（即热流体）的冷凝速率，kg/h；γ饱和蒸气的冷凝热，kJ/kg。52.1.2总传热系数（1）总传热系数的计算式两流体通过管壁的传热包括以下过程[4]。a.热流体在流动过程中把热量传给管壁的对流热。b.通过管壁的热传导。c.管壁与流动中的冷流体之间的对流传热。d.换热器在实际操作中，传热表面上常有污垢积存，对传热产生附加热阻，使总传热系数降低。在估算K值时一般不能忽略污垢热阻。由于污垢层的厚度及导热系数难以准确地估计，因此通常选用污垢热阻的经验值，作为计算K值的依据，若管壁内、外侧表面的污垢热阻分别用Rsi及Rso表示。1/K=1/αo+do/αidi+Rso+Rsido/di+bdo/λdm(5)其中αo管外流体传热膜系数，w/m2·℃；αi管内流体传热膜系数，w/m2·℃；Rsi、Rso管壁内、外侧表面的污垢热阻，m2·℃/w；di、do、dm管内径、外径和内、外径的平均直径，m；b管子壁厚，mm；λ管壁材料的导热系数，w/m2·℃；2.1.3平均温度变温传热时，若两流体的相互流向不同，则对温度差的影响也不同，通常逆流传热效果好，以逆流为列，推导出计算平均温度的通式。Δtmˊ=(Δt1+Δt2)/2(6)Δt1=T1-t2Δt2=T2-t1式中T1,T2热流体的进出口温度,℃；t1,t2冷流体的进出口温度,℃；Δtm=ΦΔtΔtmˊ(7)Δtmˊ按逆流计算时的平均温度差,℃；6ΦΔt温度差校正系数,无量纲；温度差校正系数ΦΔt与冷热流体的温度变化与关,是P和R两因素的函数,即ΦΔt=f(P,R)式中P=(t2-t1)/(T1-t1)=冷流体温升/两流体的最初温度差R=(T2-T1)/(t2-t1)=热流体的温降/冷流体的温升温度校正系数ΦΔt值可根据P和R两因素从相应的图中查得温度差校正系数图是基于以下假设作出的。壳程任一截面上流体温度均匀一致。（1）管方各程传热面积相等。（2）总传热系数K和流体比热容Cp为常数。（3）流体无相变化。（4）换热器的热损失可以忽略不计。2.2对流传热膜系数无相变对流传热的传热膜系数2.2.1管内传热膜系数对低黏度流体，Re＞10000，0.7Pr＜120,L/d＞60时αi=0.023λi/diRei0.8Prin(8)加热n取0.4；冷却n取0.32.2.2管外传热膜系数αo=0.36(λ/dm)Rei0.55Pri1/3(µ/µw)0.14(9)Re=2×103～1×106有相变对流传热的传热膜系数[5]蒸汽在水平管外冷凝ao=1.163×0.945（λf3ρf2g/μfGg/）1/3（10）2.3流体压强降的计算2.3.1管程流动阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力∑ΔPi等于直管阻力、ΔP2阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程阻力的计算式为7∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNp（11）式中ΔP1、ΔP2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；Ft结垢校正因数，无量纲，对Φ25×2.5mm的管子，取1.4，对Φ19×2mm的管子，取1.5；Np管程数；ΔP1=λ(L/d)×(ρu2/2)（12）ΔP2=3ρu2/2（13）2.3.2壳程流动阻力现已提出的壳程流动阻力的计算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，因此使计算得到的结果相差很多。下面壳程压强降ΔP0的公式，即∑ΔP0=（ΔP1ˊ+ΔP2ˊ）FsNs（14）式中ΔP1ˊ流体横过管束的压强降ΔP2ˊ流体通过折流板缺口的压强降，Fs壳程压强降的结垢校正因数，无量纲，液体可取1.15，气体可取1.0ΔP1ˊ=Ff0nc(NB+1)(ρu2/2)（15）ΔP2ˊ=NB（3.5-2h/D）ρu2/2（16）式中F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对转角正方形为0.4，正方形为0.3。f0壳程流体的摩擦系数，当Reo＞500时，f0=5.0Re0-0.228；nc横过管束中心线的管子数，管子按正三角形排列nc=1.1×n1/2管子按正方形排列nc=1.19×n1/2NB折流挡板数；H折流挡板间距，m；u0按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A0=H(D-ncd0)一般来说，液体流经换热器的压强降为10～100kPa，气体的为1～10kPa。8第三章工艺流程汽提塔（E101）底部的溶液经减压阀LC9202减压到1.76Mpa进入中压分解分离器（V102），溶液在此闪蒸并分解，分离后尿液进入中压分解塔（E102A/B），甲铵在此分解E102A壳体用0.5Mpa蒸汽供热，E102B用汽提塔蒸汽冷凝液分离器（V109）的2.5Mpa蒸汽冷凝供热。从中压分解塔分离器顶部出来的含有氨和二氧化碳的气体先送到真空预浓缩器（E104）壳程中，被中压碳铵液泵（P103A/B）送来的碳铵液吸收，其吸收和冷凝热用来蒸发尿液中的部分水份，然后进入中压冷凝器（E106）用冷却水冷却，最终进入中压吸收塔（C101）。中压吸收塔为泡罩塔，它用氨升泵（P105A/B）来的液氨和氨水泵（P107A/B）送来的氨水共同洗涤二氧化碳。中压吸收塔顶部含有微量惰性气氨进入氨冷器（E109）冷凝成液氨，收集于氨收集器（V105），不凝气通过氨回收