换热器的设计与选型

《换热器的设计与选型》由会员分享，可在线阅读，更多相关《换热器的设计与选型（5页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。

1、管壳式换热器的设计摘要：本文从管径、管程数和折流板等换热器的构造和流体参数方面介绍了管壳式换热器的设计。关键词：管壳式换热器设计Design of Shell & Tube Heat ExchangerAbstract：This article introduces design of tube and shell heat exchanger from the aspects of structure such as the pipe diameter, the number of passes and baffle of heat exchanger and fluid parameter

2、sKey words：shell& tube; heat exchanger;design前言能源是当前人类面临的重要问题之一,能源开发及转换利用已成为各国的重要课题,而换热器是能源利用过程中必不行少的设备,几乎一切工业领域都要使用。近几年由于技术进展和能源开发利用,各种类型的换热器越来越受到工业界的重视,而换热器又是节能措施 中较为关键的设备,因此,无论是从工业的进展,还是从能源的有效利用,换热器的合理设计 和选型都具有格外重要的意义1。管壳式换热器一般有三种构造型式: 固定管板式、浮头式和 U 形管式。由于换热器的使用场合、使用目的、换热介质物性等因素的不同, 打算了管壳式换热器的构造型式

3、。管壳式换热器设计参数有：1热负荷及流量大小；2流体的性质；3温度、压力及允许压降的范围；4对清洗、修理的要求；5设备构造、材料、尺寸及重量；6价格、使用安全性和寿命。对换热器进展设计时主要考虑以上六个方面。1. 管壳式换热器构造的设计1.1 换热器管形的设计管子外形有光管、螺纹管。一样条件下, 承受螺纹管管束比光管管束能增加换热面积2 倍左右。同时, 由于螺纹管的螺纹构造能有效破坏流体边界层, 有效提高了换热器的传热力量。当壳程介质易结垢时, 由于外螺纹管束沿轴向的胀缩作用使换热管外壁的硬垢脱落, 具有良好的自洁作用, 能够有效防止管束外壁的结垢, 减小换热器壳程热阻, 提高换热器的传热力量

4、。1.2 换热器管径的设计由于小直径换热管具有单位体积传热面积大, 换热器构造紧凑, 金属耗量少, 传热系数高的特点, 在换热器构造设计中, 对于管程介质清洁、不易结垢的介质, 承受小管径管束能有效增加换热面积。一样条件下, 承受 19mm 管束比承受 25mm 管束能提高传热面积 30% 40% , 节约金属 20% 以上。1.3 换热管排列方式的设计管子的排列方式有等边三角形、正方形和同心圆排列等, 对于壳程介质不易结垢或可用化学方法清洗污垢的介质, 承受三角形排列可使换热器的外径减小15%，对于需要机械清洗的管束, 管子排列应承受正方形；对于小于300mm 的换热器, 为使管束排列紧凑,

5、 可承受同心圆排列2。1.4 管壳程分程设计及程数选择当换热器的换热面积较大而管子又不能很长时, 为提高流体在管内的流速, 需将管束分程。但程数过多, 导致管程流淌阻力和动力能耗增大, 同时使平均传热温差下降, 设计时应权衡考虑。管壳式换热器系列标准中管程数有1、2、4、6 四种。当温差校正系数小于 0.8 时, 应承受多壳程。壳方多程可通过安装与管束平行的隔板来实现。但由于壳程隔板在制造、安装和检修方面都很困难, 故一般不宜承受。常用的方法是将几个换热器串联使用, 以代替壳方多程3。1.5 折流板的构造设计折流板的构造设计包括型式确实定, 外形的设计, 缺口高度设计和折流板间距设计。换热器壳

6、程折流板可分为横向折流板和纵向折流板, 由于壳程加装纵向折流板在制造工艺上较困难, 而且造成壳程压降增加, 因此一般承受壳程加装横向折流板。壳程加装横向折流板后, 壳程换热介质雷诺数 Re0100 时, 壳程介质即达湍流, 能有效提高换热器的传热力量 , 横向折流板常承受弓形和盘- 环形, 弓形折流板加工、制造和组装较便利, 使用最普遍, 盘- 环形折流板主要用于小型换热器中。在换热器构造设计中, 合理设计折流板间距是保证壳程换热介质的压力降满足设计要求的关键4, 5。2. 管壳式换热器内流体参数的选择2.1 管壳程流体路径确实定在换热器中哪一种流体走管内，哪一种流体走管外，这个问题受多方面因

7、素的限制，一些选择的原则如下。（1） 不清洁和易结垢的流体宜走管程，以便清洗。（2） 流量小的流体和粘度大的液体宜走管程，因管程易做成多程构造，可以得到较大的流速，提高给热系数。（3） 腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀。（4） 压力高的流体宜走管程，这样可减小对壳程的机械强度要求。（5） 饱和蒸汽宜走壳程，由于流速对饱和蒸汽的冷凝给热系数几乎无影响，饱和蒸汽的冷凝外表又不需要清洗，在壳程流淌易于准时排解冷凝水。（6） 被冷却的流体宜走壳程，这样可利用外壳向环境散热，增加冷却效果。（7） 有毒性的介质走管程，由于管程泄露的几率小。2.2 流体流速的选择依据阅历，流体的流速范围如下。流

8、体在只管内常用流速：壳程内常用流速：冷却水淡水0.73.5m/s水及水溶液0.51.5m/s冷却水海水0.72.5m/s低粘度油类0.41.0m/s低粘度油类0.81.8m/s高粘度油类0.30.8m/s高粘度油类0.51.5m/s油蒸气3.06.0m/s油类蒸气5.01.5m/s气液混合物2.06.0m/s气液混合物0.53.0m/s2.3 流体允许压力降的选择对于无相变的换热, 流速越高, 换热强度越大, 则所选换热器的面积越小, 制作费用越低, 并且有利于抑制污垢的生成, 但流速过高, 可引起压力降增大, 动力消耗增加, 对传热管的冲蚀加剧。因此, 在换热器的设计中要将压力降把握到允许范

9、围之内。当壳程的热阻是把握侧时, 可通过增加折流板数或缩小壳径的方法, 来增加壳侧流体流速, 削减传热热阻。但是削减折流板间距是有限制的,一般不能小于壳径的 1/5 或 50mm。当管程的热阻是把握侧时, 则可依靠增加管程数来增加流体流速。管程数有 1、2、4、6 管程等, 对压力降的影响较大, 设计时必需留意满足允许压力降的要求6。2.4 换热器两端冷热流体温差的取值换热器两端冷、热流体的温差大，可使换热器的传热面积小，节约设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂出口温度就要低，导致冷却剂的用量大，增大了操作费用。所以，当换热器中有一方流体是冷却剂时，换热器两端冷、热流体温差的取值应考虑其经

10、济合理性。即， 要选择适宜的换热器两端冷、热流体温差，使投资和操作费用之和最小。一般认为，承受下面所列的数值是比较经济合理的。（1） 换热器热端冷、热流体温差应在 20oC 以上。（2） 用水或其他冷却介质时，冷端温差可以小些，但不要低于5oC。（3） 冷凝含有惰性气体的流体时，冷却剂出口温度至少比冷凝液的露点低5oC。（4） 空冷器冷、热流体温差应大于 15oC，最好大于 2025oC.（5） 用水为冷却剂时，冷却水进、出口温度差一般取 510oC，缺水地区用比较大的温差，而水源丰富地区用比较小的温差。3. 模拟软件进展换热器的选型设计现在有一些模拟软件可以帮助进展换热器的选型设计，为我们供

11、给了很大的便利。下面以一 个精馏塔的进料预热器的设计选型为实例进展介绍。利用Aspen 中HeatX 模块进展设计选型。HeatX 有两种简捷法和严格法计算模型。简捷法Shortcut计算不需要换热器构造或几何尺寸数据，可以使用最少的输入量来模拟一个换热器；严格法Detailed利用换热器几何尺寸去估算传热膜系数、总传热系数、压降、对数平均温差校正因子等。将 HeatX 的Shortcut 和 Detailed 结合完成换热器设计计算。首先依据给定的设计条件用Shortcut 估算传热面积S，然后依据 Shortcut 的计算结果用 Detailed 进展核算。3.1 Shortcut 简捷设

12、计原料预热器是利用热流体精制塔釜液 W来预热冷流体精制塔进料 F，输入两股物流信息和出口限制条件，即可完成简捷计算，估算出传热面积。输入的主要设计参数进料冷物流：入口温度：55入口压力：0.5mpa 总摩尔流量：3240.39692kmol/hr 各组分摩尔流量kmol/hr：环氧乙烷：140.834749水: 3099.39892甲醛：0.08100354乙醛：0.08225366釜液热物流：入口温度：139.6入口压力：0.358mpa 总摩尔流量：3098.90256kmol/hr各组分摩尔流量kmol/hr：环氧乙烷：0.35474674水：3098.45526甲醛：0.0450116

13、2乙醛：0.04754243规定冷物流的出口温度为 95，冷物流走壳程，热物流走管程模拟计算结果如下：依据模拟运算的结果可知在简捷计算的状况下换热器需要的换热面积为 71m2, 依据估算的换热面积和换热器截流面积去选择标准换热器，然后进展校核。3.2 Detailed 严格计算以简捷计算为参考依据选择换热器进展核算，经过几次选型尝试觉察简捷估算的面积较实际需要的换热面积要大一些，因此在换热器设计手册中选择 500-4-6000 型换热器， 其换热面积为 66.7m2。输入的主要设计参数进料冷物流：入口温度：55入口压力：0.5mpa 总摩尔流量：3240.39692kmol/hr 各组分摩尔流

14、量kmol/hr：环氧乙烷：140.834749水: 3099.39892甲醛：0.08100354乙醛：0.08225366釜液热物流：入口温度：139.6入口压力：0.358mpa 总摩尔流量：3098.90256kmol/hr各组分摩尔流量kmol/hr：环氧乙烷：0.35474674水：3098.45526甲醛：0.04501162乙醛：0.04754243规定冷物流的出口温度为 95，冷物流走壳程，热物流走管程换热器构造尺寸壳程直径：0.5m 管程数：4换热管：根数 144，长 6m，管心距 32mm,管内径 20mm，管外径：25mm全部管嘴：100mm折流板：12 个，缺口 25

15、%。模拟计算结果如下：由热计算结果需要换热面积required exchanger area为 56.4100m2,实际换热器面积actual exchanger area为 65.8584m2. 考虑安全系数和初估性质，因而常取实际传热面积是计算值的 1.151.25 倍。壳程压降 0.0604bar,管程压降 0.3559bar，满足换热器选择压降的要求。表 4-7 通过 aspen 计算本设计所选精馏塔进出料换热器G500 -6-67公称直径DN/mm管程数 N管子根数 n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度 L/mm管心距/mm折流板数弓形缺口5004144150.0113参考文献6000321225%1.李红. 换热器的设计选型与使用J. 疆有色金属 2022; (01): 26-7.2.王, 张湘凤. 管壳式换