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第二章 列管式換熱器工藝設計,1,第一節(jié) 概述,目錄,第二節(jié) 無相變換熱器工藝設計,2,一、列管式換熱器的應用,二、列管式換熱器設計簡介,第一節(jié) 概述,3,一、列管式換熱器的應用,換熱器是化學,石油化學及石油煉制工業(yè)以及其他一些行業(yè)中廣泛使用的熱量交換設備。 它不僅可以單獨作為加熱器，冷卻器使用 而且是一些化工單元操作的重要附屬設備。 因此在化工生產(chǎn)中占有重要的地位。 換熱器定義：使熱量從熱流體傳遞到冷流體（或反之）的設備稱為換熱器。,4,1、主要作用 （1）使熱量從溫度較高的流體傳遞給溫度較低的流體（或反之），使流體溫度達到工藝流程規(guī)定的指標 （2）回收余熱、廢熱，提高熱能總利用率,5,2、換熱器分類及特點 由于工藝生產(chǎn)中所用換熱器的目的和要求各不相同，換熱設備的類型 也多種多樣。 工業(yè)上所用的換熱設備以間壁式換熱器居多。,6,按作用原理或傳熱方式分 直接接觸式——傳熱效率高、傳熱面積大、結構簡單、價格便宜，僅適用于工藝允許兩種流體混合的場合 蓄熱式換熱器——結構緊湊、價格便宜、傳熱面大、適合于氣—氣交換，適合于允許有少量流體混合的場合,7,間壁式換熱器的類型也是多種多樣，從其結構上大致可分為: 管式換熱器主要包括：蛇管，套管、熱管換熱器、列管式換熱器; 板式換熱器主要包括：板式，螺旋板式 、板殼式換熱器 其它形式的換熱器：夾套式、翅片式等,8,3、各種換熱器的優(yōu)缺點 不同的換熱器各有自己的優(yōu)缺點和適用條件，一般來說板式換熱器傳熱面積較大，設備 緊湊，材耗低，傳熱系數(shù)大，熱損失小。 但承壓能力較低，工作介質(zhì)的處理量較小且制造加工較復雜，成本較高。,9,管式換熱器: 具有結構簡單，加工制造比較容易，結 構堅固，性能可靠，適用面廣等突出優(yōu)點， 因此被廣泛用于化工生產(chǎn)中。 列管式換熱器: 在化工生產(chǎn)中應用最為廣泛，設計資料和數(shù)據(jù)較為完整，技術上比較成熟。,10,列管式換熱器的設計、制造、檢驗與驗收 必須遵循中華人民共和國國家標準”鋼制管殼式(即列管式)換熱器”(GB151)執(zhí)行.,二、列管式換熱器設計簡介,11,換熱器的公稱直徑做如下規(guī)定: 卷制圓筒，以圓筒內(nèi)徑作為公稱直徑，mm； 鋼管制圓筒，以鋼管外徑作為公稱直徑，mm； 換熱器的傳熱面積：是以傳熱管外徑為基準，計算所得到的管束外表面積的總和，m2。 公稱傳熱面積，指經(jīng)圓整后的計算傳熱面積。,12,換熱器的公稱長度： 以傳熱管長度（m）作為換熱器的公稱長度。為直管時，取直管 長度；傳熱管為U型管時，取U型管的直管段長度。 該標準還將列管式換熱器的主要組成部 件為：前端，管箱、殼體和后端結構（包括管束)四部分， 詳細分類及代號,13,列管式換熱器型號的表示方法如下：,14,15,列管式換熱器的工藝設計包括下列內(nèi)容： (1)根據(jù)生產(chǎn)任務和要求確定設計方案； (2)初步確定換熱器結構和尺寸； (3)核算換熱器的傳熱能力及流體阻力； (4)確定換熱器的工藝結構。,16,一、設計方案選擇,二、工藝結構設計,三、換熱器核算,第二節(jié) 無相變換熱器工藝設計,17,設計方案的是： 達到工藝要求的熱流量 操作上要安全可靠 結構上要簡單 可維護性要好 盡可能節(jié)省操作費用和設備投資,一、設計方案選擇,18,設計方案主要包括如下幾個問題： （一）選擇換熱器的類型 （二）流程安排的一般原則 （三）加熱劑或冷卻劑的選擇 （四）流體進出口溫度的確定,19,(一) 選擇換熱器的類型 1 、固定管板式,（動畫）,,20,固定管板式換熱器 適用于殼體流程清潔，不易結垢或管外側污垢能用化學方法除掉的場合 同時要求殼體壁溫與管子壁溫差不大(≤50℃) 當超過此應加溫度補償裝置，通常是加一膨脹節(jié) 這種裝置只能用在管壁與殼體壁溫差低于60～70℃及殼程壓力不高的場合。,21,2、浮頭式換熱器 主要特點： 優(yōu)點：管束可以從殼體中抽出，便于清洗管間和管內(nèi),管束可在殼體內(nèi)自由伸縮，不會產(chǎn)生熱應力 缺點：結構較復雜，造價高，制造安裝要求高。,22,適用于殼程流體易結垢，或殼體壁溫 與管壁溫之差較大的場合，但要求管程流體較清潔，不易結垢。,3、U型管式換熱器,23,4 、填料函式換熱器 優(yōu)點：具有浮頭換熱器的優(yōu)點，克服了固定管板式換熱器的缺點 結構比浮式簡單，制造方便，易于檢修清洗 常用于一些腐蝕嚴重，經(jīng)常更換管束的場合。,24,缺點： 密封性能差，故殼程中不宜處理易燃，易爆或有毒的流體 同時要求殼程流體的壓力不宜過高,25,（二）流程安排的一般原則： 1、易結垢流體應走易于清洗的一側。 2、在設計上需要提高流體的速度時,應將需要提高流速的 流體放在管程。 3、具有腐蝕性的流體應走管程。 4、耐高壓的流體應走管程。 5、具有飽和蒸汽冷凝的換熱器，飽和蒸汽應走殼程 6、粘度大的流體走殼程高,26,（三）加熱劑或冷卻劑的選擇 一般情況下 是否選用加熱劑或冷卻劑的流體應根據(jù)實際情況確定 特殊情況下 需要設計者自行選擇。,27,（四）流體進出口溫度的確定 工藝流體的進出口溫度是工藝條件所定的 加熱劑或冷卻劑的進口溫度也是由此確定 但其出口溫度有時可由設計者選定 該溫度直接影響加熱劑或冷卻劑的用量以及換熱器的大小，因而這個溫度的確定有一個經(jīng)濟上的優(yōu)化問題。,28,（一）估算傳熱面積 1、傳熱器的傳熱量 換熱器的熱流量是指在確定的物流進口條件下，使其達到規(guī)定的出口狀態(tài)冷熱流體間所交換的熱量，或是通過冷熱流體的間壁所傳遞的熱量。,二、工藝結構設計,29,在忽略熱損失的條件下，對于無相變的工藝物流，換熱器的熱流量由下式確定 Q1= m1Cp1△t1 (3-1) 式中 Q1——熱流量，W； m1 ——工藝流體的質(zhì)量流量，kg/s； Cp1——工藝流體的定壓比熱容kJ/(kg.k) △t1——工藝流體的溫度變化，K,30,對于有相變化的單組分飽和蒸汽冷凝過程則依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝熱確定 Q1=D1r1 (3-2) 式中 D1 ——蒸汽冷凝質(zhì)量流量，kg/s； r1 —— 飽和蒸汽的冷凝熱，kJ/kg.,31,2、加熱劑或冷卻劑用量 加熱劑或冷卻劑用量取決于工藝流體所需的熱量及加熱劑和冷卻劑的出口溫度 此外還和設備的熱損失有關 對于工藝流體被加熱的情況，加熱劑所放出的熱量等于工藝流體所吸收的熱量與損失的熱量之和，即,32,即 Q2=Q1+Q3 (3-3) 式中 Q1——工藝流體所吸收的熱量，w； Q2——加熱劑所放出的熱量，w； Q3——損失的熱流量，w,33,若以水蒸氣作為加熱介質(zhì)，則水蒸氣的用量可用下式確定 W=Q2/rw 式中 W——水蒸氣的流量，kg/s； rW ——水蒸氣冷凝熱,kJ/kg,34,若以無相變流體作為加熱劑，則用量如下 m2=Q2/Cp2△t2 （3-4） 式中 m2——加熱劑質(zhì)量流量，kg/s； Cp2——加熱劑定壓比熱容，kJ/(kg.k)； △t2 ——加熱劑的出口溫度變化，k。,35,對于工藝流體被冷卻的情況，工藝流體 所放出的熱量等于冷卻劑所吸收的熱量與損失之和 在實際設計中，常忽略熱損失， 計算冷卻水用量公式 m3= Q1/Cp3△t3 （3-5）,36,m3= Q1/Cp3△t3 （3-5） 式中 m3——冷卻劑質(zhì)量流量，kg/s Cp3——冷卻劑比壓熱容，kJ/(kg·k) △t3——冷卻劑進出口溫度的變化，k 關于換熱設備熱損失的計算可參考有關文獻進行計算，一般近似取換熱器熱流量的3%～5%,37,3、平均傳熱溫差 平均傳熱溫差是換熱器的傳熱推動力 對于列管式換熱器，常見的流型有三種： 并流、逆流和折流 對于并流和逆流，平均傳熱溫差均可用換熱 器兩端流體溫度的對數(shù)平均溫差表示， △tm= (△t1- △t2)/ln (△t1/ △t2) 式中 △tm——逆流或并流的平均傳熱溫差，k；,38,△t1 ，△t2可按圖3-6所示進行計算 折流情況下的平均傳熱溫差可先按逆流情況計算，然后加以校正，即 △tm=ε△t △tm逆 式中 △tm——折流情況下的平均傳熱溫差,k ε△t——溫差校正系數(shù),39,4、估算傳熱面積 Ap=Q/K△tm 式中 Ap——估算的傳熱面積，m2； K——假設的傳熱系數(shù)，w/(m2.k)； △tm——平均傳熱溫差，k,40,（二）選擇管徑和管內(nèi)流速 目前國內(nèi)常用的換熱管規(guī)格和尺寸偏差 見表3-2。 管徑選擇基本原則： 若選擇較小的管徑，管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)可以提高，而且對于同樣的傳熱面積來說可減少殼體直徑。 但管徑小，流動阻力大，機械清洗困難，設計時可根據(jù)具體情況用適宜 的管徑。,41,（三）選擇管長、確定管程數(shù)和總管數(shù)、換熱器的單程管子數(shù)： （3-9） 式中 ns——單程管子數(shù)目； v——管程流體的體積流量，m3/s； di——傳熱管內(nèi)徑，m； u——管內(nèi)流體流速，m/s。,42,可求得按單程換熱器計算所得的管子長度： L=Ap/nsπ d0 (3-10) 式中 L——按單程管子計算的管子的長度，m d0——管子外徑，m,43,如果按單程計算的管子太長，則應采用多管程 此時應按實際情況選擇每程管子的長度。 確定了每程管子長度之后，可求得管程數(shù) (3-11) 式中 L——按單程換熱器計算的管子長度m； l——選取的每程管子長度，m； Np——管程數(shù)（必須取整數(shù)）,44,換熱器的總傳熱管數(shù)為 NT=Npns (3-12) 式中 NT——換熱器的總管數(shù)。,45,（四）平均傳熱溫差校正及殼程數(shù) 若選用多管程換熱器，可提高管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，但同時也增加了換熱器的阻力，并損失部分傳熱溫差 這種情況下的平均傳熱溫差由式（3-7）計算。 其中：,46,（3-13a) (3-13b) 式中 T1 、T2 ——熱流體進出口溫度,℃ t1、t2 ——冷流體進出口溫度，℃,47,（五）管子排列 傳熱管在管板上的排列有三種基本形式： 正三角形、正四邊形和同心圓排列。如圖，,48,（六）管心距 管板上兩傳熱管中心距離稱為管心距。 一般情況下，隔板中心到離其最近一排管中心的距離用下式計算 于是可求各程相鄰管子的管心距為2s。,49,（七）管束的分程方法 管束的分程方法常采用平行和T形方式 其前后管箱中隔板形式和介質(zhì)的流通順序如圖所示,50,51,（八）殼體內(nèi)徑 換熱器殼體內(nèi)徑取決于傳熱管數(shù)、管心距和傳熱管的排列方式。對于單管程換熱器殼體內(nèi)徑由下式確定 D=t(b-1)+(2～3)d0 式中 t ——管心距， mm； d0——傳熱管外徑，mm。,52,53,（九）折流板和支撐板 折流板有橫向折流板和縱向折流板兩類。 橫向折流板同時兼有支撐傳熱管，防止產(chǎn)生震動的作用。 常用的形式有弓形折流板和圓盤-圓環(huán)形折流板。 弓形折流板結構簡單，性能優(yōu)良，在實際中最常用。 折流板間距，在阻力允許的條件下盡可能 小。,54,臥式換熱器弓形折流板的圓缺面可以水平或垂直裝配，如圖3-15和圖3-16 水平裝配，可造成流體的強烈擾動，傳熱效果好。,55,（十）其他主要附件 1、旁路擋板 如果殼體和管束之間的環(huán)隙過大，流體 會通過、環(huán)隙短路，這時應設旁路擋板。,56,2、防沖擋板 為防止殼程進口處流體直接沖擊換熱管， 產(chǎn)生沖蝕，在殼程物料進口處設置防沖擋板,57,（十一）接管 管程流體進出口接管不宜采用軸向管 如必須采用軸向接管時，應考慮設置管程防 沖擋板，以防止流體分布不均或?qū)芏说那治g。,58,換熱器的核算主要包括換熱器的熱流量， 傳熱管壁溫和流體阻力 （一）熱流量核算 核算目的：檢驗所設計的換熱器能否達到 所規(guī)定的熱流量，并留有一定傳熱面積余度。 列管式換熱器傳熱面積以傳熱管外表面為準,三、換熱器核算,59,式中 K ——傳熱系數(shù)，W/m2K； a0 ——殼程表面?zhèn)鳠嵯礧/m2K； R0——殼程污垢熱阻，m2K/W； Rw——管壁熱阻， m2K/W； Ri ——管程污垢熱阻， m2K/W； D0——傳熱管外徑，m； Di——傳熱管內(nèi)徑，m； Dm——傳熱管平均直徑，m； Ai——管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/m2.K。,（3-21）,規(guī)定:,60,61,,,62,式中 t——管間距，m d0 ——傳熱管外徑， m 雷諾數(shù)：Re0=deu0ρ/μ, μ0=V0/S0 式中 V0 ——殼程流體的體積流量，m3/s S=BD(1-d0/t) B ——折流板間距，m d0 ——管子外徑， m t ——管子間距，m,63,式3-22適用條件是Re=2×(103～106),弓形折流板圓缺高度為直徑的1/4 若圓缺高度為其它值時，用殼程表面系數(shù)表求出傳熱因子jH,并用下式求出表面系數(shù) a0= jHλ/de(pr)1/3(μ/μw)0.14,64,（2）殼程為飽和蒸汽冷凝,水平管束冷凝 a*=a0(μ２／ρ２gλ3)1/3 式中 a*——無量綱冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) a0——冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/m2.K Re=4M/μ,M=m/lns 式中 m——冷凝液質(zhì)量流量，kg/s L——傳熱管長度，m ns——當量管束，m,65,66,,,67,68,3、污垢熱阻和管壁熱阻 管壁熱阻取決于傳熱管壁厚度和材料，其值為 RW=b/λw 式中 b—傳熱管壁厚，m λw—管壁熱導率，m.K/W 常用金屬熱導率見下表,69,4、換熱器面積裕度,在規(guī)定熱流量下，計算了傳熱系數(shù)Kc和平均傳熱溫差后，則與Kc對應的計算傳熱面積為 Ac=Q1/Kc△tm 根據(jù)Ac，Ap可求出該換熱器的面積裕度 H=Ap-Ac/Ac 式中 H—換熱器面積裕度 Ap—實際傳熱面積，m2 Ac—計算傳熱面積，m2,70,（二）傳熱管和殼體壁溫核算,對于穩(wěn)定的傳熱過程，若忽略污垢熱阻，則有 式中 Q——換熱器熱流量,Ｗ Tm——熱流體平均溫度， ℃ Tw——熱流體管壁溫度， ℃ tm——冷流體平均溫度， ℃ tw——冷流體管壁溫度， ℃ αh ——熱流體側的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，Ｗ／m2.K,Q=αhAh(Tm-Tw)=αcAc(tw-tm),71,ac—冷流體側的表面?zhèn)鳠崮は禂?shù)，Ｗ／m2.K Ah—熱流體側的傳熱面積，m2 Ac—冷流體側的傳熱面積，m2 因此有 考慮污垢熱阻影響,,,72,Ｒh，Rc—分別為熱流體和冷流體污垢熱,m2.K/W 一般情況下，管壁溫度可取為： 當管壁熱阻小，可忽略不計，則可依下式計算管壁溫度,,,73,液體平均溫度（過度流及湍流） Tm=0.4T1+0.6T2 tm=0.4t2+0.6t1 液體（層流階段）及氣體平均溫度 Tm=1/2(T1+T2) tm=1/2(t1+t2) 式中 T1—熱流體進口溫度，℃ T2—熱流體出口溫度，℃ t1—冷流體進口溫度，℃ t2—冷流體處口溫度，℃,74,（三）換熱器內(nèi)流體阻力計算,1、管程阻力 管程流體阻力等于流體流經(jīng)傳熱管只管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即 Δpt=(Δpi+ΔpT)NsNpFs 式中 △pi——單管程直管阻力 △Pr——局部阻力 Ns——殼程數(shù) Np——管程數(shù),75,△Pt——管程總阻力 Fs ——管程結垢校正系數(shù)，可近似取1.5 其中，直管阻力和局部阻力計算如下 △Pi= λil ρ u2/ 2di △Pr= ζ ρ u2/2 式中 λi—摩擦系數(shù)； l—傳熱管長度，m di—傳熱管內(nèi)徑,m；u—流體流速,m/s ρ—流體密度,kg/m3；ζ—局部阻力系數(shù),76,2、殼程阻力,埃索法如下 △Ps=[△P0+ △Pi] Fs Ns 式中 △Ps—殼程總阻力，pa △P0—流體流過管束的阻力，pa △Pi—流體流過折流板缺口阻力pa Fs—殼程結垢校正系數(shù)（對液體為1.15，對氣體為1.0） Ns—殼程數(shù),77,78,79,