管壳式换热器的工艺设计.pdf

18
CHEMICAL ENGINEERING DESIGN
化工设计2009,19(3)
管壳式换热器的工艺设计
芮胜波“李峰王克立李彩艳兖矿鲁南化肥厂滕州277527
摘要介绍在工艺设计中如何确定管壳式换热器程数,以及如何降低换热器的压力降。
关键词管壳式换热器程数压降设计
在化工、石油、动力、制冷以及食品等行业热系数会因此显著增大,并且总传热系数也会有
中,换热器属于常用而又重要的工艺设备,换热大幅提高。例如,一台单管程换热器,管程给热
器的设计应满足特定工况和苛刻操作条件的要系数为990W/(m2?℃),壳程给热系数为5010
求。具体说满足工艺过程的要求,在工作歴力下W/(m2?℃),总传热系数为794W/(m2
具有一定的强度,结构简单、紧凑,便于安装和
℃),在换热器的外形尺寸保持不变的情况下
维修,并考虑造价要低,运行安全可靠。
改为双管程后,管程给热系数变为1680W/(m
新型换热器提高了传热效率。比如板式换热
器和螺旋板式换热器具有传热效果好、结构紧凑
?℃),增大了70%,总传热系数变为1176W
等优点,能满足在温度和压力不太高的工况下运
m2?℃),增大了48%,显然此时选用双管程
行;板翅式换热器是一种轻巧、紧凑、高效换热
换热器有利。反之,如果単管程时管程的给热系
器,广泛应用于石油化工、天然气液化、气体分数大于壳程给热系数,当改用双管程时,虽然管
离等行业中;此外,空气冷却器以空气为冷却剂程给热系数也会显著增大,但总传热系数则增幅
在翅片管外流过,用以冷却或冷凝管内通过的流不明显。例如,一单管程换热器,管程给热系数
体,尤其适用于缺水地区,由于管外装置了翅为2276W/(m2?℃),壳程给热系数为2104
片,既增强了管外流体的湍流程度,又増大了传W/(m2?℃C),总传热系数为1040WI/(m2
热面积,这样,可以减少两边对流传热系数过于?℃),在换热器的外形尺寸保持不变的情况下
悬殊的影响,从而提高换热器的传热效能。
改为双管程后,管程给热系数变为4147W/(m
目前,管壳式换热器具有结构坚固、操作弹·℃),增大了82%,总传热系数变为1280W/
性大、可靠程度高、使用范围广等优点,所以在
m2?℃),只增大了23%。此处由于双管程换
工程中仍得到普遍使用。尽管设计人员已能用专热器中分程挡板的存在,减少了换热管的排管数
用软件HTFS进行设计计算,但为了使设计出来量,所以,有时传热系数增大的幅度尚不足以补
的换热器能更好地满足各种工况,仍然有许多方
偿因换热管的减少而损失的换热面积,在这种情
面需在设计时充分加以考虑。
况下则不宜采用双管程结构。从结构上看,双管
程数的选择
程要比单管程复杂,制造难度大,所以在换热面
1.1管程
积相当时,以选单管程换热器为宜。
管程程数的选择,关键要比较管程与壳程的1.2壳程
给热系数。如果单管程时管程流体的给热系数小
换热器壳程程数的选择,应从两个方面考
于壳程流体给热系数,则应改用双管程,管程给虑,首先,对于换热管很长的换热器,如果为了
*芮胜波:工程师。1996年毕业于华东理工大学化学工程专业,2006年毕业于华东理工大学化学工程专业获工程硕士学位。现
从事煤化工项目研发及建设工作。联系电话:(0632)2363395。
2009,19(3)
芮胜波等管壳式换热器的工艺设计
减少占地面积,可以采用双壳程结构。例如一台度,提高管间对流传热系数。
单管程、单壳程的换热器外形尺寸为1000×2.2.1形式
6000,若改用双管程双壳程结构,则1400
常用的折流板有以下两种形式:
3000可满足要求,长度方向减少了一半,从占
(1)圆缺形折流板,大部分换热器采用此
地角度考虑是很有意义的;其次,如果壳程流体种形式。又可分为单圆缺和双圆缺,单圆缺形折
流量较小,造成売程给热系数较小,单纯靠扩大流板的缺口宽度可为直径的15%~45%,其在
壳体直径虽然会增大传热面积,但是由于流速降壳程内的放置形式有两种,一种是上下方向排
低而导致总传热系数的减小,甚至不能补偿增大列,可造成液体剧烈扰动,以增大传热系数;另
的传热面积,此时,除了可以选用几台小直径的一种是左右方向排列,当设备中伴随有气相的吸
换热器串联外,也可以考虑选用双壳程结构。但收冷凝时,有利于冷凝液与气体的流动。对双圆
是双壳程设计需要在壳程设置纵向隔板,增加了缺形折流板,每块圆缺的缺口宽度可为直径的
换热器本身结构的复杂性和制造成本,而且売程15%~-25%。
介质容易发生短路,降低换热效率,一般不宜采
(2)环盘形折流板,此种折流板允许通过
用
的流量大,压降小,但传热效率不如圆缺形折流
板,因此这种折流板多用于要求压降小的情况。
2压力降的设计
2.2.2选用
换热器的压力降不仅受到动力消耗的限制
对于壳程为气相冷凝的冷凝器,折流板的具
有时工艺过程也要求压力降不能太大,例如热虹体形式对壳程压降有很大影响,为了降低压降,
吸式再沸器,其工作原理就是靠再沸器与塔之间在满足换热效果的前提下,可以增大单圆缺折流
的静压差,使工艺物料在蒸馏塔与再沸器之间构板的切口宽度,也可以选用双圆缺折流板或者环
成循环,如果工艺流体的压力降过大,使静压差盘形折流板。此外调整折流板之间的间距以及第
不足以克服压力降从而导致精馏塔不能正常操一块折流板与管板之间的距离,也会减小壳程压
作
降。一般情况下,对同一台换热器,习惯采用相
2.1影响因素
同切口宽度的折流板,对壳程没有相变的换热器
来说,这样做没有问题,但是对壳程为气相冷凝
影响压力降的因素很多,其中物料流速关系
较大,增加物料流速,可增大传热系数,使换热
的冷凝冷却器来讲,就会存在一定的弊病,如果
器结构紧凑,但增加流速同时增大了换热器的压
采用较小的圆缺切口宽度,则在売程进口处的几
块折流板处必然会产生较大的压降;反之,如果
力降。管程压力降的降低主要就是靠减小流体流
为了降低压降而采用很大的圆缺切口宽度,那么
速即增大换热管的流通面积,如减少管程数、选
经过一定数量的折流板后,大部分气体冷凝造成
用大直径的売体从而増加换热管数等。壳程压力
降除了与壳体直径有关外,换热器的内部结构比
流体体积急剧减小,从而导致液体通道相对太大
而影响换热效果。实际上,为了解决这个问题,
如折流板的形式及切口宽度、换热管的间距及排
可以对壳程进口处的几块折流板采用较大的切口
列方式等也会对压力降造成不同程度的影响,如
宽度,而后逐渐减小切口宽度,这样既能满足压
果选择得当,将会大大降低壳程的压力降,壳程
降的要求,又能使冷凝液也能有较大的传热系
为气相冷凝时常遇到这种情况。
数,但是HTFS软件中没有提供这种计算模式,
2.2设折流挡板
所以,折流板的切口宽度将如何渐变,渐变后壳
为了提高壳程流体的流速,往往在壳体内安程内不同部位流体的给热系数如何分布,计算起
装一定数目与管朿相垂直的折流挡板,这样可使来将比较复杂,有待于在实际工作中进一步寻求
流体沿规定路径多次横向流过管朿,增加湍流程经验