列管式换热器的选型和计算

作者:万搏体育发布日期:2021-01-22 01:31

  列管式换热器的选型和计算_机械/仪表_工程科技_专业资料。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

  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104~105 Pa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△P 105 (绝对压力) 0~105 (表压) 105 (表压) 0.1Pa 0.5Pa 5×104 Pa 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: 温度 ℃ 物料 流量 kg/h 组成(含乙醇量) mol% 进口 出口 操作压 力 MPa 釜液 120000 3.3 145 0.9 原料 液 105000 7 95 125 0.53 2 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: ≯7 kPa 工作地点:兰州


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