热管壳式换热器.docx
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1、有效地设计管壳式换热器热管壳式换热器 (STHEs) 的设计是通过先进的计算机软件。但是要有效地使用此软件需要好的换热器设计的基本原则的理解。 本文介绍的换热设计内容包括基本知识: STHE 组件;STHEs根据结构和服务的分类;热设计所需的数据;管程设计;壳程设计:包括布管,节流,壳程压降 ;平均温度差。管程和壳程的传热及压降基本方程是众所周知的;在这里我们专注于这些关联式换热器优化设计的应用。管壳式换热器设计中的高级主题文章后续,例如分配壳侧和管侧流体的高级主题上的后续使用的多个壳,overdesign,除垢、 预计出现在下一个问题。热管壳式换热器的部件设计师对STHEs的机械特性有好的应
2、用知识和他们是如何影响热设计是非常重要的。STHE 的主要组件是:壳;封头;管;管道;管箱盖;管板;折流挡板;排气管;其他组件包括螺栓和垫片,通过隔板、 防冲板、 纵向挡板、 密封片、 支架和底座。标准的管式换热器制造商协会(TEMA)详细的描述这些各种组件。STHE 分为三个部分: 前封头、壳和后封头。图 1 说明了各种结构可能性的TEMA命名。由三个部分的字母代码描述换热器例如,BFL 换热器有一个阀盖盖、 一个两通壳及一个纵向挡板和一个后封头。按结构分类固定管板 固定管板换热器 (图 2)已经把直管固定在外壳焊接的管板两端。结构可能有可移动通道盖、管箱盖通道盖或整体管板。固定管板结构的主
3、要优势是其低成本,因为其结构简单。事实上只要没有需要的膨胀接头,固定管板是最便宜的结构类型。其他的优点是在移走通道盖或阀盖之后可以机械地清洁管子,由于没有法兰接头可以最小化壳程液泄漏。这种设计的缺点是由于管束是固定在外壳上的不能移动,管的外面不能被机械地清理。因此,其应用程序仅限于壳程上的清洁服务。但是,如果可以雇用一个令人满意的化学清洗程序,固定的管板结构可选择壳程上的污垢服务。倘若管与外壳之间存在大的温度差管板将不能承受应力差,从而必须加上一个伸缩接头。这很大程度上带走了低成本的优势。U型管 顾名思义U 型管换热器(图 3)管弯曲形状是U 型。U型管换热器中有只有一个管板。然而单管板的低成
4、本被弯曲的管子和略大直径的外壳引起的额外费用抵消(由于最小的U 形弯曲半径),制作U 型管换热器的成本和制作固定的管板换热器的成本相当。U 型管换热器的优点是由于一端是自由的该绑定在回应应力差异时可以伸展或收缩。此外,可以清除管的外部也可以移除管束。U 型管结构的缺点是无法有效地清理管的内部,因为U型弯曲可能需要灵活端钻轴的清洗。因此U 型管换热器不应服务于管道内流动脏的流体。浮头式 浮头式换热器是最通用类型的STHE同时价格也很昂贵。在这个设计中,管板一端相对于外壳是固定的,另一端是不受约束在壳体内浮动的。这将允许管束自由膨胀,也可以清洗管的里面和外面。因此,浮头 SHTEs 可用于壳程和管
5、程流动的液体是脏的使这个标准结构类型使用于脏的情况,例如炼油厂。有各种各样类型的浮头式结构。两个最常见的是提拉底座装置(TEMA S)和提拉(TEMA T) 设计。TEMA S 设计(图 4)是化学加工业(CPI)中最常见的构造。浮头盖与浮头管板用螺栓和一个巧妙分开的垫圈牢固的连接在一起。这个浮头挡板位于壳的末尾一边被一个较大的直径封头包含。若要拆卸换热器,首先要拆下封头,然后拆分垫圈,拆下浮头盖之后可以从固定端移走管束。TEMA T 结构(图 5),由于壳的直径比浮头法兰的直径大整个管束包括浮头的零件可以从固定端移走。浮头盖和浮头管板直接用螺栓连接因此可分垫圈是不需要的。这种结构的优点不用移
6、走壳或浮头盖就可以把管束从壳中移走,从而减少维护时间。这种设计是特别适合于有脏加热介质的并且不能使用U 形管的锅形再沸器。由于扩大了外壳所以这种结构是所有换热器类型中花费最高的。也有两种填充类型的浮头结构外填料式填料箱(TEMA P) 和外填料式套环(TEMA W) (见图 1)。但是由于它们容易出现渗漏,因此它们的使用仅限于氮和无毒而且有适度的压力和温度下(40 kg/cm2和 300C)的壳程流体。按使用分类基本上使用可以是单相(例如冷却或加热液体或气体)或两相(例如冷凝或汽化)。由于 STHE有两面这会导致使用的几种组合。广义地说使用可以如下分类:单相 (壳程和管程都是);冷凝(一边冷凝
7、和另一边单相);汽化(一边汽化和另一边单相);冷凝/汽化(一边冷凝和另一边汽化)。通常使用以下术语:换热器:两边单相和工艺物料流(这不是一个实用程序)。冷却剂: 一股工艺流体和其他冷却水或空气。加热器: 一股工艺流体和其他热的实用东西,如蒸汽或热油。凝汽器: 一股冷凝蒸汽和其它冷却水或空气。冷却器: 一股工艺流体在真空温度下冷却和其余制冷剂或工艺物料流沸腾。再沸器: 一股来自精馏塔的残流和其它热的实用东西(蒸汽或热油)或工艺物料流。这篇文章具体集中在单相的应用程序。设计数据在讨论实际热设计前,让我们看看在开始设计之前过程许可方必须提供的数据:1. 这两种流的流量。2. 这两种流的进、出口温度。
8、3. 这两种流的工作压力。气体是必须的,尤其是如果气体密度未提供;液体不是必要的,它们的特性不随压力改变。4. 这两种流的允许压降。对于换热器设计这是一个非常重要的参数。一般情况下,对于液体每个壳允许值为 0.50.7 kg/cm2。尤其是粘性液体在管程中通常要保证较高的压力降。对于气体允许的值通常是 0.050.2 kg/cm2, 0.1 kg/cm2是典型的。5. 这两个流的污垢热阻。如果这不提供的,设计者应根据TEMA标准或过去的经验采用给定的值。6. 这两种流的物理性质。包括粘度、 导热系数、 密度和比热,最好是进、 出口温度。在进、 出口温度下必须提供粘度数据,尤其是对于液体,由于随
9、温度的变化可能会相当大而且是不规则的(既不是线性也不是对数)。7. 热负荷。壳程和管程的额定负荷应该是一致的。8. 换热器的类型。如果不提供换热器类型,设计者可以根据前面所述的各种结构特性选择。9. 管道尺寸。最好管口尺寸与管道尺寸相匹配以避免膨胀或减压。不过管口的尺寸选择标准通常比管道的更严格,尤其是对壳程的进口。因此,管口尺寸有时必须是一个定值(或更多的特殊情况下)大于相应的管道尺寸,尤其是对于小管道。10. 首选管的尺寸。管的尺寸要标明外径厚度长度。一些设备制造者首选外径*厚度(通常根据总结的注意事项)并根据可用绘图区确定最大管长度。11. 最大壳直径。这根据管束拆除要求和由起重负载限制
10、。这样的限制仅适用于管束可移动的换热器,即 U 型管和浮头式。固定管板换热器唯一的限制是制造商的制造能力和组件如凸形封头和法兰的可用性。因此浮头式换热器壳的内径通常限于1.41.5 m ,管长限于 6 - 9 m,而固定管板换热器可以有3 m厚的壳和管长度达 12 m或更长。12. 结构材料。如果管和壳由相同的材料制造,那么所有组件应该都是这种材料。因此只需要指定管和壳的结构材料。但是,如果壳和管是不同的冶金,那么应指定所有主要组件的材料,避免任何歧义。主要组件是壳(和壳盖),管,管道(和管道盖), 管板和挡板。管程设计管程计算十分简单的,由于管程流动相当一个简单的圆形管道流动。传热系数和压降
11、都随管程的速度而变化,后者更强烈。一个好的设计将使用最佳允许压降,因为这样会产生最高的传热系数。如果所有管程流体流过全部的管 (一种管通),它会引起某一速度。通常此速度低的不能接受,因此需要增加。在通道中加上隔板(与适当的垫圈),管程流体分几次流过管总数的一小部分。因此,在一个有200个管和两个通道的换热器中, 流体一次通过100个管,速度将是仅一次通过的两倍。管子通道的数量通常是一、 二、 四、 六、 八个等等。传热系数管程传热系数是雷诺数、 普朗特数和管径的函数。这些可以细分为以下基本参数: 物理性质(即粘度、导热性和比热)、管径、更重要的是质量速度。液体粘度的变化是相当大的,所以物理性质
12、对传热系数有着很大的影响。在管内湍流传热的基本计算公式如下:Nu = 0.027 (Re) 0.8 (Pr)0.33 (1a) or (hD/k) =0.027 (DG/m)0.8 (cm/k)0.33 (1b)重新整理:h = 0.027(DG/m) 0.8(cm/k)0.33(k/D) (1c)粘度影响传热系数的两种相反方式 作为雷诺数的参数,并作为普朗特数的参数。因此,从等式 1c得:h =a (m)0.330.8 (2a)h =a (m)0.47 (2b)换句话说传热系数与粘度的0.47乘方成反比。同样传热系数与导热率的0.67乘方成正比。关于换热这两个事实引出一些有趣的概论。高导热性
13、促进高传热系数。因此,冷却水(周围的导热率为0.55 kcal/hmC)通常有极高的传热系数6000 kcal/hm2C,接着液态烃(导热率在0.08到0.12 kcal/hmC之间)在250-1300 kcal/hm2C,然后气态烃(导热率在0.02 到0.03 kcal/hmC 之间) 在50500 kcal/hm2C。氢气是少有的气体,因为它有极高的导热率(大于液态烃)。因此其传热系数接近液态烃范围的上限。液态烃传热系数的范围相当大导致粘度变化很大,从不足 0.1 cp的乙烯到超过1000cp的丙烯或更多的沥青。在气态烃中传热系数较大的变化归因于工作压力变化较大。随着工作压力的升高气体密
14、度增加。压降是与质量速度的平方成正比与密度成反比。因此相同的压力降下,当浓度较高时可以保持较高的质量速度。这个较大的质量速度转化为较高的传热系数。压力降质量速度强烈地影响着传热系数。对于湍流时管程传热系数变为管程质量速度的0.8乘方,而管程压力降变为质量速度的平方。因此提高质量速度,压降增加的比传热系数增加的更快。因此超过质量速度的最佳值将会浪费更多的质量速度增加值。 此外,很高的速度导致侵蚀。但是压力降限制通常成为在侵蚀速度达到之前的长期控制。建议在管道内最小的流体速度是 1.0 m/s,最大值是 2.53.0 m/s。压降与速度的平方和移动的总长度成比例。因此对于给定数目的管与给定的管程流
15、量来说,当管路增加时压降上升到这一增加量的立方。在实际工作中这个增长有点小,因为在高的雷诺数下摩擦因数低,因此指数应该近似地用2.8代替3。随着管路数量的增加管程压力降急剧增加。因此经常发生在给定数目的管和两个通道情况下压降远远低于允许值,但在四个通道下它超出允许压力降。如果在这种情况下必须使用标准管,设计者可能不得不接受一个较低的速度。但是如果管直径和长度可以更改那么允许压降可以更好地利用,实现更高的管程速度。化学加工工业中通常使用以下管直径:3/8、1/2、5/8、3/4、1、7/4 和3/2英寸。其中,3/4英寸和1英寸是最受欢迎的。管的外径小于3/4英寸的不应该用于污垢服务。小直径管,
16、如1/2英寸,只适用于换热面积小于2030 m2的小换热器。必须满足给定流的总压降是十分重要的。为了所有换热器获得良好的传热,可更改各种换热器在特定的回路中给定流压降的分布。考虑热液体流流过几个预热器。通常情况下对于液体流允许每壳的压降是0.7 kg/cm2。如果有五个这样的预热器,这个回路允许的总压降为3.5kg/cm2。如果通过两个这样的换热器产生的压降仅是0.8 kg/cm2,剩下的2.7 kg/cm2可用其他三个平衡。示例 1: 最佳管程设计考虑表1中规定的换热器服务。使用TEMA类型的AES换热器(开环提拉浮头结构)。管的外径是25mm(首选)或20mm,厚2mm,长9m(但可能较短
17、)。第一次设计制作使用外径25mm,长9m的管(案例 A 表 2)。尽管允许压降为0.7 kg/cm2但管程压力降仅是0.17 kg/cm2。而且管程热阻是总值的27.71%,这就意味着如果更好地利用允许压降,传热面积就会减少。然而当管道数目从2个增加到4个(因为附加的分程隔板道所以保持壳的直径相同并且管的数量从500个减少到480个)时管程压降增加到1.06 kg/cm2,这是无法接受的。由于在这四个通道结构中超过安全标准设计8.1%,因此尝试通过缩短管的长度来降低管程压力降。当管的长度减小到7.5 m 时超过安全标准设计5.72%,但是管程压降为0.91kg/cm2仍高于允许值。下一步尝试
18、设计外径为20mm的管 (案例 B 表 2)。壳的直径和传热面分别从925 mm降到780 mm、从343 m2降到300 m2。管程速度(先2.17 m/s与1.36 m/s比较)、压降 (0.51 kg/cm2与0.17 kg/cm2比较)、传热系数(1976 kcal /hm2C与 1285 kcal /hm2C比较)都非常高。对与案例 A来说这个设计的传热系数是398 kcal /hm2C与356kcal /hm2C的比较。粘性液体的逐步计算当管程粘度明显的变化时,管程传热系数和压降的单点计算会给出不实际的结果。因为在湍流和层流这两种状态下的热性能是非常不同的,特别是在湍流和层流混合存
19、在的情况下。在这种情况下必须执行逐步计算或划分方式。步骤或区域的数目将由管程粘度的变化和雷诺数决定。示例 2: 逐步计算在精炼厂中釜式蒸汽发生器的主要过程参数如表 3 所示。重真空柴油的粘度从进口时的1.6cp变化为出口时的6.36cp。产生一种不执行逐步计算的设计 那就是在单一的平均温度和相应的物理性质的基础上。这种设计的详细信息表 4 所示在十个相等热负荷的步骤中显示原始换热器的下表面来执行管程的逐步计算。表5 中是单点和逐步计算的相关性能参数的比较。差异的主要原因是雷诺数的变化,从第一个区域的9813变到最后一个区域的2851。另外,平均温度差(MTD)大幅下降,从第一个区域的138.4
20、7C变到最后一个区域仅仅17.04C。因此,虽然初始区域(热端)的传热系数和平均温差都高,但是这些下跌逐步接近换热器出口(冷)端。所以尽管热负荷是一样的,但是第一个区域所需长度仅为2.325 m,最后一个区域需要长度为44.967 m。管程压降只是分段少量升高,因为管程完全在过渡区 (Re在2851和 9813之间)。管程设计壳程计算比管程计算复杂得多。这主要是因为在壳程中不仅只是一种流流动,最主要的是错流和四个泄漏或旁流。壳程有各种各样的流动装置,以及各种管的布局方式和节流设计,一起确定壳程流分析。壳体结构TEMA根据通过外壳壳程流体的流量定义各种壳的模型:E、F、G、H、J、K和X(参见图
21、 1)。TEMA E 单通壳中壳程流体进入壳的一端并且从壳的另一端离开。这是最常见的壳的类型这种结构建造的换热器要比其他复合结构建造的多。TEMA F 两通壳有一个纵向挡板,把外壳分为两个通道。壳程流体进入一端,穿过换热器的全长通过壳横截面积的二分之一,回转流过第二个通道,最后离开第二个通道的末端。纵向挡板阻塞短管板,所以流体能流到第二个通道中。F 壳用于温度交叉的情况下即冷流离开的温度高于出口热流的温度。如果两通(F) 壳的只有两个管道,那么这成为一个真的逆流排列可以得到较大的温度交叉。TEMA J 壳是一个分流壳,其中壳程流体进入中心壳并且分为两半,一股流向左侧另一股流向右侧然后分别离开。
22、然后他们合并为单个流。这被认为是 J 12 壳。或者这股流可分成两半进入壳的两端流向中心,并且作为单个流离开,这个被认为是 J 21 壳。TEMA G 壳是分流壳 (参见图 1)。这种结构通常被使用在横向的热对流系统再沸器。只有一个中央支承板和没有挡板。G壳不能用于管长大于3 m的换热器,因为这会超过TEMA所规定的最大不支持的管长的限制通常为1.5m,尽管它会随着管的外径、厚度和材料变化。当需要更大的管长时, 使用TEMA H 壳(见图 1)。H 壳基本上是两个 G 壳并排放置,因此有两个完整的支承板。这个被描述为一个双拆分的结构,即流是拆分两次并且重组两次。这种结构总是使用在横向的热对流系
23、统再沸器。G壳和H壳的优点是压降大幅减少并且没有折流板。TEMA X 壳(参见图 1)完全是一个错流壳,壳程流体进入壳顶部(或底部)流经管道,并从壳的相对面流出。压降极低事实上在壳上几乎没有任何压降,什么是压降,实际上是所有的管口。因此,这种结构被用于冷却水或冷凝蒸汽低压力尤其是真空下。如果需要结构的完整性,则指出所有的支撑板。他们不干预壳程流动因为他们的流动方向相同。TEMA K 壳(参见图 1)是一个特殊的的错流壳适用于锅型再沸器。它有积分的蒸气脱离接触空间所体现的扩大后的壳。在这里,太,板可以受雇为全力支持需要。管布局模式有四个管的布局模式,如图 6 中所示: 三角 (30 ),旋转三角
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