管壳式换热器谁走管程谁走壳程是怎么定的？

请问:管壳式换热器谁走管程谁走壳程是怎么定的? 宜走管内的流体 1)不洁净和易结垢的流体,因为管内清洗方便 2) 腐蚀性的流体,因为可避免管子、壳体同时受腐蚀,且管子便于清洗和检修 3)压强高的流体,因为可以节省壳体材料 4)有毒的流体,因为可减少泄漏的机会 宜走壳程的介质: 1)饱和蒸汽,因为可便于及时排除冷凝液,且蒸汽比较干净,清洗比较方便 2)被冷却的流体,因为可利用壳体散热,增强冷却效果 3) 粘度大的流体或流量小的流体,因为流体在折流板的作用下,可提高流动对流传热系数 4)对于刚性结构的换热器,若两流体的温差大,对流传热系数较大的介质走壳程,可减少热应力。 求列管换热器的计算 列管式换热器的设计计算 1.流体流径的选择 哪一种流体流经换热器的管程,哪一种流体流经壳程,下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例) (1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内,以便于清洗管子。 (2) 腐蚀性的流体宜走管内,以免壳体和管子同时受腐蚀,而且管子也便于清洗和检修。 (3) 压强高的流体宜走管内,以免壳体受压。 (4) 饱和蒸气宜走管间,以便于及时排除冷凝液,且蒸气较洁净,冷凝传热系数与流速关系不大。 (5) 被冷却的流体宜走管间,可利用外壳向外的散热作用,以增强冷却效果。 (6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内,因管程流通面积常小于壳程,且可采用多管程以增大流速。 (7) 粘度大的液体或流量较小的流体,宜走管间,因流体在有折流挡板的壳程流动时,由于流速和流向的不断改变,在低Re(Re>100)下即可达到湍流,以提高对流传热系数。 在选择流体流径时,上述各点常不能同时兼顾,应视具体情况抓住主要矛盾,例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等,然后再校核对流传热系数和压强降,以便作出较恰当的选择。 2. 流体流速的选择 增加流体在换热器中的流速,将加大对流传热系数,减少污垢在管子面上沉积的可能性,即降低了污垢热阻,使总传热系数增大,从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加,又使流体阻力增大,动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。 此外,在选择流速时,还需考虑结构上的要求。例如,选择高的流速,使管子的数目减少,对一定的传热面积,不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗,且一般管长都有一定的;单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。 3. 流体两端温度的确定 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定,就不存在确定流体两端温度的问题。若其中一个流体仅已知进口温度,则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却某热流体,冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计,而换热器出口的冷水温度,便需要根据经济衡算来决定。为了节省水量,可使水的出口温度提高些,但传热面积就需要加大;为了减小传热面积,则要增加水量。两者是相互矛盾的。一般来说,设计时可采取冷却水两端温差为5~ 10℃。缺水地区选用较大的温度差,水源丰富地区选用较小的温度差。 4. 管子的规格和排列方法 选择管径时,应尽可能使流速高些,但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有φ25×2.5mm及φ19×mm两种规格的管子。 管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗,且易弯曲。一般出厂的 标准钢管长为6m,则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m。系列标准中也采用这四种管长。此外,管长和壳径应相适应,一般取L/D为4~6(对直径小的换热器可大些)。 如前所述,管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等,如第五节 中图4-25所示。等边三角形排列的优点有:管板的强度高;流体走短路的机会少,且管外流 体扰动较大,因而对流传热系数较高;相同的壳径内可排列更多的管子。正方形直列排列的优 点是便于清洗列管的外壁,适用于壳程流体易产生污垢的场合;但其对流传热系数较正三角排 列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间,即对流传热系数(较直列排列的)可以适当地 提高。 管子在管板上排列的间距 (指相邻两根管子的中心距),随管子与管板的连接方法不同而异。 通常,胀管法取t=(1.3~1.5)do,且相邻两管外壁间距不应小于6mm,即t≥(d+6)。焊接法取 t=1.25do。 5. 管程和壳程数的确定 当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时,有时会使管内 流速较低,因而对流传热系数较小。为了提高管内流速,可采用多管程。但是程数过多,导致 管程流体阻力加大,增加动力费用;同时多程会使平均温度差下降;此外多程隔板使管板上可 利用的面积减少,设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6 程等四种。采用多程时,通常应使每程的管子数大致相等。 管程数m可按下式计算,即: (4-121) 式中 u―――管程内流体的适宜速度, m/s; u′―――管程内流体的实际速度, m/s。 图4-49串联列管换热器当壳方流体流速太低时,也可以采用壳方多程。如壳体内安装一块 与管束平行的隔板,流体在壳体内流经两次,称为两壳程,如前述的图4-47和图4-48所示。 但由于纵向隔板在制造、安装和检修等方面都有困难,故一般不采用壳方多程的换热器,而是 将几个换热器串联使用,以代替壳方多程。例如当需二壳程时,则将总管数等分为两部分,分 别安装在两个内径相等而直径较小的外壳中,然后把这两个换热器串联使用,如图4-49所示。 6. 折流挡板 安装折流挡板的目的,是为了加大壳程流体的速度,使湍动程度加剧,以提高壳程对流传热 系数。 第五节的图4-26已示出各种挡板的形式。最常用的为圆缺形挡板,切去的弓形高度约为外 壳内径的10~40%,一般取20~25%,过高或过低都不利于传热。 两相邻挡板的距离(板间距)h为外壳内径D的(0.2~1)倍。系列标准中采用的h值为:固定管板式的有150、300和600mm三种;浮头式的有150、200、300、480和600mm五种。板间 距过小,不便于制造和检修,阻力也较大。板间距过大,流体就难于垂直地流过管束,使对流 传热系数下降。 挡板切去的弓形高度及板间距对流体流动的影响如图3-42所示。 7. 外壳直径的确定 换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等,可用作图法确定壳体的内径。但是,当管数较多又要反复计算时,作图法太麻烦费时,一般在初步设计时,可先分别选定两流体的流速,然后计算所需的管程和壳程的流通截面积,于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后,仍应用作图法画出管子排列图。为了使管子排列均匀,防止流体走"短路",可以适当增减一些管子。 另外,初步设计中也可用下式计算壳体的内径,即: (4-122) 式中 D――――壳体内径, m; t――――管中心距, m; nc―――-横过管束中心线的管数; b′―――管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离,一般取b′=(1~1.5)do。 nc值可由下面的公式计算。 管子按正三角形排列时: (4-123) 管子按正方形排列时: (4-124) 式中n为换热器的总管数。 按计算得到的壳径应圆整到标准尺寸,见表4-15。 8.主要构件 封头封头有方形和圆形两种,方形用于直径小的壳体(一般小于400mm),圆形用于大直径 的壳体。 缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击,可在进料管口装设缓冲挡板。 导流筒壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间(死角),为了提高传热效果,常在管束外增设导流筒,使流体进、出壳程时必然经过这个空间。 放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔,以排除不凝性气体和冷凝液等。 接管尺寸换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算,即: 式中Vs--流体的体积流量, /s; u --接管中流体的流速, m/s。 流速u的经验值为: 对液体 u=1.5~2 m/s 对蒸汽 u=20~50 m/s 对气体 u=(15~20)p/ρ (p为压强,单位为atm ;ρ为气体密度,单位为kg/) 9.材料选用 列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机 械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前常 用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等;非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好,但价格高且较稀缺,应尽量少用。 10.流体流动阻力(压强降)的计算 (1) 管程流体阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器,其总阻力Δpi 等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计,故管程总阻力的计算式为: (4-125) 式中 Δp1、Δp2------分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降,N/; Ft-----结垢校正因数,无因次,对于φ25×2.5mm的管子,取为1.4,对φ19×2mm 的管子,取为1.5; Np-----管程数; Ns-----串联的壳程数。 上式中直管压强降Δp1可按第一章中介绍的公式计算;回弯管的压强降Δp2由下面的经验公式估算,即: (4-126) (2) 壳程流体阻力现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较多,但是由于流体的流动状况比较复杂,使所得的结果相差很多。下面介绍埃索法计算壳程压强Δpo的公式,即: (4-127) 式中Δp1′-------流体横过管束的压强降,N/; Δp2′-------流体通过折流板缺口的压强降,N/; Fs --------壳程压强降的结垢校正因数,无因次,对液体可取 1.15,对气体或可凝蒸气可取1.0 而 (4-128) (4-129) 式中 F----管子排列方法对压强降的校正因数,对正三角形排列F=0.5,对正方形斜转45°为0.4,正方形排列为0.3; fo----壳程流体的摩擦系数,当Reo>500时, nC----横过管束中心线的管子数; NB----折流板数; h ----折流板间距,m; uo----按壳程流通截面积Ao计算的流速,而。 一般来说,液体流经换热器的压强降为 0.1~1atm,气体的为0.01~0.1atm。设计时,换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间予以权衡,使既能满足工艺要求,又经济合理。 三、列管式换热器的选用和设计计算步骤 1.试算并初选设备规格 (1) 确定流体在换热器中的流动途径。 (2) 根据传热任务计算热负荷Q。 (3) 确定流体在换热器两端的温度,选择列管式换热器的型式;计算定性温度,并确定在定性温度下流体的性质。 (4) 计算平均温度差,并根据温度校正系数不应小于0.8的原则,决定壳程数。 (5) 依据总传热系数的经验值范围,或按生产实际情况,选定总传热系数K选值。 (6) 由总传热速率方程 Q=KSΔtm,初步算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸(如d、L、n及管子在管板上的排列等),或按系列标准选择设备规格。 2.计算管、壳程压强降 根据初定的设备规格,计算管、壳程流体的流速和压强降。检查 计算结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求,要调整流速,再确定管程数或折 流板间距,或选择另一规格的设备,重新计算压强降直至满足要求为止。 3.核算总传热系数 计算管、壳程对流传热系数αi 和αo,确定污垢热阻Rsi和Rso,再 计算总传热系数K',比较K得初始值和计算值,若K'/K=1.15~1.25,则初选的设备合适。 否则需另设K选值,重复以上计算步骤。 通常,进行换热器的选择或设计时,应在满足传热要求的前提下,再考虑其他各项的问题。 它们之间往往是互相矛盾的。例如,若设计的换热器的总传热系数较大,将导致流体通过换热器的压强降(阻力)增大,相应地增加了动力费用;若增加换热器的表面积,可能使总传热系 数和压强降降低,但却又要受到安装换热器所能允许的尺寸的限制,且换热器的造价也提高了。 此外,其它因素(如加热和冷却介质的用量,换热器的检修和操作)也不可忽视。 总之,设计者应综合分析考虑上述诸因素,给予细心的判断,以便作出一个适宜的设计 化工原理管壳式换热器的课程设计!!!100分要具体过程 详细要求:某焦化厂需要将甲苯液体从75℃冷却到40℃,甲苯处理量为25000kg/h.冷却介质采用28℃的循环水。要求换热器的管程和壳程压降不大于20KPa.设计合理的管壳式换热器! 一.设计任务和设计条件 某生产过程的流程如图所示,反应器的混合气体经与进料物流患热后,用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后,进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h,压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ,循环水的入口温度为29℃,出 口温度为39℃,试设计一台列管式换热器,完成该生产任务。 物性特征: 混和气体在35℃下的有关物性数据如下(来自生产中的实测值): 密度 定压比热容 =3.297kj/kg℃ 热导率 =0.0279w/m 粘度 循环水在34℃下的物性数据: 密度 =994.3㎏/m3 定压比热容 =4.174kj/kg℃ 热导率 =0.624w/m℃ 粘度 二.确定设计 1.选择换热器的类型 两流体温的变化情况:热流体进口温度110℃出口温度60℃;冷流体进口温度29℃,出口温 度为39℃,该换热器用循环冷却水冷却,冬季操作时,其进口温度会降低,考虑到这一因素,估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大,因此初步确定选用浮头式换热器。 2.管程安排 从两物流的操作压力看,应使混合气体走管程,循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢,若其流速太低,将会加快污垢增长速度,使换热器的热流量下贱,所以从总体考虑,应使循环水走管程,混和气体走壳程。 三.确定物性数据 定性温度:对于一般气体和水等低黏度流体,其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= =85℃ 管程流体的定性温度为 t= ℃ 根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说,最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件,则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据,然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。 混和气体在35℃下的有关物性数据如下(来自生产中的实测值): 密度 定压比热容 =3.297kj/kg℃ 热导率 =0.0279w/m 粘度 =1.5×10-5Pas 循环水在34℃下的物性数据: 密度 =994.3㎏/m3 定压比热容 =4.174kj/kg℃ 热导率 =0.624w/m℃ 粘度 =0.742×10-3Pas 四.估算传热面积 1.热流量 Q1= =227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw 2.平均传热温差先按照纯逆流计算,得 = 3.传热面积由于壳程气体的压力较高,故可选取较大的K值。假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为 Ap= 4.冷却水用量 m= = 五.工艺结构尺寸 1.管径和管内流速选用Φ25× 2.5较高级冷拔传热管(碳钢),取管内流速u1=1.3m/s。 2.管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns= 按单程管计算,所需的传热管长度为 L= 按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构。根据本设计实际情况,采用非标设计,现取传热管长l=7m,则该换热器的管程数为 Np= 传热管总根数 Nt=612×2=1224 3.平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数按式(3-13a)和式(3-13b)有 R= P= 按单壳程,双管程结构,查图3-9得 平均传热温差℃ 由于平均传热温差校正系数大于0.8,同时壳程流体流量较大,故取单壳程合适。 4.传热管排列和分程方法采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见图3-13。 取管心距t=1.25d0,则t=1.25×25=31.25≈32㎜ 隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式(3-16)计算 S=t/2+6=32/2+6=22㎜ 各程相邻管的管心距为44㎜。 管数的分成方法,每程各有传热管612根,其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。 5.壳体内径采用多管程结构,壳体内径可按式(3-19)估算。取管板利用率η=0.75 ,则壳体内径为 D=1.05t 按卷制壳体的进级档,可取D=1400mm 6.折流板采用弓形折流板,去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为H=0.25×1400=350m,故可取h=350mm 取折流板间距B=0.3D,则 B=0.3×1400=420mm,可取B为450mm。 折流板数目NB= 折流板圆缺面水平装配,见图3-15。 7.其他附件 拉杆数量与直径按表3-9选取,本换热器壳体内径为1400mm,故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。 壳程入口处,应设置防冲挡板,如图3-17所示。 8.接管 壳程流体进出口接管:取接管内气体流速为u1=10m/s,则接管内径为 圆整后可取管内径为300mm。 管程流体进出口接管:取接管内液体流速u2=2.5m/s,则接管内径为 圆整后去管内径为360mm 六.换热器核算 1.热流量核算 (1)壳程表面传热系数用克恩法计算,见式(3-22) 当量直径,依式(3-23b)得 = 壳程流通截面积,依式3-25 得 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普朗特数 粘度校正 (2)管内表面传热系数按式3-32和式3-33有 管程流体流通截面积 管程流体流速 普朗特数 (3)污垢热阻和管壁热阻按表3-10,可取 管外侧污垢热阻 管内侧污垢热阻 管壁热阻按式3-34计算,依表3-14,碳钢在该条件下的热导率为50w/(m?K)。所以(4)传热系数依式3-21有 (5)传热面积裕度依式3-35可得所计算传热面积Ac为 该换热器的实际传热面积为Ap 该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务。 2.壁温计算 因为管壁很薄,而且壁热阻很小,故管壁温度可按式3-42计算。由于该换热器用循环水冷却,冬季操作时,循环水的进口温度将会降低。为确保可靠,取循环冷却水进口温度为15℃,出 口温度为39℃计算传热管壁温。另外,由于传热管内侧污垢热阻较大,会使传热管壁温升高,降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期,污垢热阻较小,壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中,应该按最不利的操作条件考虑,因此,取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是,按式4-42有 式中液体的平均温度和气体的平均温度分别计算为 0.4×39+0.6×15=24.6℃ (110+60)/2=85℃ 5887w/㎡?k 925.5w/㎡?k 传热管平均壁温 ℃ 壳体壁温,可近似取为壳程流体的平均温度,即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为℃。 该温差较大,故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大,因此,需选用浮头式换热器较为适宜。 3.换热器内流体的流动阻力 (1)管程流体阻力 , , 由Re=35002,传热管对粗糙度0.01,查莫狄图得,流速u=1.306m/s, ,所以, 管程流体阻力在允许范围之内。 (2)壳程阻力按式计算 , , 流体流经管束的阻力 F=0.5 0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa 流体流过折流板缺口的阻力 , B=0.45m , D=1.4m Pa 总阻力 75468+43218=1.19× Pa 由于该换热器壳程流体的操作压力较高,所以壳程流体的阻力也比较适宜。 (3)换热器主要结构尺寸和计算结果见下表: 参数管程壳程 流率 898560 227301 进/出口温度/℃ 29/39 110/60 压力/MPa 0.4 6.9 物性定性温度/℃ 34 85 密度/(kg/m3) 994.3 90 定压比热容/[kj/(kg?k)] 4.174 3.297 粘度/(Pa?s) 0.742× 1.5× 热导率(W/m?k) 0.624 0.0279 普朗特数 4.96 1.773 设备结构参数形式浮头式壳程数 1 壳体内径/㎜ 1400 台数 1 管径/㎜Φ25×2.5 管心距/㎜ 32 管长/㎜ 7000 管子排列△ 管数目/根 1224 折流板数/个 14 传热面积/㎡ 673 折流板间距/㎜ 450 管程数 2 材质碳钢 主要计算结果 管程壳程 流速/(m/s) 1.306 4.9 表面传热系数/[W/(㎡?k)] 5887 925.5 污垢热阻/(㎡?k/W) 0.0006 0.0004 阻力/ MPa 0.04325 0.119 热流量/KW 10417 传热温差/K 48.3 传热系数/[W/(㎡?K)] 400 裕度/% 24.9% 七.参考文献: 1.刘积文主编,石油化工设备及制造概论,哈尔滨;哈尔滨船舶工程学院出版社,1989年。 2. GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式 3. GB150——98钢制压力容器 4.机械工程学会焊接学会编,焊接手册,第3卷,焊接结构,北京;机械工业出版社 1992年。 5.杜礼辰等编,工程焊接手册,北京,原子能出版社,1980 6.化工部六院编,化工设备技术图样要求,化学工业设备设计中心站,1991年。