第一部分列管式换热器选型设计计算
一.列管式换热器设计过程中的常见问题
换热器设计的优劣最终要以是否适用、经济、安全、负荷弹性大、操作可靠、检修清洗方便等为考察原则。
当这些原则相互矛盾时,应在首先满足基本要求的情况下再考虑一般原则。
1.流体流动空间的选择原则
(1)不洁净和易结垢的流体宜走管内,因为管内清洗比较方便。
(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,可节省壳体金属消耗量。
(4)饱和蒸气宜走管间,以便于及时排出冷凝液,且蒸气较洁净,它对清洗无要求。
(5)有毒流体宜走管内,使泄漏机会较少。
(6)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。
(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,可以提高对流传热系数。
(8)对于刚性结构的换热器,若两流体的温度差较大,对流传热系数较大者宜走管间,因壁面温度与α大的流体温度相近,可以减少热应力。
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。
2.流体流速的选择
根据管内湍流时对流传热系数αi∝u0.8,流速增大,则αi增大,同时污垢热阻R si 减小,利于传热,从而可减少传热面积,节约设备费用;但同时又使压降增大,加大了动力消耗,提高了操作费用。
可见应全面分析权衡比较适宜的流速。
(1)所选流速要尽量使流体湍流,有利传热。
(2)所选流速应使管长或程数恰当。
管子过长,不便于清洗管内污垢;而管子过短,管程数增加,使结构复杂化,传热温差减少,均会降低传热效果。
(3)粘度大的流体,流速应小些,可按滞流处理。
(4)高密度流体(液体),阻力消耗与传热速率相比一般较小,可适当提高流速。
在我们教材及换热器设计手册中均给了出一些经验数据,以供参考。
3.管子规格及排列情况
(1)管径选择:国内换热器系列标准件中管子规格为Φ25×2.5mm、Φ19×2mm,在再沸器中可采用Φ38×3mm。
(2)管长:以清洗方便和合理使用管材为原则,系列标准件中采用1.5m,2m,3 m和6m四种。
(3)管子排列方法
管子在管板上的排列方法有三种:正三角形,正方形直列和正方形错列(见化工原理下册,天大版,P256,图4-25)。
正三角形排列使用最普遍,在同一管板面积上可以排列较多传热管,管外流体搅动较大,对流传热系数较高,但相应阻力也较大,管间不易清洗;正方形直列便于清洗管外表面,但传热系数较小;正方形错列介于上述两者之间,对流传热系数高于正方形直列。
(4)管中心距t
管子与管板采用胀管法连接t=(1.3-1.5)d o,管子与管板采用焊管法连接t=1.25d o,相邻两管外壁间距不应小于6mm。
4.折流挡板
前面已述常用的有圆缺形和盘环形挡板(见化工原理下册,天大版,P257,图4-27),而又以缺口面积为壳体内截面积25%的圆缺形折板用的最广泛。
折流挡板间距h:h=0.2~1D(壳内径),系列标准件中采用的板间距为:固定管板式有150、300、600mm三种,浮头式有150、200、300、480和600mm五种。
5.流体流动阻力
一般分管程、壳程两部分。
一般对液体,流经换热器压降104-105
Pa ,对气体,压
降为103-104
Pa 。
二.选型设计计算步骤
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:管程及壳程。
(2)根据传热任务计算热负荷Q :Q=W h C ph (T 1-T 2)=W c C PC (t 2-t 1)或Q=Wr (3)确定载热体种类,进、出口温度,根据热量衡算式计算载热体用量
(4)计算冷、热流体的定性温度,并确定定性温度下流体的物性(可列表表示):ρ、
μ、C P 、λ、 r 等。
(5)初算平均温度差(T-t)m ,并根据温度校正系数(φΔt )不应小于0.8的原则,决定壳程数
(T-t)m 逆=211/ln 2
t t t t ∆∆∆-∆, φ△t
=f(P,R)
(6)根据实际操作情况,初选总传热系数K 值。
(7)根据传热速率方程,初算传热面积S 需,S 需=m t T K Q
)(-,按系列标准选择设备规格,
并列出所选设备的基本参数(壳径、公称压强、公称面积、管程数、管子规格、管长、管子数、管子排列方法、管心距、折流挡板形式、折流板数以及折流板间距等) 2.校核
(1)总传热系数K :
A. 管程αi :无相变时αi =0.023i d λ
R e 0.8
P r n
B. 壳程αo :无相变 1) 不装折流挡板时:
以当量直径d e 代替管内径d i ,注意d e 为流动当量直径 2)装折流挡板:若为25%圆缺形挡板
N u =0.36R e 0.55P r 1/3 (ωμμ
)
0.14
或αo =0.36de λ(μρ
0deu )0.55(λμP C )1/3(ωμμ)0.14
应用范围:
a)定性温度:除ωμ取壁温外,其他均取流体进、出温度的算术平均值。
b) R e =2×103~1×106
c) 当量直径d e :
若管子为正方形排列,则d e =
2
02)
4(4d d t ππ
-
若管子为正三角形排列,则d e =
2
02)423(
4d d t ππ-
式中,t ——相邻两管中心距,m ;d o —— 管外径,m d) u o =v/A o ,A o =HD(1-d o /t)
式中,A o 为流体流过管间最大截面积,m 2
;,H 为折板间距,m ;D 为换热器外壳内径,m 。
e) (μ/μω)0.14
近似值:对气体,可取1.0,对液体被加热时,取1.05,对液体被冷却时,取0.95。
3) 壳程为蒸汽冷凝时(有相变),则管间不能装折流挡板,其对流传热系数α0按蒸汽冷凝传热系数关联式计算。
a) 确定管程,壳程污垢热阻R si 及R so
b) K o 核=00001
1
αλα+
+++SO m i Si i
i R d bd d d R d d (2)平均温度差:
根据所选换热器结构,计算温差校正系数φΔt
(T-t)m =(T-t)m 逆φΔt
(3)传热面积S 校
S 校=)m
O Q K T t ⋅-校( (4)比较与S 校和S 设备
若S 设备/S 校=1.10~1.15,则初选换热合适。
否则需要另设K 值,重复以上计算。
3.流体力学计算:包括管程和壳程 (1)管程流体阻力∑ΔP i : ∑ΔP i =(ΔP 1+ΔP 2)F T N S N P
式中,ΔP 1---直管阻力的压强降,Pa , ΔP 1=
2
2i i u l d ρλ
, Pa
ΔP 2---回弯管的压强降,Pa ,ΔP 2 =
22322i i u u ρρξ=,Pa F t
-结垢校正系数,Φ25×2.5mm ,F t =1.4,Φ19×2mm ,F t =1.5
N P ,N S -管程数,壳程数(或串联换热器个数) (2) 壳程流体阻力∑ΔP O
①无相变时,∑ΔP O =(ΔP 1/+ΔP 2/
)F S ·N S
式中,F S ---壳程压降结垢校正因数,液体:F S =1.15;气体:F S =1.0 N S ---壳程数
ΔP 1/
---流体横过管束的压降,Pa ,
ΔP 1/
=F ·f 0n c (N B +1)22
0u ρ, Pa
式中,F---管子排列对压降校正因数,正三角形排列:F=0.5;正方形错列:F=0.4;
正方形直列:F=0.3
f 0---壳程流体磨擦系数,R e0>500: 0.228
0 5.0Re f -=
n c ---横过管束中心线的管子数,正三角形排列:n c =1.1n ;正方形排列
n c =1.19n ;n 为总管数.
N B ---折流挡板数
ΔP 2/
---流体通过折流挡板缺口处压降,Pa ,
ΔP 2/
= N B (3.5 - D h 2)2
2
u ρ
式中,H ——折流挡板间距,m ,
u 0——流速,m/s ;u 0=A
V
其中,A---壳程流道面积,m2,A=h(D - n c d0); D---壳内径,m;d0---管外径,m
②有相变,如蒸汽冷凝时,为复杂的两相流,其阻力可以不作计算。
. .。