管壳式换热器的有效设计-外文翻译

1、武汉工程大学邮电与信息工程学院毕业设计(论文)外文资料翻译原 文 题 目： Effectively Design Shell-and-Tube Heat Exchangers 原 文 来 源： Chemical Engineering Progress February 1998 文 章 译 名： 管壳式换热器的优化设计 姓 名： xxx 学 号： 62021703xx 指导教师(职称)： 王成刚（副教授） 专 业： 过程装备与控制工程 班 级： 03班 所 在 学 院： 机电学部 管壳式换热器的优化设计为了充分利用换热器设计软件，我们需要了解管壳式换热器的分类、换热器组件、换热管布局、挡板、

2、压降和平均温差。管壳式换热器的热设计是通过复杂的计算机软件完成的。然而，为了有效使用该软件，需要很好地了解换热器设计的基本原则。本文介绍了传热设计的基础，涵盖的主题有：管壳式换热器组件、管壳式换热器的结构和使用范围、传热设计所需的数据、管程设计、壳程设计、换热管布局、挡板、壳程压降和平均温差。关于换热器管程和壳程的热传导和压力降的基本方程已众所周知。在这里，我们将专注于换热器优化设计中的相关应用。后续文章是关于管壳式换热器设计的前沿课题，例如管程和壳程流体的分配、多壳程的使用、重复设计以及浪费等预计将在下一期介绍。管壳式换热器组件至关重要的是，设计者对管壳式换热器功能有良好的工作特性的认知，以

3、及它们如何影响换热设计。管壳式换热器的主要组成部分有：壳体封头换热管管箱管箱盖管板折流板接管其他组成部分包括拉杆和定距管、隔板、防冲挡板、纵向挡板、密封圈、支座和地基等。管式换热器制造商协会标准详细介绍了这些不同的组成部分。管壳式换热器可分为三个部分：前端封头、壳体和后端封头。图1举例了各种结构可能的命名。换热器用字母编码描述三个部分，例如， BFL型换热器有一个阀盖，双通的有纵向挡板的壳程和固定的管程后端封头。根据结构固定管板式换热器：固定管板式换热器（图2）内装有直的换热管，这些管束两端固定在管板上，管板则被焊接在壳体上。它可能有可拆卸的管箱盖（例如AEL），封头式管箱盖（例如BEM）或者

4、整体管板（例如NEN）。固定管板式换热器的主要优势是结构简单，成本低。事实上，固定管板式换热器只要没有设置膨胀节的必要即为成本最低的换热器类型。另一个显著的优势是拆除管箱后，换热管内部可以进行机械清洗，而且由于没有法兰连接，壳程流体的泄漏量最少。这种设计的缺点是由于管束固定在管板上不能拆卸，所以换热管外部没法进行机械清洗。因此它的适用范围局限在壳程侧走干净介质。然而要是能够采用令人满意的化学清洗方法。壳程走不干净的介质时也可以选用固定管板式换热器。在管程和壳程温差大的情况下，管板又无法吸收温差，因此需要一个膨胀节。在很大程度上，这减少了低成本的优势。图1 管壳式换热器主要设计部件U型管换热器：

5、顾名思义，U型管换热器（图3）的换热管被弯成了U形。U型管换热器只有一块管板。然而单管板低成本的这一优势却被U型管弯制及要求壳体直径增大（根据U型弯头最小弯曲半径）而增加的费用所抵消了。这使得U型管换热器的制造成本与固定管板式换热器的成本不相上下。图2 固定管板式换热器U型管换热器的优点是管束的一端是自由的，所以管束可以随着应力的不同而膨胀或收缩。此外，由于换热管束可以拆卸所以管子外壁可以进行清洗。U型管换热器的缺点是管子内壁没法进行有效地清洗，因为U型弯头需要灵活的旋转清洗头来清洗。因此，U型管换热器换热管内部不应走不洁净介质。浮头式换热器：浮头式换热器是管壳式换热器最通用的类型，也是最昂贵

6、的。在浮头式换热器的设计中，一端管板被固定在壳体上，另外一端在壳体中自由移动。使管束能自由膨胀，也使换热管内外壁都能够清洗。因此，浮头式换热器适用于管程和壳程都走不洁净介质的场合。这使得标准类型浮头式换热器可用于不洁净介质的场合，例如石油精炼。图3 U型管换热器浮头式换热器有各种类型，其中最普遍的有两种，即带钩圈的可抽式浮头（TEMA S）换热器和可抽式浮头（TEMA T）换热器。带钩圈的可抽式浮头式换热器（图4）是化学过程工业（CPI）中最常见的装置。浮动端盖通过螺栓将管板连接到一个分块式的衬环上来保证管板的浮动。封闭的浮动顶盖位于壳体端部的外端并被一个更大直径的壳外上盖所包含。在拆卸浮头式

7、换热器时，壳外上盖最先被拿掉，然后是分块式的衬环，然后是浮动顶盖，最后管束就可以从固定端拆卸下来了。图4 带钩圈的可抽式浮头换热器可抽式浮头换热器（图5）因为壳体直径比浮动头法兰大，所以整个管束包括装配好的浮动端盖可以从固定端拆卸下来。浮动端盖由螺栓直接连接在浮动管板上所以不需要分块式的衬环。图5 可抽式浮头换热器这种换热器的优点是管束可以连同壳体或者浮动端盖一起拆下来，从而减少了维护时间。这种设计特别适用于有不洁净介质的再沸器的设计，U型管不能用于这种再沸器中。由于增大了壳体，所以这种换热器是最贵的一种类型。有两种结构的浮动头换热器：外部装配填料函式（TEMA P）和外部装配套环式（TEMA

8、 W）(见图1)。然而，因为它们容易泄漏，其使用仅限于换热器壳程流体是无毒物质，且温度压力都适中（40kg/cm2和300）。根据使用范围基本上，换热器使用时可能是单相的（如冷却或加热液体或气体）或者两相（如冷凝或蒸发）。由于管壳式换热器有两个使用方向，这可能导致了几种组合的服务。从广义上讲，服务可以分为以下几类：单相（包括管程和壳程）冷凝（一边冷凝一边单相）气化（一边气化一边单相）冷凝/气化（一边冷凝，一边气化）下列术语经常被使用：换热器：两边都是单相且均为工艺物流（即一种公用介质也没有）。散热器：一侧物流为工艺流体，另一侧冷却水或空气。加热器：一侧物流为工艺流体，另一侧为公用的加热介质，如

9、蒸汽或热油。冷凝器：一侧物流为冷凝气，一侧为冷却水或空气。冷却器：一侧物流为低于大气温度下被冷凝的工艺流体，另一侧为沸腾制冷剂或工艺流体。再沸器：一侧物流在蒸馏塔底部流动，另一侧是公用加热介质（蒸汽或热油）或工艺流体。本文将具体侧重于单相应用。设计数据在开始设计前，让我们看看实际传热设计中工艺人员应该提供的一些数据。1. 两物流的流量。2. 两物流的进出口温度。3. 两物流的操作压力：对气体介质十分必要，特别是没有提供气体的密度时。但对液相介质而言，因其特性并未随压力而改变，因此就不一定需要。4. 两物流的允许压力降。这是换热器设计非常重要的参数。一般而言，对液体来说，壳体中允许值是0.50.

10、7kg/cm2。粘稠液体允许有较高的压降，特别是在管程端的。对于气体来说允许的数值在0.050.2 kg/cm2之间，一般为0.1 kg/cm2。5. 两物流的污垢阻力。如果这没有提供，设计者应该采用TEMA标准规定的数值或者是根据过去的经验来设计。6. 两物流的物理特性。这包括粘度、热导率、密度、比热，特别是进出口温度下的物性。特别是对于液体来说，粘度数据必须提供进出口温度，因为粘度随着温度的变化可能是巨大的，不规则的（不是线性也不是对数的）者必须考虑到。7. 热负荷。规定管程和壳程的负荷应当一致。8. 换热器的类型。如果没有提供，设计人员可以根据前面所述不同类型的特点，选择这个结构。事实上

11、，设计师通常比一个工艺工程师能更好地做到这一点。9. 管线规格。这可以配合接管口径大小来选取，以避免扩展或减速。然而，通常的接管，特别是对壳程的进出口，接管尺寸的标准更为严格，因此，接管大小有时必须（或在特殊情况下）比相应的管线规格较大，特别是对小型管线。10. 首选换热管规格。换热管规格为：外径*厚度*长度。有些工厂业主的首选外径*厚度（通常基于库存因素），并可用绘图决定管程的最大长度。许多工厂业主基于库存的考虑喜欢将所有三个方面标准化。11. 壳体最大直径。这按照管束的拆卸要求来确定，并受到起重机的能力限制。这种限制仅适用于移动管程束，即U型管换热器和浮动头换热器。固定管板换热器，唯一的限

12、制是制造商的制造能力和可利用的组件，如蝶形封头和法兰。因此，浮动头换热器往往局限壳体内径在1.41.5米之间，换热管直径为6米或9米，而固定管板式换热器可以有内径为3米的壳体，而管程长度可达12米及以上。12. 结构材料。如果管程和外壳程是相同的材料制成，所有元件应该是这种材料。因此，只有壳程和管程的材料需要作出具体规定。但是，如果壳程和管程是由不同材料组成的，所有主要部件的材料应当明确说明，避免模棱两可。主要部件是壳体（包括壳体封头），换热管（包括管板），管箱（包括管箱盖），管板和挡板。管板上可以有覆盖金属层。13. 特殊的考虑。其中包括循环，环境破坏，经营情况的选择，以及是否有连续或间歇性

13、操作。管程设计管程的计算方法非常简单，因为管程介质只有一种流动情况，即在循环管道内流动。传热系数和压降都随管程内速度改变，后者变化更大。好的设计将充分利用允许的最佳压力降，因为这将产生最高的传热系数。如果所有的管程侧流体都流过换热管（一个管道），就会产生一定的速度。通常，这个速度很低不可接受，因此必须加大。通过在管箱中装上隔板（适当的密封），管程内流体数次流过所有换热管的一小部分。因此，在一个有200根换热管和两个通道的换热器中，流体一次流过100根换热管，流体的速度将是只有一个通道时流速的两倍。管程的数目通常有一、二、四、六、八等等。传热系数管程传热系数是一个关于雷诺数，普朗特数和换热管直径

14、的方程。这些可以分为以下基本参数：物理特性（即粘度、导热系数、比热）、换热管直径和非常重要的质量流速。液体粘度的变化是非常巨大的，因此这个物理特性对传热系数有最显著的影响。管内湍流传热最基本的方程是：Nu=0.027(Re)0.8(Pr)0.33 (1a)或（hD/k）=0.027(DG/)0.8（Pr）0.33 (1b)重新整理得h=0.027(DG/)0.8（Pr）0.33(k/D) (1c)粘度以两种相反的方式影响传热系数就是雷诺数和普朗特数。因此从方程1c可以得到h （）0.33-0.8 (2a)h （）-0.47(2b)换句话说，传热系数与粘度的0.47次方成反比。相似的，传热系数与

15、热导率的0.67次方成正比。这两个事实导致了一些有关传热学的有趣的概论。较高的热导率促进了一个较高的传热系数。因此，冷却水（导热系数约为0.55kcal/hm2）有极高的传热系数通常是6000 kcal/hm2，随后是碳氢化合物液体（导热系数在0.080.12 kcal/hm2之间）在2501300 kcal/hm2之间，然后是烃类气体（导热系数在0.020.03 kcal/hm2之间）在50500 kcal/hm2之间。氢气是一种不同寻常的气体，因为它有特别高的热导率（大于液体烃类）因此它的传热系数是液体碳氢化合物传热系数的上限。由于液体碳氢化合物粘度变化非常大，所以它们的传热系数范围更大，

16、从小到0.1cP的乙烯和到100cP的丙烯酯直到比沥青还要大。由于操作压力大，所以烃类气体的传热系数范围也很大。随着操作压力的增大，气体的密度增大。压降与质量流速的平方成正比与密度成反比。因此，同样的压降下较高质量流速的介质在密度也较高时可以维持稳定的传热系数。较高的质量流速可以转化成较高的传热系数。压力降质量流速强烈影响传热系数。对于湍流流动，管程换热系数变化范围是管程质量流速的0.8倍，而管程压力降变化范围是质量流速的平方。因此，随着质量流速的增加，压力降以比传热系数更快的速度增大。因此将有一个最佳的质量流速，在这个质量流速之上将进一步浪费增加的质量流速。此外，高流速将导致腐蚀。然而，压力

17、降的限制，通常在侵蚀速度之前得到控制。建议的最低管内液体流速是1.0m/s，最高是2.53.0m/s。压降与速度的平方和总流程成正比。因此，当管子通道数在给定的管子数和管程流速基础上增加时，压力降增加到上述增加数的三次方。在实际操作中，因为较低的摩擦因数和较高的雷诺数的影响，所以压力降的增加要稍微小一些，因此这个指数应该用2.8来代替3。随着换热管数目的增加，管程压力降大幅度的增加。因此，常常出现给定的管子数和两个通道的换热器的压力降比允许的值要低很多，但是有四个通道的压力降却超过了允许值。在这种情况下，必须设计一个标准的管程数，而设计者则可能被迫接受一个较低的流速。但是，如果管径和管长不同，

18、允许的压力降将更具有通用性，也可以实现较高的管程流速。下列管径通常在CPI种使用：和英寸。在这些之中和1英寸是最常用的。换热管内径小于英寸的不应该用在污染的项目中。小直径的换热管，如英寸的，只适用于换热面积小于2030平方米的小型换热器。认识到一个给定的物流的总压降必须满足要求是非常重要的。在不同换热器中对一给定的物流进行特定的循环流动时，不同的压降分配结果可能不同，从而通过这个来获得最好的换热效果。考虑热流体流经几个预热器的情况。通常来说，0.7kg/cm2每壳程的压降对液体来说是允许的。如果有5个这样的预热器，一共是3.5kg/cm2每一循环的压降是允许的。如果通过两个这样的预热器压降只有0.8kg/cm2，那么剩下的2