管壳式换热器课程设计应重视流速和压力降的选取

                     管壳式换热器课程设计应重视流速和压力降的选取
                               吕江平1，李薇1，王晓萍2，伍家卫1
    (1．兰州石化职业技术学院，甘肃兰州730060；2．兰州石化研究院，甘肃兰州730060)

[摘要]《化工原理》管壳式换热器课程设计往往不重视流体流速和压力降对于换热器的影响，文章通过分析指出其不合理之处，提出合理的管壳式换热器设计步骤，同时对《化工原理》课程设计提出建议。
    [关键词]管壳式换热器；选型设计；流速；压力降
    [中图分类号]TH[文献标识码]A[文章编号]1007-1865(2011)09-0178-02
    目前《化工原理》教材在描述管壳式换热器选型设计时，不注意流体流速和压降的选取，给学生造成误解，以为流速大小无关紧要，压力降大小只要不大于给定的允许值即可，至于其它可不予考虑。比如有这样一道例题：欲用井水将15000 kg/h的煤油从140℃冷却到40℃，冷水进出口温度分别为30℃和40℃。若要求换热器的管程和壳程压降不大于30 kPa，试选择合适型号的列管式换热器。假设管壁热阻和热损失可以忽略[1]。定性温度下流体物性于表1。

            
    本题通过计算求得：管程流速ui=0.704 m/s管程压力降∑?pi=9.35 kPa＜30 kPa，壳程流速u0=0.26 m/s，壳程压力降∑?pi=5.93 kPa＜30 kPa。
    由计算结果来看，无论是管程流速，还是壳程流速都明显偏小，同时压力降也未充分利用，管程压力降用了30%，壳程压力降仅利用了15%。设计计算结果是否合适，所选换热器是否经济，讨论如下。
    1·关于流速的分析
    换热器的传热面积与管、壳程流速联系密切，流速增大，流体湍流程度增大，管程侧对流传热系数增大(管程侧对流传热系数αi与ui0.8成正比)，壳程侧对流传热系数亦增大(壳程侧对流传热系数αo与uo0.55成正比)；流速增大，还可减少污垢在管子表面沉积的可能，管壁内、外侧表面上的污垢热阻Rsi、Rs0减小，从而使换热器总传热系数K值增大，换热面积减小，设备投资减少；但同时流体阻力增大，压力降增大，动力消耗增大，操作费用增大。由此可见，流速和压降密切相关，ｕ和Δｐ是换热器设计的两个重要参数。
    例如，兰州炼油厂常减压装置有一台换热器，原来常一线走壳程，原油走管程，总传热系数K=60 W/(m2·℃)，换热效果不好；将原油改走壳程，常一线改走管程，其它条件不变，由于流速增加，总传热系数K=192 W/(m2·℃)，K值提高了2倍多。由此可见，流速对换热效果的影响多么显著[2]。
    对于换热器的管、壳程流速许多资料都有规定，其中《冷换设备工艺计算》[3]规定：循环水在钢管中的适宜流速为1.8~2.4m/s，壳程液体流速约为管程的一半。有人认为，绝大多数情况下，壳程流速应是0.9~1.52 m/s，对在此范围以外时，应持怀疑的态度[4]。因此，在不引起冲蚀振动的情况下，流速应尽量高些。

            
    2·关于压力降的分析
    流速ｕ增大，会引起压力降Δｐ的增加，因此不能认为流速越大越好，还应考虑压力降的大小。如何协调好二者的关系是一个难点。一般根据关联式得到的压力降往往偏大[5]。流体在换热器内的流动状况比较复杂，Tinker将壳侧流动划分成5个基本流股A、B、C、E、F(见图1)。

    A流，一些流体通过管子与隔板之间的间隙流过，也称为漏流。B流，指任意两个挡板之间掠过管束的流动。这股流体与理论分析流体流过管束的状态最为接近。设计的主要任务是在允许压降范围内尽量增加B流的比例，这股流体又称为错流。C流，一部分流体会从壳体与外层管之间流过，因为它们不通过管束，所以称为旁路流。这部分流体在固定管板和U形管束换热器中是很小的。但对于浮动管箱设计来说，由于间隙大，这部分流体量也很大。为减少这种旁路流，一般采用密封带或虚设管子的办法。E流，与A流相似，由于在隔板与壳侧内径之间存在间隙，所以隔板外径与壳体内径之间有漏流。F流，当管束分为几部分时，分程隔板与管子之间的漏流。
    对于热量传递，横越管束的B流效果最好，A流接近于B流，这是由于它也能有效地与管子接触，C流和F流仅仅部分地与管子接触，而E流则完全不与管子接触。因此它们对换热的影响排列为B>A>(C、F)>E，所以，在制造和设计换热器时，应该努力增加B流而减少E和C、F流[5]。
    从流体流动特性上讲，横向流动B流的压降，起着其它流动驱动力的作用，迫使部分液流穿过盲板泄漏和旁路间隙短路。典型的管壳式换热器壳侧总压降，是相应的没有折流板泄漏，管束旁路影响换热器压降计算值的20%~30%，因而压力降计算值往往高出实际值很多，这正是早期大多数换热器设计严重失败之所在。由于不知道泄漏和旁路会给压降造成很大的影响，有些计算将壳侧压降高估了一倍，甚至9倍也不罕见[5]。
    目前，还没有通过折流板窗口绕流的压力降精确计算方法，有些公式，如kern法计算压降时，没有考虑旁路和泄漏面积的影响，计算公式较简单，但压降偏于安全(通常高于100%)。
    由于设计计算所用关联式，使压力降普遍偏高，即压力降计算余量较大，导致实际壳程流速ｕ0显著小于计算值，壳程对流传热系数α0较小，从而使换热器总传热系数K值较小。鉴于此，应充分利用设计要求的允许压力降ΔP允，即使相等也仍然存在较大的富裕量，这或许正是压力降计算值与允许值之间没有安全系数的原因。设计换热器时，如果计算值与规定值相差较大，就应持怀疑态度，对设计做进一步的改进。
    3·工程设计中压力降的应用
    工程设计中，应首先确定换热器压力降，然后据此确定上游设备的压力或负荷。对于泵输送的流体介质，由于泵规格之间级差很大，所选泵的扬程常有富裕，但裕度不能太大，太大会使泵所做的一部分功白白地消耗在调节阀等阻力元件上。根据离心泵特性曲线，应使泵在高效区工作。因此，换热器压力降选用与泵选型相结合，充分利用泵所做的功，提高换热器流体速度，从而升高K值，是非常合理有效的方法。
    有时，依靠两设备间的压力差作为流体流经换热器的动力。对于这种情况，可根据经验选取换热器的合理压降，考虑一定的安全系数后确定上游设备与换热器的压力差[3]。
    4·结语
    (1)目前《化工原理》课程设计中，先初选换热器型号，确定其结构尺寸，然后求出u、Δｐ，只要Δｐ＜Δｐ允即可，而不计二者相差很大，不考虑Δｐ允的利用率是不合理的，应引起注意。同时换热器的管、壳程流速应在合理的流速范围内。
    (2)《化工原理》课程设计题目，要么不要明确给出Δｐ允值，由学生根据标准规范自己决定，然后根据如下步骤：Δｐ→ｕ→估计K值，初选型号→校核K值→确定型号；要么给定Δｐ值，据此计算的传热面积可能与标准型号偏差较大，可鼓励学生进行非标设计，设计出传热效率优良的换热设备。
    总之，通过《化工原理》课程设计，让学生深刻理解u和Δｐ是换热器的两个重要参数。只有选择合理的流速和压降，才可能使设计的换热器既满足技术指标，又保证经济适用。
    参考文献
    [1]姚玉英．化工原理(新版)(上)[M]．天津：天津大学出版社，1999，8：279-281．
    [2]常减压蒸馏技术座谈会专题讨论总结[J]．炼油设计，1974(3)：1-34．
    [3]石油化学工业部石油化工规划设计院编写．冷换设备工艺计算[M]．北京：石油化学工业出版社，1976，9：3-117．
    [4]N．P里波曼．工艺设计—如何确保操作可靠[M]．北京：化学工业出版社，1991，2：109-117
    [5]EU．施林德尔．换热器设计手册(第三卷)[M]．北京：机械工业出版社，1998，12：56-97．
    (本文文献格式：吕江平，李薇，王晓萍，等．管壳式换热器课程设计应重视流速和压力降的选取[J]．广东化工，2011，38(9)：178-179)