-40-论文广场石油和化工设备2016年第19卷热交换器的设计选型计算陈科，徐岚，房柯（中核集团中国核电工程有限公司，北京100840）[摘要]根据工艺设计的基本要求，热交换器要重新计算结构尺寸和性能参数。本文参考热交换器设计手册的计算方式，试算结构参数，分析计算结果，初选设备布置和结构尺寸，并采用换热计算软件HTFS-TASC进行校验计算，验证定型尺寸的正确性，对新热交换器的最终定型具备极其重大意义。[关键词]热交换器设计；选型计算；热工；水力作者简介：陈科（1983—），男，仫佬族，广西柳州人，2009年毕业于北京化工大学化工过程机械专业，硕士研究生，工程师。现主要是做核电设备设计工作。表1升温末期热流体工艺参数对比图1热交换器总体结构化工、石油、动力、食品等行业中普遍的使用各种热交换器，为这一些行业的通用设备，占有十分重要的地位。在化工厂中，换热设备的投资约占总投资的10%~20%；而在炼油厂中，约占总投资的35%~40%[1]。Ｕ形管式热交换器是广泛使用的一种，由管板、壳体、管束等零部件组成。在同样直径的条件下，Ｕ形管热交换器的换热面积最大；它结构相对比较简单、紧凑、密封性能高，检修、清洗方便，在高温、高压下金属耗用量最小、造价最低；Ｕ形管热交换器只有一块管板，热补偿性能好、承压能力较强，适用于高温、高压工况下操作。与原工艺相比，新的工艺方法中，热流体流量增大，处于更高的温度和压力状态。在管、壳壁温差较大，工况变化较多的条件下，还要保证严格的密封要求，不宜采用浮头式热交换器和固定管板式热交换器，采用U形管热交换器则可避免以上问题。.本文根据换热器设计手册[2]分别计算了新旧热交换器的热工水力性能，试算部分结构参数，分析其中的影响因素。采用换热计算软件HTFS-TASC进行校验计算，力求得出合理的设计结果。1设计输入1.1工艺参数实际设计中，热流体走管程，冷流体走壳程，热交换器工况参数的对比详见表1。其中在升温末期工况，热流体流量和热负荷均为最大，因此本文中仅计算校核升温末期的这种工况。工况参数流量t/h℃入口温度℃出口温度允许压降MPa原工艺27.06197460.1新工艺31.24197460.11.2主要结构参数以下是热交换器的主要结构参数（表2）和换热管排布（图2）。-41-第5期结构参数筒体内径mm换热管数量根折流板间距mm折流板数量个换热管长度mm.原设备表2原设备结构参数图2原换热管排布.2热工计算2.1热负荷计算对流传热是一个复杂的过程，包括通过层流底层的热传导及层流底层外流体各部分之间发生相对位移所引起的热量传递。本文中假设热交换器绝热良好，冷热流体均无相变，则热流体放出的热量等于冷流体获得的热量，则热量衡算式为：(1传热量Q是通过换热管内外流体的对流换热实现交换的，同时也等于下式：(2式中，K为总传热系数；A为换热面积；Δtm为对数平均温差。因此根据物性参数，可以计算出升温末期热交换器的传热量Q，然后根据K和A关系确定热交换器的结构尺寸。2.2热工计算热工计算主要是依据热交换器设计手册的计算方式，求解实际换热面积A，重点是求解总传热系数K，而传热的总热阻1/K为管壁本身的传导热阻及其两侧的对流热阻三者之和[3]，求解K如下式所示：式中，Rs1和Rs2分别为管外侧和管内侧的污垢热阻，m2•K/W。因此公式(3可表示为：(3(4Rt：管内热阻，m2•K/W，，式中αt为管内传热系数，Dt为换热管外径，Dti为换热管内径；.Rw：管壁热阻，m2•K/W，，式中λw为管壁热导率；Rt：管外侧热阻，m2•K/W，，式中αs为管外传热系数；求出管内传热系数αt和管外传热系数αs，根据αt和αs求解总传热系数K，通过式(2即可求出换热面积。2.3试算结果管内外传热系数需要采用估算法。管内外传热系数均需要仔细考虑流体黏度的修正因子[4]，根据估算管壁平均温度的近似值tw，求得修正因子和，分别计算αt和αs。由，校核tw是不是满足。如果两者相差较多，则应重新估算αs，直至前后的传热系数相近，满足规定的要求为止。在试算中调整热流体进口流量、换热管数量和折流板间距等参数，分别计算原设备和新设备的传热系数，具体结果见表3和表4。2.4计算结果分析现就表3和表4的计算结果做多元化的分析，能够获得以下结果：(1管程的传热系数与该区域的质量流量成正比，与换热管数量成反比（见表3）。(2壳程传热系数的增大主要与壳程流量增陈科等热交换器的设计选型计算-42-论文广场石油和化工设备2016年第19卷表3传热管数量对传热系数的影响表4折流板间距对传热系数的影响.大有关，换热管数量增加的影响并不明显（见表3）。由于壳程空间相对较大，换热管数量增加对流通面积的影响不如管程明显。产生一些变化的主要是由于管内传热系数变化αt导致壁温tw变化，进而影响黏度修正因子。参数管程流量Mtkg/s换热管数量根管程壳程RetαtResαs原设备7.0..7.0..7.0..新设备8.0..8.0..8.0.273.1.参数管程流量Mtkg/s折流板间距mm管程壳程RetαtResαs原设备7.0..7.0..7.0..0878389841新设备8.0..8.0..8.0.9477 13639 16316 1.089482 10640 . (3 折流板间距增大，壳程雷诺数减小，壳程传热系数减小（见表4）。由于雷诺数减小， 壳程的湍流程度降低，对流换热能力变弱。 (4 折流板间距对管程雷诺数无影响，对管程传热系数的影响非常微小（见表4）。产生 变化主要是由于管外传热系数αs 变化导致壁温t w 变化，进而影响黏度修正因子。3 压降计 算 这篇文章着重分析计算壳程的压降影响因素，根 图3 热交换器压降分布示意图 据流体损失叠加原理可应用于整个管路的水力计算[5]，因此整个壳程的压降主要分成 三个性质不同的部分：顶端纯横流压降ΔP c 、端部压降ΔP e 和折流板窗口处的压降ΔP w ， 即ΔP=ΔP c +ΔP e +ΔP w ，如图3 所示。 4 对比计算 根据初步计算的结果，再初步确定换热管和折流板的布置和结构尺寸，详见表5。 表5 结构参数对比 结构参数筒体内径mm . 换热管数量根 折流板间距mm 折流板数量个 换热管长度mm 原设备 新设备 360 225 540 16 4510 - 43 - 第5 期在此基础上进一步详细计算，采用换热计算软件HTFS-TASC 建模计算，对比计 算结果，验证设计的准确性。计算结果见表6、表7。 参数热负荷Q kW 管程传热系数αt 壳程传热系数αs 清洁时总传热系数K’ 污垢时总传热系数K 原设备580.91777.3 新设备 5500 13340 . 10613 2678.7 1823.1 表6 设计手册计算结果 参数清洁时A’ m 污垢时A m 安装面积m 面积比%总压降ΔP Pa 原设备36.052.558.7111.8109186 新设备 39.9 58.6 64.5 110.1 106820 对比新设备结果 热负荷kW 清洁时总传热系数K’ 污垢时总传热系数K 计算总压降ΔPPa 手册计算55002678.71823.1106820HTFS 计算5.492000 相对误差%99.8792.3 294.6486.13 对比新设备结果清洁时A’ m 污垢时A m 安装面积m 面积比%手册计算39.958.6 64.5110.1HTFS 计算42.761.277.2126.1 相对误差% 107.0 104.4 119.7 小结 . 手册计算与软件计算结果基本一致，误差在允许范围内 表7 HTFS 计算结果 5 结论 本文通过对新设计的热交换器进行热工水力性能的初步计算，对相应的结构和计算结果 做多元化的分析，采用HTFS-TASC 建模检验设计结构的合理性，得到以下结论： (1 管程和壳程流体的流量是影响传热系数的重要的因素。 (2 试算换热管数量和折流板间距，有利于将设备结构尽快定型，大幅度的提升设计效率。(3 折流板间距和换热管数量应相互协调，同时与压降、振动问题考虑才可最终定型。 收稿日期：2016-01-27；修回日期：2016-03-23 ◆参考文献 [1] 郑津洋，董其伍，桑芝富. 过程设备设计[M].北京：化学工业出版社，2005.256-257. [2] 施林德尔E U主编. 热交换器设计手册[M].北京：机械工业出版社，1988.42-91. [3] 谭天恩，麦本熙，丁惠华. 化工原理[M].北京：化学工业出版社，1990.201-247. [4] 杨世铭，陶文铨. 传热学[M].北京：高等教育出版社，1998.157-165. [5] 华绍曾，杨学宁，等编译. 实用流体阻力手册[M].北京：国防工业出版社，1985.41-4 2. 陈科等热交换器的设计选型计算 .
