1、管壳式换热器的工艺设计芮胜波 李峥 王克立 李彩艳兖矿鲁南化肥厂芮胜波：（1974-） ，山东枣庄人，工程师，工程硕士，从事煤化工项目研发及建设工作。第一作者联系方式：山东滕州木石兖矿鲁南化肥厂项目办（277527） ，电话：0632-2363395摘要：管壳式换热器在各种换热器中应用最为广泛，为了使换热器既能满足工艺过程的要求，又能从结构、维修、造价等方面比较合理，在设计中要从各个方面综合考虑。本文着重从换热器程数的选择以及如何降低换热器的压力降方面进行了比较详细的论述，对于换热器的工艺设计起到一定的指导作用。关键词：管壳式换热器，程数，压降在化工、石油、动力、制冷以及食品等行业中，换热器都
2、属于非常重要的工艺设备，占有举足轻重的地位。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强，特别是换热器的设计必须满足各种特殊工况和苛刻操作条件的要求。大致说来，随着换热器在生产中的地位和作用不同，对它的要求也不同，但都必须满足下列一些基本要求：首先是满足工艺过程的要求；其次，要求在工作压力下具有一定的强度，但结构又要求简单、紧凑，便于安装和维修；第三，造价要低，但运行却又要求安全可靠。许多新型换热器的出现，大大提高了换热器的传热效率。比如板式换热器和螺旋板式换热器具有传热效果好、结构紧凑等优点，在温度不太高和压力不太大的情况下，应用比较有利；板翅式
3、换热器是一种轻巧、紧凑、高效换热器，广泛应用于石油化工、天然气液化、气体分离等部门中；此外，空气冷却器以空气为冷却剂在翅片管外流过，用以冷却或冷凝管内通过的流体，尤其适用于缺水地区，由于管外装置了翅片，既增强了管外流体的湍流程度，又增大了传热面积，这样，可以减少两边对流传热系数过于悬殊的影响，从而提高换热器的传热效能。尽管各种各样的新型换热器以其特有的优势在不同领域得以应用，但管壳式换热器仍然在各种换热器中占有很大的比重，虽然它在换热效率、设备的体积和金属材料的消耗量等方面不占优势，但它具有结构坚固、操作弹性大、可靠程度高、使用范围广等优点，所以在工程中仍得到普遍使用。目前我们在各种工程中应用
4、最多的换热器就是管壳式换热器，其中又以固定管板式为最常见，除了波纹管换热器等可选用标准系列产品外，其它光管换热器都由工艺专业自行设计，尽管专用计算软件 HTFS 的应用使设计人员从繁琐的手工设计计算中解脱出来，但是为了使设计出来的换热器能更好的满足各种要求，仍然有许多方面需要在设计时充分加以考虑。首先，程数的选择。管程程数的选择：关键要比较管程与壳程的给热系数，如果单管程时管程流体的给热系数小于壳程流体给热系数，则可选用双管程，管程给热系数会因此显著增大，并且总传热系数也会有大幅提高。例如，有一台单管程换热器，管程给热系数为 990W/(m2.), 壳程给热系数为 5010 W/(m2.),总
5、传热系数为 794 W/(m2.)，在换热器的外形尺寸保持不变的情况下改为双管程后， 管程给热系数变为1680 W/(m2.) ，增大了 70%， ，总传热系数变为 1176 W/(m2.)，增大了 48%，显然此时选用双管程换热器有利。反之，如果单管程时管程的给热系数大于壳程给热系数，虽然改用双管程时，管程给热系数也会显著增大，但是总传热系数则增幅不明显，例如，一单管程换热器，管程给热系数为 2276 W/(m2.), 壳程给热系数为 2104 W/(m2.),总传热系数为 1040 W/(m2.)，在换热器的外形尺寸保持不变的情况下改为双管程后，管程给热系数变为 4147 W/(m2.)，
6、增大了 82%， ，总传热系数变为 1280 W/(m2.)，只增大了 23%。另一方面，由于双管程换热器中分程挡板的存在，减少了换热管的排管数量，所以，有时传热系数增大的幅度尚不足以补偿因换热管的减少而损失的换热面积，所以这种情况下就更不宜采用双管程结构了；同时从结构上看，双管程要比单管程复杂，制造难度大，所以即使在换热面积相当的情况下，仍然考虑单管程换热器为首选。壳程程数的选择：应从两个方面考虑，首先，对于换热管很长的换热器，如果为了减少占地面积，可以采用双壳程结构以减短换热管长度，例如一台单管程、单壳程的换热器外形尺寸为 10006000，若改用双管程双壳程结构，则 14003000 可
7、满足要求，长度方向减少了一半，从占地角度考虑是很有意义的。其次，如果壳程流体流量较小，造成壳程给热系数较小，单纯靠扩大壳体直径虽然会增大传热面积，但是由于流速降低而导致总传热系数的减小，甚至不能补偿增大的传热面积，此时，除了可以选用几台小直径的换热器串联外，也可以考虑选用双壳程结构。但是双壳程设计需要在壳程设置纵向隔板，大大增加了换热器本身结构的复杂性，增加制造成本，而且壳程介质容易发生短路而降低换热效率，一般推荐采用。第二，压力降的设计。换热器的压力降不仅受到动力消耗的限制，有时工艺过程也要求压力降不能太大，例如热虹吸式再沸器，其工作原理就是靠再沸器与塔之间的静压差，使工艺物料在蒸馏塔与再沸
8、器之间构成循环，如果工艺流体流经再沸器的压力降过大，会使静压差不足以克服压力降从而导致精馏塔不能正常操作。影响压力降的因素很多，其中物料流速关系较大，增加物料流速，可增大传热系数，使换热器结构紧凑，但增加流速同时增大了换热器的压力降。管程压力降的减小主要就是靠减小流体流速即增大换热管的流通面积，如减少管程数、选用大直径的壳体从而增加换热管数等措施。壳程压力降除了与壳体直径有关外，换热器的内部结构比如折流板的形式及切口宽度、换热管的间距及排列方式等也会对压力降造成不同程度的影响，如果选择得当，将会大大降低壳程的压力降，壳程为气相冷凝时常遇到这种情况。为了提高壳程流体的流速，往往在壳体内安装一定数
9、目与管束相垂直的折流挡板，这样可使流体沿规定路径多次横向流过管束，增加湍流程度，提高管间对流传热系数。常用的折流板有以下两种形式：1）圆缺形折流板，大部分换热器采用此种形式。又可分为单圆缺和双圆缺，单圆缺形折流板的缺口宽度可为直径的 1545%，其在卧式壳程内的放置形式有两种，一种是上下方向排列，可造成液体剧烈扰动，以增大传热系数，另一种是左右方向排列，当设备中伴随有气相冷凝时，就必须采用左右方向排列，便于冷凝液与气体的流动。对双圆缺形折流板，每块圆缺的缺口宽度可为直径的 1525%；2 ）环盘形折流板，此种折流板允许通过的流量大，压降小，但传热效率不如圆缺形折流板，因此这种折流板多用于要求压
10、降小的情况。对于壳程为气相冷凝的冷凝器，折流板的具体形式对壳程压降有很大影响，为了减小压降，在满足换热效果的前提下，可以增大单圆缺折流板的切口宽度，也可以选用双圆缺折流板或者环盘形折流板。此外调整折流板之间的间距以及第一块折流板与管板之间的距离，也会减小壳程压降。一般情况下，对同一台换热器，我们都习惯于采用相同切口宽度的折流板，对壳程没有相变的换热器来说，这样做没有问题，但是对壳程为气相冷凝的冷凝冷却器来讲，就会存在一定的弊病，如果采用较小的圆缺切口宽度，则在壳程进口处的几块折流板处必然会产生较大的压降；反之，如果为了减小压降而采用很大的圆缺切口宽度，那么经过一定数量的折流板后，大部分气体冷凝
11、造成流体体积急剧减小，从而导致液体通道相对太大而影响换热效果。实际上，为了解决这个问题，我们可以对壳程进口处的几块折流板采用较大的切口宽度，而后逐渐减小切口宽度，这样既能满足压降的要求，又能使冷凝液也能有较大的传热系数，但是 HTFS 计算软件中没有提供这种计算模式，所以，折流板的切口宽度将如何渐变，渐变后壳程内不同部位流体的给热系数如何分布，计算起来将比较复杂，有待于在实际工作中进一步寻求经验。此外，在管壳式换热器的设计中，还有一些常规问题需要考虑。比如在物流的安排上，一般应遵循以下原则：（1）不洁净或易于结垢的物料应流经易清洗的一侧；（2）需要提高流速以增大对流传热系数的流体应当走管内；（3）具有腐蚀性的物料走管内；（4）压力高的物料走管内，以使外壳不承受高压，降低设备成本；（5）温度很高（或很低）的物料走管内，以减少热量（或冷量）的散失，如果为了更好地散热，则应让高温物料走壳程；（6）蒸汽一般通入壳程，以便于排除冷凝液，而且蒸汽较清洁，其对流传热系数又与流速关系较小；（7）粘度大的流体（1.510-3 2.510-3）Pa.s一般走壳程，因为在设有挡板的壳程中流动时，流道截面和流向都在不断改变，在低 Re 数（ Re100）下即可达到湍流，有利于提高管外流体的对流传热系数。
