化工设计中常用冷凝器的设计选用
【摘 要】 分析了目前设计选用的冷凝器所存在的达不到冷凝器负荷和浪费能源的其他问题以及设计人员容易忽视的问题,对在设计中如何合理的选择冷凝器进行了分析,阐述了冷凝器的平均温差的计算方法以及在实际工况中的冷凝段、过冷段和过热段的传热系数的计算方法。 【关键词】 冷凝器；传热系数；冷凝段；过热段；过冷段
冷凝过程在炼油、化工和石油化工等装置中的应用极其广泛,但是,柴油抗磨剂冷凝过程是复杂的,实际工况是多样的,对于纯组分冷凝工况,会因气相分率的显著变化,引起冷凝器内沿长度方向上气液两相流况的改变,并导致局部传热性能和压力降梯度的变化,对于多组分混合物的冷凝过程,伴随着热量传递、质量传递和动量传递。对此,一些设计人员在设计中对多种因素的综合分析不够,使选用的冷凝器在实际运行中达不到设计的负荷值。本文对选用冷凝器时经常遇到和值得注意的几个问题进行了分析和阐述。 1.问题剖析及处理方案
我们设计的是以煤油冷却器为例，冷却器是许多工业生产中常用的设备。列管式换热器的结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广。列管式换热器有固定管板式、浮头式、U形管式和填料函式等类型。列管式换热器的形式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。由于两流体的温差大于50，故选用带补偿圈的固定管板式换热器。这类换热器结构简单、价格低廉，但管外清洗困难，宜处理壳方流体较清洁及不易结垢的物料。因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。 对于单组分的冷凝,虽然不存在化学变化,但是会因气相分率的显著变化,致使介质在冷凝器内的气液两相流况发生很大的变化,所以,简单的按进出口温度值直接计算传热平均温差的计算方法是很不准确的;对于多组分的冷凝,由于不同介质的物化性质不同,随着冷凝过程的不断进行,气相分率会出现不等的变化情况,保健内衣而且气液两相的组成与温度的关系曲线和温度与汽化率的关系曲线往往呈现强烈的非现性,所以更不能简单的按进出口的温度值直接计算传热平均温差。为了考虑上述变化的影响,对于冷凝段、过热段、过冷段应分别采取不同的计算方法。
1.1冷凝段
对于冷凝段,应把整个冷凝过程分割成若干小段,先计算出每一小段的热量及对应的温度分段点和气相分率,再由热平衡关系推算出冷流体的各点对应温度,并由这些分段点温度数据计算出各小段的传热平均温差△Ti,然后按各小段热量所占总热负荷的比例进行加权平均,计算出全过程的传热平均温差。
1.2过热段
当几股气相物流混合后在进行冷凝,由于系统压力的降低,冷凝器进口状态可能为过热态,当过热段热量所占的比例很小时,则不需要详细计算,而把过热段的热量直接并入冷凝段,在计算传热温差时,进口温度取露点温度,当过热段热量所占比例较大时,则应单独计算过热段的传热计算,可先分别按湿壁和干壁两种机理考虑所谓湿壁机理是基于管壁温度低于冷凝介质的露点温度这一假设,而干壁机理则是基于管壁温度高于冷凝介质的露点温度这一假设,将过热段当作气体的热传递过程来处理,计算传热温差时,湿壁机理冷凝介质温度取露点温度,而干壁机理则取实际过热段的气相温度,即:qW=KW△Tw(湿壁) qd=Kd△Td(干壁) 一般情况下,KW>Kd,△TW<△Td,这里qW、qd分别为湿壁和干壁机理计算的热量,KW、△TW、Kd、△Td分别为按湿壁和干壁机理计算的过热段传热系数和传热温差,TS和ts分别为冷凝介质的
空气质量流量露点温度和被加热介质的温度,T1为热流体的进口温度,T2为热流体的出口温度,t1为冷流体的进口温度,t2为冷流体的出口温度。在KW项中,热流体侧的传热系数按冷凝过程计算,而Kd项中,热流体侧的传热系数按气体显热过程计算。
1.3过冷段
过冷段的传热计算一般只限于管程。对于壳程过冷,通常是由操作控制来调节的,当设计选用的传热面积留有较大的余量时水泥磨,操作中可利用冷凝液掩埋管子的多少来控制冷凝液的出口温度。若在同一设备内既有冷凝段又有过冷段是,往往难以保证较高的过冷段传热系数,因此,当过冷段热量所占比例较大时,通常单独设计一台后冷器。对于管内全凝过程,过冷段可按单纯液体显热传热过程计算,对于含不凝气的冷凝过程,若有过冷段,则应视为非冷凝两相流动传热过程,尽管不凝气的重量所占的比例可能较小,但体积分率则可能很大,因此,这时应按两相流体传热过程计算。对于同时存在冷凝段和过冷段的情况,真空超导过冷段应单独作为一段处理,膜传热系数、压力降及平均温差均应与冷凝段分开计算。
1.4不互溶混合物的冷凝传热问题不互溶混合物的冷凝传热问题在实际工况中是很常见的
最典型的离子是含蒸汽的烃类混合物的冷凝过程,这类混合物冷凝时,在某一温度范围内(通常为60~90℃),蒸汽和油气同时冷凝,形成不互溶的两个液相,对此,在进行气液平衡计算和分段计算时应多分几段进行计算,否则所选的分段点数据不准,则传热平均温差就算不准确。由于单位重量蒸气的冷凝潜热约为油气的8倍多,即使蒸气含量较少,但其冷凝热还是很可观的,所以在计算传热系数时,应把气液两相传热系数按照两相所占冷凝液的体积分率进行加权平均。
2.设计中包括一下几个重要部分
2.1换热器设计理论计算
１、试算并初选换热器规格
（1）、 定流体通入空间
两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。
（2）、确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式：被冷却物质为煤油，入口温度为140℃,出口温度为，冷却介质为自来水，入口温度为，出口温度为煤油的定性温度： 水的定性温度：两流体的温差：
（3）、计算热负荷Q
（4）、计算两流体的平均温度差，并确定壳程数
（5）、初步选择换热器规格 根据管内为水，管外为有机液体，K值范围为280~710，假设K=430故由于，因此需要考虑热补偿。
换热器的实际传热面积采用此换热面积的换热器，则要求换热过程的总传热系数为：
2、核算总传热系数K0
（1）、计算管程对流传热系数（2）、计算壳程对流传热系数（3）、确定污垢热阻（4）、计算总传热系数（管壁热阻可忽略时，总传热系数为：）
3、计算压强降
（1）、计算管程压强降(2)、计算壳程压强降
2.2换热器主要结构尺寸
一、管子的规格和排列方法
考虑到流体的流速，选用规格的管子。我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列，它的优点有：管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高；相同壳程内可排列更多的管子。所以选择正三角形排列。
二、管程和壳程数的确定
管程数m可按下式计算，即式中 瓷管电阻器——管程内流体的适宜速度，m/s；——单管程时管内流体的实际速度，m/s。 取 （参考《化工原理》上册） 水的流量为=，对于φ25×2.5mm的管子，求得所以选用2管程。在单壳程中，由R和P查得温度校正系数为大于0.8，所以采用单壳程。
三、外壳直径的确定
初步设计中可用下式计算壳体的内径
四、折流板形式的确定
折流挡板的主要作用是引导壳程流体反复的改变方向做错流流动，以加大壳程流体流速和湍动速度，致使壳程对流传热系数提高。
选择水平圆缺形折流板，切去的弓形高度为外壳内径的25.0%（圆缺率的范围一般为15%~45%），即为：。折流板的间距，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50mm。折流板间距取h=150mm。
五、主要附件的尺寸设计
（1）、封头 封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm）的壳体，圆形用于大直径的壳体。壳径为600mm，选用圆形封。
（2）、缓冲挡板 它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。
（3）、放气孔、排液孔 换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等。
（4）、接管 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算
（5）、假管 为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流斑焊接以便固定。假管通常是每隔3~4排换热管安置1根。
（6）、拉杆和定距管 为了使折流板能牢固地保持在一定的位置上，通常采用拉杆和定距管。所选择的拉杆直径为12mm，拉杆数量为4，定距管（参考文献《化工设备手册》曲文海 主编）
(7)、膨胀节 膨胀节又称补偿圈。膨胀节的弹性变形可 减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体的温差低于700C且壳方的流体压强不高于600KPa的情况。换热器的膨胀节
一般分为带衬筒的膨胀节和不带衬筒的膨胀节。根据换热器壳侧介质的不同，使用的膨胀节就不同，通常为了减小膨胀节对介质的流动阻力，常用带衬筒的膨胀节。衬筒应在顺介质流动的方向侧与壳焊接。对于卧式换热器，膨胀节底部应采用带螺塞结构，这样便于排液。
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