HTRI管壳式换热器设计基础教程Word格式.docx

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板翅式、平板式、螺旋板式

（3）管式：

空冷器、套管式、喷淋管式、箱管式

（4）液膜式：

升降膜式、括板薄膜式、离心薄膜式

（5）其他型式：

板壳式、热管

2.换热器设计标准：

中国：

GB151《管壳式换热器》

美国：

TEMA

TEMA—TubularExchangerManufacturersAssociation（管式交换器制造商协会），TEMA标准就是该协会下属的技术委员会编制的一本关于列管式换热器设计、制造和检验的标准，是目前世界上使用最广泛的列管式换热器标准。

3、列管式换热器的结构：

1）壳体类型:

E：

单程壳体F：

带纵向挡板的双程壳体G：

分流壳体

H：

双分流壳体J：

无隔板分流壳体X：

交叉流K：

釜式再沸器

●E型壳体是标准形式，最常用

●G和H型通常用于水平热虹吸式再沸器（精馏塔使用）

●如果采用E型壳体不能满足可允许的压降，可采用J型和X型壳体

●当需要多壳体和可移动式管束时，可采用F型壳体

●K只能用于再沸器

2）前封头类型：

●A型是标准封头，用于管程流体较脏的情况

●B型用于管程流体较干净的情况，由于这种封头较便宜和简单，所以尽可能多的使用

●C型是可移动的壳体，用于管程危险液体，管束较重或者壳体需要频繁清洗的情况

●N型，壳体固定，用于壳程危险液体

●D型主要用于高压环境

3）后封头类型：

后封头类型一般分为三类：

●固定管板式（L、M、N）壳体—挡板间隙较小

●U型管——设计简单但清洗困难壳体—挡板间隙较小

●浮头式（P、S、T、W）——最常用的是S型

如果温降低于50℃，且壳程压力不高，则使用固定管板式换热器，否则使用其他类型以满足热膨胀的要求。

与S型相比，T型结构简单，但是壳体较大并且管束和壳体之间间隙较大。

P和W型很少使用，W型换热器没有通道挡板，因此它们的通道数只能限定在1~2个

4、壳侧流路分析

HTRI程序在计算结果中对壳侧各流路给出了较详细的分析，可以参考下表中给A，B，C，E，F流的推荐值。

流路A－－折流板管孔和管子之间的泄漏流路；

流路B－－错流流路；

流路C－－管束外围和壳内壁之间的旁流流路；

流路E－－折流板与壳内壁之间的泄漏流路；

流路F－－管程分程隔板处的中间穿流流路。

流路名称

流股分率（FlowFraction）

说明

B

错流

>

0.6（湍流，Re>

300）

0.4（层流，Re>

B流路对传热有利，其值应尽量大。

C

F

旁流

0.1

C，F值最好不超过0.1，为满足这一条件，可使用密封装置。

对浮头式或小壳径壳体的换热器，如果C值较大，应使用密封装置。

对U型管或管程数较多的换热器，通常F值会较大，应考虑在管程分程隔板处使用密封装置（如密封垫或密封杆）或改变管子排列方式和折流板圆缺位置。

A

泄漏流

0.15

应尽量减少泄漏，但当污垢系数超过0.0008m2h°

C/kcal时，由于污垢可能会将管子和折流板管孔之间的间隙堵塞，因此，A值较大也无妨，但此时对壳侧压力损失应留有余量，最好计算一下。

一

但间隙被堵塞，壳侧压降为多大。

E

0.05

E值会造成温度剖面的变形，如果E值大于0.15，可使用双圆缺折流板。

应最大限度地加大B－stream（错流），减少泄漏流。

设计实例

下面通过一个实例来详细说明如何运用HTRI进行设计计算（软件版本为HTRIXchangerSuite5.0）。

一、设计任务和设计条件

某生产过程中，从反应器出来的混合气体与进料物流进行换热，换热后的混合气体，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却到60℃，之后进入吸收塔吸收其中的可溶组分。

已知混合气体的流量为227801kg/h，压力为6.9MPa，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度29℃，出口温度39℃，试设计一台列管式换热器，完成生产任务。

二、确定设计方案

1.选择换热器的类型

两流体温度变化情况：

热流体进口温度110℃，出口温度60℃；

冷流体进口温度29℃，出口温度39℃，考虑到该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，初步确定选用浮头式换热器。

2.流程安排

从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，冷却水走壳程。

但由于循环冷却水易结垢，若流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混合气体走壳程。

三、确定物性数据

定性温度：

对于一般气体和水等低粘度液体，其定性温度可取进出口温度的平均值。

表管程与壳程的定性温度及相关物性

管程（i）

壳程（o）

定性温度（℃）

t=（39+29）/2=34℃

T=（110+60）/2=85℃

密度ρ（kg/m3）

994.3

90

定压比热容Cp（kJ/kg℃）

4.174

3.297

热导率λ（W/m℃）

0.624

0.0279

粘度μ（mPa·

s）

0.742

0.015

四、软件计算

打开HTRI，在File菜单下选择“NewShellandTubeExchanger”界面如下图：

首先设定Case的单位制

1.单击

2.在打开的对话框中选择SI单位制

界面上显示红色方框的地方基本都是必填的，下面开始输入数据。

A换热器几何尺寸和流体性质

1、CaseMode

HTRI5.0中CaseMode共有三个选项

Rating：

校核Simulation：

模拟Design：

设计

●校核计算：

即当换热器的传热面积已定，某些运行参数也已知时，去核算另一些运行参数及传热量。

●设计计算：

即当已知传热量和热冷流体的某些基本运行参数的条件下，运行程序初步决定其换热面积和结构尺寸。

●模拟计算：

已知换热器的几何尺寸、入口条件和出口条件的估计值，考察换热器能否满足规定的热负荷。

比较常用的是设计和校核，实际上这两种计算的基本原理是一致的，在计算中一般是先根据设计计算初步选定结构尺寸，然后再用校核方式对选定结构尺寸进行核查，所以CaseMode先选Design。

2、ProcessConditions

ProcessConditions中需要输入流体流量、气相分率、出口温度、进口压力、污垢热阻。

●工艺流体（被处理物料）的用量和进、出口温度是由工艺要求所规定的；

另一种流体即加热剂或冷却剂的进口温度，一般由来源而定，出口温度有的设计条件中会给出，如果没有给可自己选定，流量一般不用输。

●对于气相分率，纯液相输0，纯气相输1，如果是气液混合物则需要计算出气相分率。

气相分率用于确定有无相变，对结果影响很大。

●管两侧流体的污垢热阻可由《化工原理》教材或相关标准查到。

注意：

输入ProcessConditions中的数据之前先要在ShellGeometry中选择热流体走管程还是壳程。

3、ShellGeometry

TEMAtype按照前边讲过的内容选择。

Orientation选默认的horizontal（水平）。

4、BaffleGeometry

Type：

singlesegmental单弓形折流板

Orientation：

折流板圆缺面方向卧式容器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配。

水平装配，可造成流体的强烈扰动，传热效果好，一般无相变传热均采用这种排列方式。

垂直装配主要用于卧式冷凝器、再沸器或流体中带有固体颗粒的情况，这种排列方法有利于冷凝器中不凝气体和冷凝液的排放。

本例选择水平方向。

Cut（折流板圆缺高度占壳体内径的比例）按教材上规定的10%~40%，常见的是20%和25%

5、TubeGeometry

Type选默认的Plain（光滑管）。

管长、管外径、管壁厚、管程数都有相关标准，注意要输入整数，可以先输入，到后边再调整。

Pitch（管间距）：

对于管外径19mm的管子，间距25mm；

外径25mm的管子，间距32mm。

排列角度：

正三角形排列，角度为60°

；

转角正三角形排列30°

正方形排列，角度为90°

转角正方形排列45°

，最常用的是30°

和90°

以上数据都输完之后，界面如下图：

这是一张中文版的图片

在NozzleLocation里设置管口位置，对于双管程按照“先并流后逆流”的原则布置：

B物性的输入

单击左边“HotFluidProperties”或“ColdFluidProperties”会出现以下物性输入选择界面：

物性输入的方法对结果影响很大，这里既是重点又是难点，下面讲一下输入原则。

这是物性输入方法的选择界面

左边对应物性输入：

1）如果知道组成，则选取第二项

2）如果知道物性，则选取第一项

3）如果知道组成，又希望自己输入一些物性，则选取第三项

右边对应热量有关物性的输入：

1）第一项是用户自己进行规定

2）第二项是规定露点及泡点

3）程序自己计算

一般选择以mol为单位

其他的默认就行

对于本例的热流体，我们知道物性和组成，如果选左边第一项和第三项，输入物性的时候至少需要知道三个不同温度下的物性，在这里左边只能选择第二项，右边可以选第一项。

输入热流体物性

单击HotFluidProperties前边的“+”，选择Components，出现以下界面：

双击<

USERDEFINED>

，可以把它的名字改成gas，后边的PhaseFraction不用填，因为前边输入流体基本性质的时候已经定义过了。

依次单击Components和gas前边的“+”找到有红色方框的地方，单击之后在里边输入数据。

输入数据之后的界面：

冷流体按同样的方法输入。

C设计选项

物性输入完成之后，左边已经没有红色方框，此时可以进行下一步。

单击Design前边的“+”，选择Geometry，填完之后的界面：

这里主要的设计变量是管长和管径，壳体直径和折流板间距到核算的时候再做调整，确定管长和管径的主要依据是《化工原理》上册的课后附录。

这些选项如果选的过多会造成计算收敛很慢，有时候一个计算可能会持续十几分钟，所以这些选项不是选的越多越好。

D运行

所有的输入完成之后，可以开始运行，单击

，程序开始计算。

本例运行结果如下：

E调整参数

可以先选择上图中Case里的第三个，右击之后选择“saveinputasrating·

·

”保存，然后打开刚才保存的文件，开始调整参数。

打开之后可以看到CaseMode已经变成Rating。

HTRI计算结果中的壳体内径、接管尺寸和折流板间距都不是标准尺寸，还需要圆整。

在《化工原理》上册教材上找到浮头式换热器的主要参数，壳体公称直径为1100mm与计算结果比较接近，所以壳体内径可以先取1100mm。

换热器主要参数里给的是公称直径，软件里需要输入的是壳体内径，对于卷制圆筒（DN>

400mm）以壳体内径作为公称直径；

对于钢管制圆筒（DN≤400mm）以壳体外径作为公称直径。

接管尺寸：

管程进、出口取390mm；

壳程进、出口取260mm。

折流板间距一般为壳体内径的0.2~1倍，且不小于50mm，文献中有个经验值是最佳尺寸在壳径的0.3~0.6之间。

本例中折流板间距从350mm变化到650mm，计算结果如下：

压降判断：

对于管壳式换热器，P＞100kpa时，ΔP＜50kpa。

从计算结果可以看出，板间距从350mm变化到650mm，壳程压降大于50kpa，管程压降为57.342kpa，也不符合要求。

而且，折流板间距从350mm变化到650mm，裕度在3.76%~5.38%之间，不能满足要求，可以增大壳体内径。

将壳体直径调整到1200mm，折流板间距从350mm变化到750mm，计算结果如下：

壳程压降随板间距变化如下图：

从图上可以看出折流板间距=750mm时，壳程压降基本可以满足要求；

管程压降为40.883kpa，也满足要求。

裕度判断：

板间距750mm时，裕度为20.28%，满足要求。

壳侧流路分析：

找到板间距750mm的计算结果，在OutputSummary里找到流路相关的信息：

可以看到B-stream（错流流路）值很大，其他值很小，满足要求。

计算结果：

到此为止，本例的计算已经结束。

经常会遇到压降过高的问题，下面是一些降低压降的方法：

减小壳程压降：

●使用双圆缺折流板或管窗内不排管

●选用TEMAJ型壳体

●增加管间距

●改变流向角，可选用45°

或90°

减小管程压降：

●增大管外径

●减小管长

●减小管程数

允许压降的问题：

允许压降一般是人为设定的，如果在设计中允许压降得到了充分利用，而增加一点压降会增加很大的经济性，因此压降不是越小越好，必须考虑经济因素。

有兴趣可以选择设计结果里其他的Case进行核算，用HTRI进行换热器设计的过程就是不断调整的过程，直至得到符合要求的结果，有时候符合要求的结果不止一个。

参考文献

1．匡国柱，史启才主编.化工单元过程及设备课程设计.北京：

化学工业出版社，2002

2．陈敏恒，丛德滋等主编.化工原理.上册.第三版.北京：

化学工业出版社，2006

3．董宝春.管壳式换热器的工艺设计[J].甘肃石油和化工，2009，3：

34—38

中华人民共和国国家标准，GB151-99管壳式换