【JX17-49】FHLK6700-40-1列管式聚四氟乙烯换热器改进设计（二维+论文）
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JX17-49
【JX17-49】FHLK6700-40-1列管式聚四氟乙烯换热器改进设计二维+论文
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【JX17-49】FHLK6700-40-1列管式聚四氟乙烯换热器改进设计（二维+论文）,JX17-49,【JX17-49】FHLK6700-40-1列管式聚四氟乙烯换热器改进设计二维+论文
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原始数据：（1）设计压力：1Mpa。壳体介质：水。管程介质：乙二醇胺。（2）总体参数：列管长6700mm，材料为聚四氟乙烯。（3）设计温度：壳、管壁温差45，ttts 壳程介质温度为25-35，管程介质温度为45-70。第一章 绪论聚四氟乙烯换热器是一类重要的换热器设备，它的开发、发展和实际应用经历了二十多年的演变历程，现已拥有许多不同结构、不同用途及性能的聚四氟乙烯制品。当前工业生产中使用较为普遍的是列管式和盘管式换热器。本文结合近几年来它在化工生产中的应用，简要介绍其发展现状、工业应用及其今后的发展方向。1.1概述聚四氟乙烯换热器是国际上化工设备的新品种，由于聚四氟乙烯材质的耐蚀性冠于多种合金、非金属甚至贵金属, 如黄金、银、锆等,故此类设备对解决制药、石油化工等工业中的强腐蚀性流体物料的换热问题具有重要意义。据资料报道，美、英、法、德、意、日等国家已广泛使用了这种新设备, 而我国此项设备的制造和应用尚没有全面展开。但随着我国工业和科技的发展，必将有利地促进聚四氟乙烯材料的研究和应用。聚四氟乙烯换热设备是在工业上需要既耐腐蚀又具有高洁净率换热材质的局面下问世的。据资料介绍，1965年美国杜邦公司研制成功聚四氟乙烯盐酸冷凝吸收器，代替了传统的陶瓷盐酸冷凝吸收器、玻璃冷凝吸收器及石墨设备，极大地提高了换热设备的耐蚀性和换热介质的洁净率，此后在石油化工、硫酸、医药、电镀、轻工等领域逐步得到广泛的应用。1985年郑州工业大学校办总厂开展了聚四氟乙烯换热设备的制造工艺的研究工作。通过试制、试用并积累数据，目前已探索出可行的聚四氟乙烯换热器制造工艺并设计、试制出适合我国工业应用的各种氟塑料换热器。1.2研究成果1.2.1氟塑料换热器制造工艺氟乙烯换热器制造的技（1）自创了一种“氟塑料换热器F-4管板限施压加热焊接法”工艺，解决了管式聚四术关键。目前此工艺已用于工业性生产, 其技术为郑州工业大学校办总厂独创, 其特点为所需设备简单，投资少并能解决实际问题。（2）聚四氟乙烯换热器制造方面；聚四氟乙烯换热器制造分为A设备制造、B工装制造、C工序工艺、流程三个步骤设备制造焊接炉聚四氟乙烯换热器采用F-4管板限胀施压加热焊接工艺进行管板焊接，此焊接技术部天界任何焊接剂，换热器成品内件全四氟结构材料以保证耐腐蚀性能要求。在所有工序中，焊接工艺是换热器制造的关键技术工序。自制焊接炉所需投资少，设备简单，易于工人操作控制，便于定期维护维修。焊接牢固性高，焊接面质量好。其焊接后焊缝机械强度等指标高于四氟管本身的物理机械性能所以焊接炉是四氟换热器制造中最重要设备。工装制造主要工装部件为各系列限胀模具，焊接加热钢芯、辅助工装夹具等，具体附分系列详细制造图纸。 （3） 郑州工业大学校办总厂与锦西化工总厂协作研究了“F- 46 蜂状管板焊接法”和“F- 46 管板熔加热焊接法”, 后者已被用于制造工业用的F-46 换热制品。1.2.2工业用的各种聚四氟乙烯换热器设计、试制方面自1985年到今已设计、试制了多种结构不同的氟塑换热器，如管壳式、盘管浸入式和U型管浸入式，经工业实际应用，有数种效果较理想，并在国内已实施工业化生产。目前在工业上应用的聚四氟乙烯换热器最大换热面积达280平方米台。换热管达2000 根。1.3我国聚四氟乙烯换热器应用目前聚四氟乙烯换热器的类型较多, 性能各有特色, 大体上可以分为以下几种：(1) 管壳式：是应用领域最广，使用量最大的一类, 目前单台最大面积达280。(2) 浸入式：又分为U型浸入式和盘管浸入式两类。由于采用的材质F4化学性能稳定，即使将F4材料溶于“王水”中煮沸亦不会发生反应，故其制品可用于强酸、强碱、强氧化剂等流体物料的换热过程，例如用来作苛性溶液、氢氟酸、硝酸混合物、20% 发烟硫酸、各种有机酸、氯气、溴、有机溶剂等流体物料的加热、冷凝之用。由于F4 表面的自由能很低，只有119Pa，加上其膨胀系数较一般污垢为大，所用管子具有挠性，易于震动，这就大大减少了结垢堵塞的机会。由于列管管束采用薄壁细管，单位体积内包容的换热面积比普通列管式增加了数倍，弥补了F4用做传热材料其导热系数过低的缺点。在一般情况下，设备的总传热系数K为209291Wm2K。同时由于采用了小口径换热管，设备在使用温度范围内管程壳程均能承受一定的介质压力，许用温度范围及压力如下：许用温度范围：-50150许用压力范围：管程压力015MPa壳程压力013Mpa1.4存在的问题及发展方向就目前来讲，聚四氟乙烯换热器管板焊接技术较难掌握，制作远达不到机械化和自动化,尚待进一步探索改进。与其它任何材质的换热器一样，氟塑料换热器不是任何条件下都能使用的设备，应用时必须根据它的特性，合理使用才能收到预期技术经济效果。由于采用小口径薄聚四氟乙烯换热管，故其温度使用范围和耐压程度受到极大限制，同时必须预防机械性损伤。为预防较大介质颗粒产生堵塞，有必要在换热器入口处安装颗粒分离器，如果颗粒浓度不高，可定期使流体反向流动，这样从一定程度上增加了设备的适用性。由于聚四氟乙烯的管板焊接工艺原理不同于钢制换热器管板焊接，就目前来讲还无法进行内部焊接质量检测，只能通过宏观检验手段，如水压试验或气密性试验，来确定焊接面的牢固性。对焊接面上存在的个别缺陷无法立即测定，只能在使用一段时间后定期检查弥补。总之，聚四氟乙烯换热器具有十分广阔的发展前景，加强对F4基材料研究、开发新品种新系列以提高产品的应用范围是今后发展的主要方向。我国市场广阔，氯碱、硫酸、化肥、医药等行业设备也要更新换代，因而需要大量的、先进的聚四氟乙烯设备。第二章 列管式换热器的结构2.1管程结构换热管规格和排列的选择换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用和两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有，的无缝钢管和，的耐酸不锈钢管。按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5m，2m，3m，4.5m，6m和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为46。管子的排列方式有等边三角形和正方形两种。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45安装，可在一定程度上提高表面传热系数。 图1 管子在管板上的排列管板固定管板式换热器的两端管板采用焊接方法与壳体连接固定。管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。封头和管箱封头 封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体(一般小于400mm)，圆形用于大直径的壳体。管箱 列管式换热器管箱即换热器的端盖，也叫分配室。用以分配液体和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换。管箱的最小内侧深度应符合以下两个条件1） 轴向开孔的单管程管箱，开口中心处的最小深度应不小于接管内直径的1/3。2） 多管程的内侧深度应保证两程之间的最小流通面积不小于每管程换热管流通面积的1.3倍；当操作允许时也可等于换热管的流通面积。3） 管箱长度还应考虑管程进出管开孔补强的2B边缘应力影响范围,如果紧挨壳程进出管,还应考虑装卸螺栓螺母,这点新手特别容易忽视,特别在不按比例制图情况下,个别情况还应考虑人进入管箱维护的空间。4） 管箱的长度还应考虑接管到封头切线的距离，接管焊缝到法兰密封面之间的距离.管箱的长度应尽量短一些。2.2壳程结构壳体换热器壳体的内径应等于或稍大于管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法确定壳体的内径。但是，当管数较多又要反复计算时，作图法太麻烦费时，一般在初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后，仍应用作图法画出管子排列图。为了使管子排列均匀，防止流体走短路，可以适当增减一些管子。另外，初步设计中也可用下式计算壳体的内径，即: 式中D壳体内径，m；t管中心距，m；nc横过管束中心线的管数；b管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，一般取b=(11.5)do。nc值可由下面的公式计算。管子按正三角形排列时：管子按正方形排列时： 式中n为换热器的总管数。折流挡板安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。常用的折流挡板有圆缺形和圆盘形两种，前者更为常用。切去的弓形高度约为外壳内径的1040，一般取2025，过高或过低都不利于传热。 a.圆缺形 b.圆盘形 a.圆缺形 b.圆盘形图2 折流板两相邻挡板的距离(板间距)h为外壳内径D的(0.21)倍。板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图2可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生死区，既不利于传热，又往往增加流体阻力。 a.切除过少 b.切除适当 c.切除过多图3挡板切除对流动的影响挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.21.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，700mm七种浮头式有100mm，150mm，200mm，250mm，300mm，350mm，450mm，600mm八种。图4 装有圆形折流挡板的列管换热器缓冲板缓冲挡板 为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。其它主要附件 导流筒 壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间(死角)，为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间。 放气孔、排液孔 换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝性气体和冷凝液等。 接管尺寸 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即：式中Vs-流体的体积流量，m3/s； u-接管中流体的流速，m/s。流速u的经验值为：对液体：u=1.52m/s；对蒸汽：u=2050m/s；对气体：u=(1520)p/；式中p为压强，单位为atm；为气体密度，单位为kg/m3。2.3 管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低，因而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力加大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。管程数m可按下式计算，即： 式中 u管程内流体的适宜速度，m/s； u管程内流体的实际速度，m/s。当壳方流体流速太低时，也可以采用壳方多程。如壳体内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程。但由于纵向隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而是将几个换热器串联使用，以代替壳方多程。例如当需二壳程时，则将总管数等分为两部分，分别安装在两个内径相等而直径较小的外壳中，然后把这两个换热器串联使用。第三章 管壳式换热器的热力计算3.1确定物性参数定性温度：可取流体进出口温度的平均值。壳程流体水的定性温度：t=(t1+t2)/2=(25+35)/2=30管程流体乙二醇胺的定性温度：T=(T1+T2)/2=(70+45)/2=57.5。水在30的有关物性数据如下：密度 1=995.7kg/m3定压比热容 Cp1=4.174kJ/(kg)热导率 1=0.618W/(m)粘度 1=8.0510-7Pas乙二醇在57.5的有关物性数据如下：密度 i=1052.04 kg/m3定压比热容 Cpi=2.87kJ/(kgK)热导率 i=0.265W/(mK)粘度 i=697.7610-6Pas流量 qmi=63131.31kg/h3.2传热量与水流热量取定换热器热效率为=0.98冷凝段传热量：Q1= G1/3600=1.31.9861031052.040.98/3600=739.4KW冷却段传热量：Q1C= G1Cp1C(t3- t1”)/3600 =1.31.9861032.87(70-45)0.98/3600 =50.4KW总传热量Q0= Q1+ Q1C=739.4+50.4=789.8KW冷却水的流量： 设定冷凝段和冷却段分界处水的温度为t3 解得 t3=34.33.3有效平均温差冷凝段温差： =39.8对于冷凝，冷凝温度基本一定，故温差校正系数为1，所以有效平均温差=39.8冷却段温差： =27.1查得温差校正系数=0.82所以有效平均温差=0.8227.1=22.23.4结构初步设计参考表2-7，初选冷凝段的传热系数=850W/m 初选冷却段的传热系数=250W/m初选传热面积：冷凝段的传热面积：= =21.86m2冷却段的传热面积： =7.4m2选用无缝钢管作换热管管子外径 d0=19mm管子内径 di=15mm管子长度取l=4.5m管子总数：=108.9取121根管间距 S=1.25d0=1.250.019=0.025m管束中心排管数：NC=1.1=1.1=12.1 取13根壳体内径：取Di=0.6m长径比：l/Di=3/0.6=5 合理弓形折流板弓高：h=0.25Di=0.250.6=0.15m折流板间距：B=Di/3=0.6/3=0.200m折流板数量：nb=l/B-1=3/0.200-1=14块取13块。3.5管程换热系数计算管程流通截面积：管程流速：w2=0.25m/s管程雷诺数：Re2=7135管程质量流量：248.9Kg/s管程传热系数:冷凝段的定性温度：=(+t3)/2=(34.3+25)/2=29.65冷却段的定性温度： =(+t3)/2=(34.3+35)/2=34.65冷凝段传热系数：= = =2907.9冷却段传热系数：= = =3048.73.6壳程换热系数计算壳程流通面积： f1=BDI(1-d0/S)=0.2000.6(1-0.019/0.025)=0.0263m壳体当量直径：=0.0533m壳程流速冷凝段：=11.80m/s冷却段：=0.035m/s凝段管外壁温度假定值：=58膜温：tm=64膜温下的物性参数查表得：m=0.1607W/m=765.41kg/m3 =0.3166冷凝负荷：=G/=0.0497kg/（m.s）冷凝段雷诺数：=627.9冷却段雷诺数：=4330冷却段管外壁温假定值：=42壁温下乙二醇粘度：=0.3519Pas粘度修正系数：=0.993切去弓形面积所占比例按h/Di=0.2 查得为0.145壳程传热因子查图图2-12得=75冷凝段壳程换热系数：冷凝负荷：=26.60Kg/() =0.945 =0.945 =31394冷却段壳程换热系数： =400.73.7总传热系数计算乙二醇侧污垢热阻：r1=0.0001762/W水侧污垢热阻： r2=0.000344/W总传热系数冷凝段：=936冷却段：= = =284.8传热系数比值： =
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