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化工原理 壳管式换热器选型计算假定:压载水的温度为15℃，拟利用船舶的主机缸套冷却水进行热交换（取换热器进口的缸套水温度T1=75℃，出口温度T2=65℃），将压载水加热到25℃或30℃，其中，压载水的流量为800m3/h 。
换热器的热缺失可忽略，不考虑管、壳程阻力压降。
要求确定主机缸套冷却水的流量，并选择一种换热器（常用的，能耐海水腐蚀）。
[取污垢热阻12d 25d R R 9/10m k w ==⨯⋅]选型运算步骤：压载水（海水）密度1ρ=331.02510kg/m ⨯，定压比热容3p1=3.8910J/kg k c ⨯⋅。
淡水密度332/kg 100.1m ⨯=ρ，在10℃～90℃时，其定压比热容几乎没有变化，可取3p2=4.210J/kg k c ⨯⋅。
热源水定性温度T =122T T +=75652+=70℃。
经饱和水的物性表，查得：2λ =0.668w m k ⋅ ，2μ=406.1×610-Pa S ⋅。
已知，压载水体积流量为：1v q =8003m h压载水质量流量为：31111.025800222.23600360010v m kgsqqρ⨯⨯===压载水由初温1t =15℃，利用主机缸套冷却水分不加热到2t =25℃，30℃，由于两种情形下，冷热流体的温差均不大于50℃，故均可选用固定管板式换热器进行运算，具体如下:【1】压载水：1t =15℃→2t =25℃海水的热导率、粘度比纯水稍低，其阻碍因素比较复杂，为简化运算，近似认为纯水。
定性温度1525202t +==℃。
经饱和水的物性表，查得: 1λ=0.599w m k ⋅1μ=1004×610-Pa S ⋅ 物性参数如下表：注：管程流体（压载水）参数下标为1，壳程流体（缸套水）参数下标为2.(1)运算热负荷m1p121q C t t Q =-（）=3222.2 3.89102515⨯⨯⨯-（）=9.333×610-W通过热量衡算，知 m2p212Q q C T T =-（）=639.333104.2107565⨯⨯⨯-（）=222.22 kg/s即，热源体积流量m2v2q q 3600ρ⨯==3222.2236001.010⨯⨯=8003mh(2)平均温差逆流:热源 75℃→65℃ 冷源 25℃←15℃ 温差 50℃ 50℃ 由12t t V V =50502< 12m t t t 2+=V V V 逆=50502+=50 R=1221T T t t --=75652515--=1，P=2111t t T t --=25150.1677515-=-查温度校正系数ψ图，知ψ≈1＞0.8，故采纳单壳程可行。
10万吨/年丁二烯装置包括MTBE及丁烯分离、氧化脱氢、丁二烯抽提三个单元。
（1）MTBE及丁烯分离单元收液态烃罐区C4至碳四原料罐（V-501A/B）中，收罐区甲醇至原料罐（V-502A/B）中。
甲醇原料罐（V-502）中的甲醇，按照醇烯比1.02确定甲醇的进料量，由甲醇原料泵（P-502A/B）输送，经甲醇进料流量调节阀，与碳四进料泵（P-501A/B）送来并经流量调节阀调节的碳四定量混合，然后从反应器顶部进反应器R-501A/B/C，反应后的物料进入反应精馏单元。
原料预热器（E-501）用蒸汽加热，由预热温度调节阀控制进反应器（R-501A/B/C）的物料温度。
预热后的原料从固定床外循环筒式反应器（R-501A/B/C）的顶部进入，在树脂催化剂床层上进行MTBE 的合成反应，各反应器反应中放出的热量由各段循环取热系统取走。
反应器R-501A（一段）由一段循环泵P-503A/B、一段循环冷却器E-502组成；反应器R-501 B（二段）由二段循环泵P-504A/B、二段循环冷却器E-503组成；反应器R-501C（三段）由三段循环泵P-505A/B、三段循环冷却器E-504组成。
反应器通过原料预热温度、循环温度和循环量来控制床层温度，反应后的物料通过流量控制后采往反应精馏单元。
反应后的物料经反应器底部流量控制调节阀调节反应器压力，再经进料/产品换热器（E-507）与来自反应塔下部（C-501B）塔釜的MTBE产品换热后，从反应塔下部（C-501B）第13层板进料。
物料在反应塔下部（C-501B）中进行普通精馏，在塔釜得到纯度在98%以上的MTBE产品。
产品MTBE从塔釜排出，经进料/产品换热器（E-507）与反应塔下部（C-501B）进料换热，再经MTBE产品冷却器（E-508）冷却至常温后进MTBE产品罐（V-505），再由MTBE产品泵（P-509）送出界区。
反应塔下部（C-501B）的顶部气相物料进入反应塔上部（C-501A）的底部。
化工换热器的腐蚀问题及防腐措施摘要:在化工设备的装置中,最常见的腐蚀就是换热器的腐蚀,所以,此文重点讨论化工设备中经常见到的换热器的腐蚀以及防腐的问题,主要探讨换热器发生问题的主要原因,同时还在这个基础上概括出了预防换热器腐蚀的方法,对所出现的问题不同,对其所采取的防御方法也就随之不同。
关键词:化工换热器腐蚀问题防腐措施所谓热交换器,就是能够把冷、热流体的一些能量彼此之间传输给流体的设备,也叫换热器。
换热器一般都在石油化工、煤化工、盐化工以及一些热电厂中使用,且使用量比较大。
因为热交换器所要接触的物质的成分都很复杂,所以在生产时,它具有一些独特的性质,比如耐高温(近1000 ℃)、耐高压(2500 MPa)、高流速、腐蚀性强等等,所以出现冲刷泄露与腐蚀泄露是比较常见的一种现象。
然而各种形式的泄漏和腐蚀,彼此之间都有或多或少的关系。
泄露不仅对生产的稳定进行不利,还是导致这些设备出现问题的主。
泄露中最为普遍的问题就是换热管的表面发生腐蚀,这种现象甚至可以达到腐蚀泄露90%以上,导致这种现象的原因就是介质的冲刷与介质所含化学物质彼此侵蚀作用。
1 致使化工换热器失效的原因1.1 沉积物可以导致电化学腐蚀若换热管中的介质流动不均匀或者是不流动时,就会在换热管上形成一定量的沉积物。
而这些沉积物经常不是以马蹄形的凹槽或者是深谷形状存在的,所以它就会沿着流体的流动方向流向金属的表面。
而腐蚀又具有这样一些特性,即连续不牢固性、不均匀性等,之所以会形成电化学腐蚀,就是因为缝内外氧的含量存在一定的差异。
其包括:若是阳极氧化反应,就会导致金属溶解;若是阴极还原反应,就将物质还原成了中性溶液或者是碱性溶液;与此同时,腐蚀产物也会大量存在,致使缝内外化学成分极度的不均衡,进而会导致更严重的腐蚀。
1.2 换热管水侧的腐蚀因为换热管的交换介质往往是水,所以水对换热管造成的腐蚀问题绝对不可以不屑。
造成水腐蚀的原因就是水中所含的成分,即pH值过低、水汽渗透、含有一定的溶解氧以及含有的有毒有害阴离子(Cl-,S2-等),进而导致换热管发生化学腐蚀或是电化学腐蚀。
单U埋管换热器热短路影响因素分析吴金星;潘彦凯;李俊超;伍焱兵;王志杰;谷海华【摘要】针对地源热泵系统中单U型地埋管换热器支管间的传热问题建立三维模型,用FLUENT软件进行模拟计算.用换热器效率衡量U型管支管间的热短路情况,研究了流体速度、进口水温、支管中心距、回填材料、管材和管径对U型管支管间热短路的影响.研究结果表明,U型管支管中心距和回填材料对热短路的影响最为明显.【期刊名称】《低温建筑技术》【年(卷),期】2012(034)002【总页数】3页(P101-103)【关键词】换热器;U型地埋管;热短路;换热器效率【作者】吴金星;潘彦凯;李俊超;伍焱兵;王志杰;谷海华【作者单位】郑州大学(化工与能源学院)节能技术研究中心,郑州450001;郑州大学(化工与能源学院)节能技术研究中心,郑州450001;郑州大学(化工与能源学院)节能技术研究中心,郑州450001;郑州自动化研究所,郑州450001;郑州自动化研究所,郑州450001;河南新飞电器有限公司,河南新乡453002【正文语种】中文【中图分类】TU832.22地埋管地源热泵系统运行时，流体从U型管一端流入从另一端流出，使管内流体温度升高或降低。
由于受钻井直径的限制，U型管的两个支管间距较小，且存在温差，使得两管间必然发生热量回流，即热短路。
两个支管间热量的相互交换，使制冷工况下的出口温度升高，或制热工况下的出口温度降低，进出口温差减小，从而使系统运行效率降低。
田刚等［1］以土壤源热泵系统中水平埋地换热管为研究对象，分别从埋管管材，埋管埋深以及埋管规格三个方面进行了分析与研究，总结出埋地换热管物性参数对埋管换热性能的影响。
沈国民等［2］通过建立有限元数学模型，对U型埋管换热器热短路现象进行量化，建议尽量增大两个支管间距以有效减少热短路。
杨卫国等［3］对地源热泵热短路进行了实验研究，通过增大U型管内流体流量、增大两个支管间距、改变回填材料导热系数来减小热短路。
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出处：N. P. Cheremisinoff, Heat Transfer Equipment. The McGraw-Hill Company, 2000换热器换热器的类型换热器是在两种或多种温度不同的流体间传递热量的一种设备；它有着广泛的应用范围，如动力生产，加工、化学工业及食品行业，电子工业，环境工程，废热回收，制造业，空调、制冷以及空间应用。
其主要的分类标准如下：1．间壁式与再生式换热器2传热过程：直接接触式与间接接触式换热器3．传热机理：单相流与两相流换热器4．流向排列：顺流、逆流与交叉流换热器在再生式换热器或蓄热式换热器中，两种流体交替流过同一个通道（受热面）。
热流体先将热量传递给受热面储蓄起来，随后冷流体流经受热面时，受热面将储蓄的热量释放给冷流体。
因而，热量并不像直接换热器那样通过一道壁面来传递，这种循环原理：固体在冷流体A中损失热量，而从热流体B中获取热量（再生热量）。
蓄热式换热器的范例包括诸如用于大型燃煤蒸汽发电厂中的回转式空气预热自转式再生换热器、气轮机的回转式再生换热器、高鼓风炉、炼钢炉、平底熔钢炉以及玻璃炉中的固定受热面空气预热器。
再生式换热器可分为回转式再生换热器与固定受热面再生式换热器。
回转式再生换热器可再分为转盘型与转筒型。
转盘型换热器的换热表面呈盘状，流体轴向流动；转筒型换热器中的换热面呈空心筒状，流体径向流动。
在这些再生式换热器中，流体周期性地流经换热面。
回转式换热器的运行是连续的，要求换热面周期性的转入和转出固定的气流。
回转式换热器可用来加热空气。
对流式电站系统使用两类再生式空气预热器：转板式与静板式。
前者的转子安装在一个箱壳内，其上装有板形的换热面，当转子慢慢转动时，加热面就交替与烟气和进入锅炉的空气相接触。
当加热面进入烟气通道时，加热面吸收热量，然后它在机械设备的驱动下继续旋转进入空气通道。
将贮藏的热量释放给空气流，这样就加热了（进入锅炉的）空气。
在静板式空气加热器中，加热面是静止的，而冷风罩的上、下端旋转使冷空气流经换热面；其换热原理和转板式产生空气加热器的换热原理一样。
在固定受热面再生式换热器中。
气体必须流入和流出固定换热面。
再生式换热器是一种结构紧凑的换热器，其换热面的面积密度设计值接近6600mm2／m3。
传热过程根据传热过程，换热器可分为直接接触式与间接接触式两类。
在直接接触换热器中，传热发生在直接接触的冷热流体之间，冷热流体之间没有分隔壁面，热量通过两种流体的接触而传递。
在直接接触换热器中的流体应是两种互不相溶的液体，或气体和液体，或固体颗粒和流体的混合物。
喷淋式与盘式冷凝器以及冷却塔就是这类换热器很好的例子。
在间接接触换热器中，冷热流体之间的热量交换通过一个换热面进行（将流体隔开的壁面）。
冷热流体同时在壁的两侧流动，并不发生混合，而热量通过壁面传递。
间接接触式与直接接触式换热器也是间壁式换热器。
当然，冷却塔和盘式冷凝器也是间壁式换热器实际应用的例子。
传热机理根据传热机理换热器可分为以下3类：1．壁面两侧均是单相对流的换热器。
2. 一侧是单相对流，另一侧是双相对流的换热器。
3. 两侧均是两相对流的换热器。
锅炉中的省煤器与空气加热器、压缩机的中间冷却器、汽车上的水箱、再生式换热器、油冷却器及空间加热器等换热器的壁面两侧都是单相对流。
冷凝器、锅炉、压水反应堆中的蒸汽发生器，电站、蒸发器以及空调中的散热器与空间加热器等运用了在换热器的一侧表面上发生冷凝、沸腾以及辐射的机理。
两相传热也可能出现在换热器的每一侧，例如，在换热面的一侧发生冷凝，而在另一侧发生沸腾。
然而，即使不发生相变，我们也可利用如同流化床那样的两相流传热模式：在流化床中，传热发生在气体—固体颗粒的混合物与传热面之间。
流向排列根据换热器中流体通道的排列可将换热器分为3种基本类型：1.顺流2.逆流3.十字交叉流顺流换热器中，两股流体从同一端进入管道，其流动方向相同，而且均从管道另一端流出；而逆流换热器中的两股流体呈反向流动。
在单十字交叉流换热器中，两股流体的流动通道互相垂直；复合十字交叉流可由串联的单十字交叉流组合而成。
例如，在U 型管单通道壳管式换热器中，一种流体在u型管内流功，而另一种流体先向下流．然后向上流动，但两次的流向都与前一种流体的流向垂直，这也可看作是顺十字交叉与逆十字交叉的混合排列。
复合十字交叉流经常运用于换热器设计中，尤其是在带有隔板的壳管式换热器中。
流向排列的主要差别在于沿换热器管道的温度分布，以及相同的温度要求下、同样的换热表面所得到的相对换热量（即给定流量，给定进出口温度，逆流换热器所需的最小换热面积，顺流换热器的最大换热面积，而十字交叉流换热器的换热面积介于二者之间）。
在十字交叉流换热器布置中，流体的混合与否由设计决定。
如果在流向安排中，冷、热流体各自在自己的通道内流动，邻近通道内的流体不会发生混合，则每种流体可认为没有发生混合。
如果在流向安排中，一种流体能在管内流动．但不能横向自由流动，这种流体就没有混合；相反地，如果另一种流体能横向自由流动，其自身就不断混合，故这种换热器叫不混合一混合式十字交叉流换热器。
常用设计术语流体通过金属壁面的换热率与总换热系数、金属壁的面积以及冷热流体温差成正比：Q=U O AMTD e（l）选定换热器后，设计者几乎总是知道或能便捷地算出运行条件下的Q与MTD e值。
因此．只需要计算出换热系数U O，就可以确定所需的换热面积。
然而，U O不仅由具体的换热器决定，还与流体的性质及结垢率有关；因此，换热器的设计是一种反复试验的过程。
换热器设计的一般过程如下：1.根据运行条件确定Q.2．依据运行条件确定MTD e；换热器类型及其管道排列对MTD e有影响，这一点将在下文做出解释。
3.假设一个总换热系数U O4.由假设的U O计算出相应换热面积A。
5.由A推算出可用换热器的实际尺寸。
6.计算流体通过换热器的压降；必要时修改内部零件的尺寸，在压降和换热器尺寸之间取得合理的平衡。
7.根据流体的物理性质、结垢情况及换热器的布置计算出U O8.根据Q、MTD e及计算出的U0重新计算出A。
9.比较8中算出的A与4中算出的A。
如果它们不相等，则重复上述过程直到两值相等。
（几乎对U O的任一值都存在着一种换热器设计方案能满足两个A值相等的标准：但只有一小部分的设计方案是合理的）。
当管道一侧的流体将热量传递给管道另一侧的流体时，必须克服下述阻力：（1）管道内层流“膜”的阻力R io。
（2）沉积在管道内部的杂质对传热产生的阻力r io（污垢系数）（3）管道金属壁的阻力r w（4）沉积在管道外侧的杂质对传热产生的阻力r o（污垢系数）（5）管道外侧流体层流膜的阻力R o这5个阻力之和是总的传热阻力R t，且有U O＝l／R （2）污垢系数R io与r o可凭经验估计出或由蒸汽表来查取；r w可由管壁的厚度及其导热系数计算出；R io与R o由流体的流速及其物理性质决定，可由关系式l／r o=h o与l/R io=h io得出，其中h是膜系数。
阻力中含有面积的量纲m2，这个面积通常指产生阻力处的表面积。
因为总阻力等于各项阻力之和，所以每一项中的面积必须指相同的表面积，而不是各自对应的面积。
这才能使每一项合理化（折算成相同的面积对应的阻力），能够相加；通常的做法是采用管外表面积作为换热器计算与技术规范的基准。
如前面所示，常用的术语用下标io 指明，比如h io是基于管外表面积的内部系数。
对管道而言，h io＝hi（d i／d o）。
这里h i是基于管内表面积的内部系数，这种系数已包含在了上述的系数式中。
在一个新的换热器首次投入使用，结垢过程尚未发生以前，其工业清洁系数就是指可推测出的总的期望阻力系数，可用下式计算：l／U o＝R o＝R io＋R o＋r w＋0.00025 （3）式中0.00025是由弯管机的润滑油、水压试验带来的轻度腐蚀等引起的新换热器结垢允许值产生的传热阻力估计值，并假设此允许值由管侧与壳侧表面均匀分摊。
换热器的运行温度通常由换热条件决定。
然而，在某些情况下，设计者可自行确定运行温度。
进入储液器的流体的温度确定进入常压储液器的流体的最高温度要考虑安全性、经济性或特殊的运行条件。
对置于海平面高度的常压储液罐，进入其中的流体温度不应超过其蒸汽压力89.6kpa（绝对压力）对应的温度。
每升高l000米，这个压力值就要减小11.3kPa。
密度大的流体实际的蒸汽压力难以确定，其进入储液罐的最大温度应比美国材料试验学会规定的初始沸腾点温度低28℃，或比最小闪蒸点温度低8℃。
送往储液器的流体温度不应超过90℃到120℃的温度范围，在此温度范围以内或超出此温度范围运行会引起储液罐底部的水出现闪蒸，产生危险。
进入顶部为锥形的储液罐的流体最佳温度的选择通常要依据经济平衡的原则，综合考虑增加冷却面积、冷却水的费用以及因蒸汽损失减少而节约的费用。
储液器中，处于中间状态的流体是最易获得流体温度最佳值的。
但在下列情况中，需要特别考虑：l.被贮存的流体在输人前的流程中需要制冷。
2.由于储液器温度太高而性能不断下降的蒸汽。
3.被贮存的流体要预先混合。
要在考虑了混合后的性质与温度，并假设中间储液器没有热损失的情况下，才选择流体贮存温度。
考虑结垢的影响，除箱式冷却器之外的其他冷却器的最大允许冷却水出口温度分别是：l.盐水48℃2.微咸水51℃3.淡水54℃应综合考查工程中采用的最高温度，因为这对经济地选择换热面有重要的意义一个同等重要（即使不是更重要）的标准是最大允许冷却水温度，该温度是出口处的平均水膜温度，分别是：盐水60℃，淡水65℃.对箱式冷却器来说，盐水和淡水的最大冷却水出口温度均为65℃，如果允许水膜温度超过65℃则可能导致灾难性的结垢现象。
如果热流体出口温度等于或低于最大允许冷却水出口温度，有必要进行简明的经济性研究以确定最佳冷却水出口温度。
这涉及到将表面积与不同出口水温时对冷却水的需要量进行比较。
但在这种情况下，冷却水出口温度通常由换热器的设计决定，以使对数平均温差的修正系数（Fn）等于最小允许值0.8。
在这种情况下，要牢记使用双壳通道或两个壳并联的可能性。
冷凝器或冷却器常被设计成利用大量冷却水的装置，其出口水温相对较低。
还应考虑这些冷却水在其他冷却器中重复使用，这些冷却器的出口水温可能是最大允许值。
箱式冷却器总是重复使用冷却水。
因为有许多变量，所以序列换热器（换热器串）最优设计方案的选择需要更复杂的经济性研究。
在许多情况下，不仅总的热需求量必须在换热器与蒸汽炉（或蒸汽加热器）之间做出分配，而且不同温度下的几股流体均可用来提供热量。
一定要考虑换热器、相关的冷却器以及蒸汽炉（或燕汽加热器）的投资成本，同时还必须考虑这些设备的运行成本。
