熱交換器流通面積計算及其對結構設計的影響

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(1.中石油華東設計院有限公司， 山東 青島 266071； 2.山東天力能源股份有限公司， 山東 濟南 250101)

熱交換器作為一種在不同物料之間進行熱量傳遞的設備，在石油、化工、冶金、電力、輕工及食品等行業均有普遍應用。石油化工裝置中的熱交換器在設備總數量中占比40%左右，其投資費用占總投資額的30%～45%。隨著節能技術的發展，利用熱交換器進行熱能回收為社會帶來了顯著的經濟效益。目前，管殼式熱交換器是換熱設備中使用量最大、應用最為廣泛的熱交換器型式[1-3]。

隨著裝備制造技術的日益發展，石油化工裝置規模的日益擴大，近年來出現的單臺熱交換器規格也日趨大型化。大型化意味著大處理量，隨之而來的問題是熱交換器殼程接管規格、介質流量、折流板間距等都將加大。當內部介質流通不暢時，將造成局部介質流速增加，壓降變大，由此引起的管束受沖蝕和誘發振動的危害大、風險大，同時也會影響到整臺設備的換熱效果。目前，許多工業煉化生產裝置存在的熱交換器換熱效果不佳和管束振動導致的設備失效問題，都是因為內部介質流通受阻造成。

為了控制風險，GB/T 151—2014《熱交換器》和GB 151—1999《管殼式換熱器》中均對熱交換器殼程進出口和管束進出口區域流通面積提出了校核要求[4-8]。

文中針對熱交換器設計校核實踐中，重視熱交換器工藝性能和結構承載能力計算校核而忽視流通面積核算的現象，簡要介紹標準規范中殼體和管束進、出口面積的計算方法，對標準規范中未提及的設置內導流筒熱交換器流通面積計算提出建議，并討論流通面積對熱交換器結構設計的影響。

1 管殼式熱交換器殼體進出口流通面積計算方法[9-12]

1.1 殼體進出口結構簡化

GB/T 151—2014《熱交換器》和GB 151—1999《管殼式換熱器》中將殼體進、出口面積的計算普遍簡化為進、出口接管內徑與殼體圓筒內徑相交的馬鞍形相貫線下方至第1排換熱管頂部自由高度區域面積的計算。熱交換器殼體進、出口面積計算結構見圖1。

圖1 熱交換器殼體進出口面積計算結構示圖

針對管束設置有防沖板布管模型(圖1a和圖1b)，殼體進、出口面積具體為進、出口接管內徑與殼體圓筒內徑相交的馬鞍形相貫線下方至防沖板頂部自由高度區域面積的計算。

針對無防沖板布管模型(圖1c和圖1d)，殼體進、出口面積具體為進、出口接管內徑與殼體圓筒內徑相交的馬鞍形相貫線下方至防沖板頂部自由高度區域面積的計算，包括接管內徑投影到第1排換熱管的面積區域內的管束間隙面積。

1.2 殼體進出口流通面積計算方法

管殼式熱交換器殼體進、出口最小面積AS的近似值按下式計算。

(1)

式中，AS為殼體進、出口的最小面積，mm2；di為接管內徑，d為換熱管外徑，h為管束上方或防沖板上方自由高度的平均值，S為換熱管中心距，mm；F1為防沖結構系數，有防沖板時F1=0，無防沖板時F1=1；F2為換熱管排列形式和流體流動方向的相對位置系數,F2=1.0用于正方形排列(90°)和正三角形排列(30°),F2=0.866用于轉角正三角形排列(60°),F2=0.707用于轉角正方形排列(45°)。

2 管殼式熱交換器管束進出口流通面積計算方法[9-12]

2.1 管束進出口結構簡化

管束進、出口流通面積計算式中涉及的參數結構見圖2。

圖2 熱交換器管束進出口面積計算結構示圖

管束進出口面積主要指介質由殼程進口接管進入熱交換器后，或介質由殼程出口接管流出熱交換器前，能夠在進、出口處的折流板間距范圍內自由進出管束間隙的流通面積，同時還應考慮管束設置防沖或導流結構對介質進出管束間隙的阻礙作用，有時還應計入因折流板切口產生的無限制縱向流動面積(通常在折流板切口平行于進出口接管中心線時產生)。

2.2 管束進出口流通面積計算方法

管殼式熱交換器殼體管束進、出口流通面積At的近似值一般按下式計算。

(2)

式中，At為熱交換器殼體管束進、出口的最小流通面積，AP為防沖板的面積，AL為無限制的縱向流動面積，mm2；BS為進、出口處折流板間距，K為橫過管束的有效弦長(圖2a)，LP為防沖板直徑或邊長，mm。

AP=0用于無防沖板，AP=πLP2/4用于圓形防沖板，AP=LP2用于正方形防沖板。AL=0用于折流板切口垂直于接管中心線，AL=0.5ab用于折流板切口平行于接管中心線(圖2a)，AL=0.5(Di-DL)c用于折流板切口平行于接管中心線(圖2b)。上述公式中的a、b、c表示的結構尺寸見圖2。對圖2b，K=di。

3 設置內導流筒熱交換器流通面積計算

當熱交換器近管板的進、出口接管距離管板較遠時，為了防止介質流通短路和提高換熱效果，一般需在進、出口處設置導流筒，通過加大介質在殼程中的有效流通距離，充分利用管束的換熱面積。常見內置導流筒熱交換器管束結構見圖3[13]。

圖3 內置導流筒熱交換器管束結構示圖

在采用式(1)和式(2)計算內置導流筒熱交換器的進、出口流通面積時，需要考慮導流筒與防沖板在結構上的差別，根據實際情況對計算方法進行修正。以圖3中內導流筒-局部布管的結構為例，提出合理的計算方法，采用其它導流筒結構的流通面積計算時，也可參考借鑒。

3.1 殼體進出口流通面積

因采用圖3內導流筒結構與圖1b的防沖板結構的殼體進、出口面積含義相同，均指進、出口接管至導流筒(防沖板)間自由高度區域的面積，故其計算方法相互適用，即均可采用式(1)進行計算，無需對公式進行修正。

3.2 管束進出口流通面積

比較圖3內導流筒結構與圖2a中局部布管-有防沖板的結構，可以看出式(2)在對圖2a結構的管束進、出口流通面積的計算過程中，考慮到防沖板一般設置于靠近進口接管的第1排換熱管頂部，無論其采用圓形還是方形結構，對介質進入管束間流通的影響均是局部的，且僅限于對第1排換熱管間隙的影響。而圖3中設置的導流筒結構，在折流板間距BS范圍內，對LP′區域的管束外圍是整體覆蓋的，此區域的介質進出管束間的流通整體受阻，因此在計算流通面積時，不應簡單套用式(2)進行計算，而需將式(2)修正為式(3)：

(3)

式中，LP′為導流筒軸向長度，mm。

4 流通面積對熱交換器結構設計的影響

GB 151—1999《管殼式換熱器》對流通面積提出的要求為，殼程和管束進、出口處流體流通面積應不小于進、出口接管截面積。此規定可以解讀為，介質以恒定的流量在管道與熱交換器殼體各部位間流通，當經過熱交換器殼程和管束進、出口區域時，只要保證此處流通面積不小于其在管線內的流通面積，即可使介質在此區域的傳輸過程中流速不會急劇增大，進而起到控制介質壓降和降低管束振動風險的作用。這是根據經驗對工程實際做出的簡單量化，既可使設計人員在工作中有據可依，又能達到減小風險的目的，是符合工程實際的[14]。

近年來隨著石油化工裝置處理規模的擴大，大直徑進、出口接管的熱交換器結構時常出現。按照GB 151—1999要求設計熱交換器時，滿足流通面積要求需要大量減少換熱管的布置數量，要保證換熱面積需求則需加長換熱管長度，導致熱交換器殼體設計長度增加，造成設計出來的熱交換器結構不夠緊湊，經濟性也差，因此這種單純比較流通面積大小的做法已逐漸不合時宜。

GB/T 151—2014《熱交換器》中對流通面積大小的判別要求作了改進，主要參照TEMA RCB-4.62，修改為，殼體進口或者出口區域面積AS和管束進口或者出口區域面積At應使ρv2的數值不超過5 950 kg/(m· s2)。此處ρ為進口或出口區域的流體密度，kg/m3；v為按AS或At計算的流體速度，m/s。此規定可以解讀為一種對介質流經殼體和管束進、出口時產生的動壓的判定[9,15]。

這種判定方式是熱交換器結構設計的一項重大進步，改變了以往關于流通面積校核過于保守的設計方法，對管束振動風險的控制更有針對性，量化的數據也更精確。在進行熱交換器結構設計時，可以更自由地根據工藝需求對換熱管布置進行調整，當熱交換器因布管過多而導致流通面積減小時，只要保證介質通過時的ρv2值能夠滿足標準規范的要求即可。

5 結語

GB 151—1999中給出了計算管殼式熱交換器殼體進、出口和管束進、出口流通面積的公式和熱交換器進、出口處的幾種常見結構形式。這些計算公式對采用其它進、出口結構形式的熱交換器的設計仍然具有指導作用。但在當將其應用于大直徑的進、出口接管時，應特別注意充分理解公式中各項計算內容的具體含義，并在工作中根據實際情況對公式加以合理修正。

GB/T 151—2014沿用了上述熱交換器進、出口處常見結構的流通面積計算公式，但修改了對流通面積的校核要求。這符合近年來生產裝置規模擴大和設備大型化的進程需要，有利于促進熱交換器結構設計更加經濟合理。正確執行標準不僅要求設計人員掌握標準修訂的內容，還需要進一步了解其修訂的原因，將標準制定的真實意圖貫徹到位。