换热器管内流速太快，增加换热器直径减小流速，换热面积余量又太大

1.5MPaG饱和蒸汽和工艺气换热，饱和蒸汽走壳程，工艺气走管程。根据工艺参数用HTRI计算出来的换热器尺寸为φ400×2500，换热面积余量为13%，壳程流速为0.7m/s（蒸汽量比较少），但是管程流速187m/s，增加换热器直径把管内流速降到30m/s以下，此时换热器直径为1000，但是换热面积余量为500%。保证了流速，但是换热面太大，请问这种情况怎么处理，？是不是要改变换热器的形式？（模拟选用的是BEM型式）

可以用单管程。

同意楼上的，
1.可以采用单管程，工艺气一般都有压降要求，多是采用单管程。
2.可以增加换热管直径，采用φ38，φ45甚至采用φ57的管子。

huohuli 发表于 2018-4-20 08:49
同意楼上的，
1.可以采用单管程，工艺气一般都有压降要求，多是采用单管程。
2.可以增加换热管直径，采用 ...

换热管直径越大，布管数越少，总的流通面积越小。

68ZCW 发表于 2018-4-20 09:25
换热管直径越大，布管数越少，总的流通面积越小。

千万不要想当然的下结论。
布管数是少了，但是单管的流通面积也多了。二者相乘得到的流通面积是变大了。

huohuli 发表于 2018-4-20 09:40
千万不要想当然的下结论。
布管数是少了，但是单管的流通面积也多了。二者相乘得到的流通面积是变大了。

实际布布看。

如果是这样，就应当考虑反过来试试，工艺气体走壳程，蒸汽走管程。为什么工艺气体必须30m/s以下？

建议采用7楼的意见试试，工艺气走壳程流速会**降低，传热系数也会有所提高，对传热有好处。

w1d3d55 发表于 2018-4-19 16:13
可以用单管程。

HTRI里面默认的是不是就是单管程的？

huohuli 发表于 2018-4-20 08:49
同意楼上的，
1.可以采用单管程，工艺气一般都有压降要求，多是采用单管程。
2.可以增加换热管直径，采用 ...

我以为一般只有φ25和32的管。学习了！

lizq 发表于 2018-4-20 10:16
如果是这样，就应当考虑反过来试试，工艺气体走壳程，蒸汽走管程。为什么工艺气体必须30m/s以下？

30m/s以下，是因为HTRI教程上要求，管程气体流速一般不要超过30m/s。工艺气介质氢气含量比较高，流速应该也不能太快了。

renchy2000 发表于 2018-4-20 10:29
建议采用7楼的意见试试，工艺气走壳程流速会**降低，传热系数也会有所提高，对传热有好处。

工艺气是不适合走壳程的。
如果是普通折流板的话，走壳程气体流速会**提高，压降也会很大。如果采用折流杆的话设备传热系数也不见得会提高。
而且工艺气若是含灰尘的话就更不适合走壳程了。

有意思，是什么低温烟气需要加热吗？
若你要求的条件高于满足换热的要求。那可能是因为蒸汽冷凝膜侧换热系数很高，而工艺气体侧换热系数很低，热交换过程不合理，难有合理结果。
若采用内翅片管提高管内侧换热，翅化比不会很高，效果也不会太显著。

lizq 发表于 2018-4-20 11:37
有意思，是什么低温烟气需要加热吗？
若你要求的条件高于满足换热的要求。那可能是因为蒸汽冷凝膜侧换热系 ...

是循环氢混合气体需要加热，要使它的温度升高5度（170-175℃）

我这会在山东，正看看大家的高见，我这是第一次不发表意见。

板翅式结构试试，工艺气体侧采用高翅化比，需要考虑整体结构承压强度

板翅式换热器两侧翅片高度和间距可以不同。增加工艺气体侧的翅片高度可以增加工艺气体侧的热交换量。

工艺气压力是多少，不高的话流速高于30m/s也是可以的

楼主这个换热需求，最纠结的地方就是冷凝蒸汽流量较小，工艺气流量很大。
在工艺气走管程的前提下，很难设计出尺寸合理的管壳式换热器。
减少进入换热器的工艺气量，有利于设计出结构尺寸更合理的换热器。

我有一个建议，楼主看看是否可行：
加热蒸汽1.5MPa饱和蒸汽，温度就是198度
工艺气温度从170上升到175度，出口端差23度。
是不是可以让一部分（一半）工艺气走旁路，一部分进换热器换热，充分利用端差，加热到180度或更高。
然后与旁路的工艺气混合，达到175度？
不知道你这个工艺气升高到180度以上有没有安全隐患。
这个做法（管程介质部分旁路，加热后混合）在电站的换热器中有成熟应用，不知在你这个问题中，是否适用？

楼主可以酌情考虑考虑。

xjhaooo 发表于 2018-4-24 13:24
楼主这个换热需求，最纠结的地方就是冷凝蒸汽流量较小，工艺气流量很大。
在工艺气走管程的前提下，很难设 ...

感觉你的意见很不错，非常感谢！