Criteri Di Progettazione Scambiatori Di Calore
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Heat Exchanger Calculation
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CRITERI DI PROGETTAZIONE DEGLI SCAMBIATORI DI CALORE
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INT INDICE
PRESENTAZIONE 4 1. SCAMBIATORI DI CALORE 6 2. SHELL & TUBES 8
2.1. NOMENCLATURA TEMA 9 2.1.1. Distributore di ingresso (front end stationary head type) 9 2.1.2. Mantello (shell type) 10 2.1.3. Distributore posteriore o di ritorno (rear end head type) 11 2.1.4. Tabella TEMA 14
2.2. CRITERI DI SCELTA DEL TIPO DI SCAMBIATORE 15 2.2.1. Criteri basati sul tipo di processo 15 2.2.2. Criteri basati sul tipo di fluido 16 2.2.3. Criteri meccanici 17
2.3. FOULING 19 2.3.1. Fattore di sporcamento 19 2.3.2. Pulizia degli scambiatori 20 2.3.3. Perdite di carico 21 2.3.4. Minimizzazione dello sporcamento 21 2.3.5. Scambiatori non soggetti a standard TEMA 22
2.4. OVERDESIGN 23 2.4.1. Oversurface design 23 2.4.2. Overdesign in duty e flow rate 23 2.4.3. Overdesign multipli 23 2.4.4. Overdesign fluidodinamico 24
2.5. COMPONENTI E CARATTERISTICHE COSTRUTTIVE 25 2.5.1. Diametri, spessori e lunghezze dei tubi 25 2.5.2. Disposizione dei tubi 26 2.5.3. Giunzione tubo-piastra tubiera 27 2.5.4. Interni dello scambiatore 28
2.5.4.1. Setti di partizione 28 2.5.4.2. Ferrule anti erosione 29 2.5.4.3. Promotori di turbolenza 29 2.5.4.4. Tubi basso alettati 30 2.5.4.5. Diaframmi di partizione (baffles) 31 2.5.4.6. Sistemi di tenuta dei by-pass (Sealing Devices) e la Stream Analysis 35 2.5.4.7. Tracciatura della piastra tubiera e disposizione dei tubi 39 2.5.4.8. Analisi vibrazionale 41
3. DESIGN TERMODINAMICO 44 3.1. FLUIDODINAMICA DELLO SCAMBIATORE DI CALORE 44
3.1.1. Bilancio termico 44 3.1.2. Coefficiente di scambio 45 3.1.3. Perdite di carico 50
3.2. VERIFICA DELLA COMPLETEZZA E DELLA CONGRUENZA DEI DATI 52 3.2.1. Scambiatori Shell & Tubes senza cambiamento di fase 52 3.2.2. Scambiatori Shell & Tubes con cambiamento di fase 53
3.2.2.1. Curve di condensazione 54 3.3. PROFILO DELLE TEMPERATURE 55
3.3.1. Numero di corpi in serie e treni di scambiatori 58 3.3.1.1. Pinch Point e CMTD minimi 61 3.3.1.2. Limitazioni nellutilizzo degli scambiatori F due passi nel mantello 61
4. CONDENSAZIONE 64 4.1. FLUIDI PURI 64 4.2. MISCELE 65 4.3. PERDITE DI CARICO 68
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INT 4.4. PROGETTAZIONE DEI CONDENSATORI 69
4.4.1. Condensatori verticali 69 4.4.2. Condensatori orizzontali 70 4.4.3. Condensatori di riflusso 72 4.4.4. Sottoraffreddamento del condensato 73 4.4.5 Sfiato e drenaggio 74 4.4.6 Condensatori in ambito power 74
4.4.6.1. Boiler Feed Water Heater 74 4.4.6.2. Surface Condenser 75
5. EBOLLIZIONE 78 5.1. POOL BOILING 79
5.1.1. Regimi di flusso 79 5.1.2. Coefficienti di scambio 81 5.1.3. Flusso termico critico 82
5.2 FLOW BOILING 83 5.2.1. Coefficienti di scambio 83 5.2.2. Regimi di flusso 84 5.2.3. Considerazioni 85
5.3. RIBOLLITORI 87 5.3.1. Kettle Reboilers 88
5.3.1.1. Dimensionamento del mantello e disengagement space 89 5.3.1.2. Hold-up del liquido 90 5.3.1.3. Criteri di utilizzo e di progettazione 91 5.3.1.4. Controllo delle temperature e del calore fornito 92
5.3.2. Ribollitori a termosifone 93 5.3.2.1. Analisi della circolazione naturale 93 5.3.2.2. Densit in fase mista non omogenea 95 5.3.2.3. Profilo delle temperature 95 5.3.2.4. Ribollitori a termosifone verticali 97 5.3.2.5. Ribollitori a termosifone orizzontali 98 5.3.2.6. Ribollitori once-through 100 5.3.2.7. Ribollitori a circolazione forzata 101
5.3.3. Falling Film Evaporators 102 5.3.4. Process Gas Waste Heat Boiler 104
6. SCAMBIATORI DI CALORE AD ARIA 106 7. DOUBLE PIPE / MULTITUBES 106 8. COMPACT HEAT EXCHANGERS 106 ALLEGATI 108 BIBLIOGRAFIA 132
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INT PRESENTAZIONE
Lo scopo della presente relazione descrivere, nel modo pi completo possibile, le
apparecchiature preposte allo scambio termico tra i fluidi e in particolare quelle pi
comunemente utilizzate negli impianti petrolchimici e di generazione di potenza.
Si descriveranno in maggiore dettaglio gli scambiatori a fascio tubiero (shell and tubes heat
exchangers) e i refrigeranti ad aria (air cooled heat exchangers) e meno approfonditamente gli
scambiatori a piastre (compact non-tubular heat exchangers).
Lincidenza economica degli scambiatori di calore tuttaltro che trascurabile; il loro impatto pu
arrivare a valori del 5-12% sul costo totale di tutte le apparecchiature. Lottimizzazione della
progettazione termodinamica assume quindi un ruolo molto importante quando si partecipa alle
gare di appalto o si deve rispettare un budget di commessa.
La progettazione termodinamica non pu pertanto essere ridotta alla semplice ottimizzazione
del design dello scambiatore.
Sono fondamentali, e persino pi importanti, le scelte dei parametri di processo operate a
monte del design dellapparecchiatura: le temperature di esercizio, le perdite di carico
ammissibili, le portate di acqua di raffreddamento, i fattori di sporcamento, le dimensioni di
ingombro ammissibili etc.
A volte una piccola modifica dei dati di processo, di solito poco influente per il funzionamento
globale dellimpianto, pu portare a risparmi anche rilevanti nel costo degli scambiatori di
calore.
Proprio per questo la presente trattazione, che si rivolge a tutti coloro che sono coinvolti nella
progettazione di base degli impianti, dar una descrizione il pi esauriente possibile delle
apparecchiature di scambio termico affrontando in essa tutti gli aspetti fisici, meccanici,
funzionali e di processo che le caratterizzano.
Si forniranno, inoltre, alcuni criteri semplificati per aiutare il progettista nella scelta del tipo di
scambiatore pi adatto per il servizio preposto e per determinare, seppure a livello di stima, le
superfici di scambio e il numero dei corpi da installare.
La progettazione di un impianto unattivit multidisciplinare di ingegneria. Per questo una
migliore e pi diffusa conoscenza tecnica dellargomento pu essere di grande aiuto nella
definizione di un design impiantistico funzionale ed economico.
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INT 1. SCAMBIATORI DI CALORE
Lo scambiatore di calore unapparecchiatura che permette di trasferire energia tra due fluidi a
temperature diverse.
Sono molto usati in tutti i tipi di ambienti industriali, dal siderurgico al chimico, dal petrolchimico
alla generazione di potenza, assolvendo le pi disparate e molteplici funzioni.
Nella pratica industriale la nomenclatura con la quale sono identificati dipende sostanzialmente
dalla funzione (servizio) che devono assolvere.
I servizi pi comuni per i quali sono utilizzati sono i seguenti:
Condensatore: Il vapore del fluido di processo convertito in liquido, mediante la sottrazione
del calore di condensazione. Pu essere totale o parziale, se in esso avviene la condensazione
di tutto il vapore o di solo una parte. Esempi classici di condensatori sono lo scambiatore in
testa alla colonna di distillazione e lapparecchiatura per condensare i vapori a bassa pressione
in uscita da una turbina.
Ribollitore: Inversamente al condensatore, il liquido di processo che convertito a vapore,
ricevendo il calore necessario. Queste apparecchiature possono essere totali o parziali e il loro
impiego fondamentale sul fondo delle colonne di distillazione.
Cooler: utilizzato ogni qualvolta si debba raffreddare un fluido alla temperatura richiesta dal
processo; per esempio quando si vuole raffreddare un prodotto prima del suo stoccaggio o
sottoraffreddare un condensato utilizzato per la rettifica in testa delle colonne. Il fluido
refrigerante generalmente acqua (se disponibile), aria o in casi particolari fluidi
opportunamente refrigerati.
Recupero termico: utilizzato in maniera molto diffusa per recuperare calore da una corrente
calda in uscita da uno o pi processi, affinch sia fornito alla corrente fredda in ingresso
allimpianto. Tanto pi spinto il recupero termico, tanto minore sar il calore da fornire per il
processo, migliorando in questo modo il rendimento dellimpianto. Un esempio sono i treni di
scambio per il preriscaldo dellolio crudo negli impianti di distillazione: sono composti da molti
corpi collegati in serie che grazie alle grandi superfici di scambio recuperano calore da tutti i
fluidi caldi riducendo al minimo lapporto di calore esterno.
Sono importanti recuperatori termici i feed-effluent installati nei circuiti di reazione ad alta
temperatura fra il prodotto di reazione caldo e la carica fredda al reattore.
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INT In ambiente power sono recuperatori di calore i boiler feed water heater per il preriscaldo
dellacqua di caldaia, con vapore spillato dalla turbina.
Steam generator: Produce vapore alle condizioni di temperatura e pressione volute. A volte si
utilizza il calore in eccesso dallimpianto stesso operando in tal modo una sorta di recupero
termico. E unapparecchiatura diffusa perch il vapore prodotto pu essere utilizzato in molti
servizi, in particolare per fornire calore ai ribollitori di fondo delle colonne di distillazione o per la
generazione di energia. Unapplicazione interessante rappresentata dal waste heat boiler
che genera vapore, spesso ad alta pressione, recuperando calore da gas di sintesi ad alta
temperatura.
La quasi totalit degli scambiatori pu essere raggruppato in quattro principali categorie:
Shell & Tubes: permettono di scambiare facilmente calore tra due fluidi utilizzando fasci tubieri
raccolti in un corpo cilindrico.
Double pipe / multitubes (hairpin): simili agli Shell & Tubes, sono generalmente usati per piccole
superfici di scambio e possono utilizzare sia tubi lisci sia alettati longitudinalmente. Permettono
un flusso molto efficiente perch grazie alla loro geometria realizzano una controcorrente pura
fra i fluidi.
Air Cooler: usati solo per raffreddamento o condensazione di un fluido in un fascio tubiero
alettato, utilizzano come refrigerante grandi masse di aria mosse da ventilatori, perci sono pi
costosi degli scambiatori a fascio tubiero. Se il loro utilizzo inevitabile in assenza di acqua di
raffreddamento, possono essere impiegati quando, in seguito ad analisi precise, siano pi
convenienti dei pi complicati sistemi di raffreddamento con acqua in circuito chiuso e torri di
raffreddamento.
Compact Non-Tubular: tipicamente gli scambiatori a piastre; luso delle piastre consente
coefficienti di scambio molto elevati e recuperi termici migliori, grazie alla configurazione di
controcorrente pura e alla loro grande compattezza costruttiva.
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INT 2. SHELL & TUBES
E il tipo di scambiatore pi comunemente usato; come il nome stesso fa intendere, consiste in
un insieme di tubi paralleli, che costituiscono il fascio tubiero, fissati a una o due piastre tubiere. Linvolucro esterno il mantello (shell), che avvolge la parte centrale del fascio includendo i bocchelli per lingresso e luscita del fluido. Alle due estremit il fluido convogliato
allinterno dei tubi per mezzo di appositi distributori (inlet e return channels/heads).
Da questo momento in poi si parler di lato mantello per le caratteristiche e la fluidodinamica del fluido esterno, e di lato tubi per quelle del fluido interno.
Questi scambiatori di calore sono stati ben studiati e sviluppati nel corso degli anni; la loro
standardizzazione, creata dallassociazione dei costruttori americani a partire dagli anni 60,
ora adottata come il riferimento pi importante in ambito petrolchimico in tutto il mondo. E lo
standard TEMA: Tubular Exchanger Manufacturers Association. In esso sono standardizzate tutte le caratteristiche costruttive meccaniche (tolleranze, spessori minimi e grandezze
caratteristiche) ed fornita una semplice e chiara nomenclatura per identificare in modo
univoco tutte le tipologie di scambiatori Shell & Tubes.
In ambito power, cio in impianti di produzione di energia elettrica, il riferimento lo standard
HEI: Heat Exchanger Institute, che fornisce i criteri dimensionali e di progettazione termodinamica per gli scambiatori tipici di questi processi, come i condensatori a superficie dei
vapori esausti da turbina e i preriscaldatori dellacqua di caldaia. In alcuni casi, tipicamente per
condensatori a superficie installati in impianti petrolchimici, pu essere richiesto con particolare
riferimento ai fattori di sporcamento, in rispetto di quanto previsto dagli standard TEMA.
Gli standard TEMA sono suddivisi in tre classi, in funzione del grado di accuratezza richiesto
nella costruzione dello scambiatore. Tipicamente, la classe R, adottata in ambito petrolchimico,
Figura 1
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Tipo B
Tipo C
contiene specifiche pi restrittive (spessore tubi, tolleranze, etc) per apparecchiature funzionanti
in condizioni estreme: alte temperature e pressioni, fluidi corrosivi o nocivi... La classe C applicata per sistemi in condizioni meno severe, mentre la classe B si applica per condizioni normali e in particolari in impianti chimici. Si segnala che alcuni parametri sono accorpati in uno
standard unico (RCB).
2.1. Nomenclatura TEMA
Negli standard TEMA, uno scambiatore identificato da tre lettere: la prima si riferisce al tipo di
distributore dingresso (front end stationary head type) attraverso il quale il fluido entra nei
tubi; la seconda al tipo di mantello (shell type), la terza al tipo di testata posteriore o di ritorno
(rear end head type).
2.1.1. Distributore di ingresso (front end stationary head type)
Sono previste 5 tipologie:
Per il tipo B (bonnet integral cover) il fondo del distributore fisso, ellittico, saldato alla parte cilindrica, non possiede flange e guarnizioni ed pertanto molto economico.
Non permette tuttavia laccesso ai tubi, se non dopo aver scollegato le
tubazioni dai bocchelli e smontato lintero distributore. collegato al mantello
mediante una coppia di flange che bloccano la piastra tubiera, in modo che il
mantello sia smontabile.
Il tipo A (channel and removable cover) prevede un coperchio piano flangiato e rimovibile e permette laccesso ai tubi senza scollegare le tubazioni. E pi
costoso rispetto al tipo B. collegato al mantello mediante una coppia di
flange che bloccano la piastra tubiera in modo che il fascio tubiero sia
smontabile.
Il tipo C (integral channel with tubesheet and removable cover removable tube bundle), esattamente come il tipo A prevede un coperchio piano. In questo caso per, la parte cilindrica saldata direttamente alla piastra tubiera
rendendo il distributore solidale con i tubi. Tale soluzione meno costosa
della precedente, ma rende pi difficile lo smontaggio del fascio tubiero.
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Tipo E
Tipo F
Tipo H
Il tipo N (integral channel with tubesheet and removable cover) ha le stesse caratteristiche del tipo C, ma prevede la piastra tubiera saldata sia al distributore sia al mantello. una soluzione economica, spesso adottata per
scambiatori a un passaggio con bocchelli in asse, ma non permette di
eseguire la pulizia e lispezione del lato mantello (non si possono estrarre i
tubi).
Il tipo D (special high pressure closure) un tipo di costruzione che prevede luso di materiali forgiati integrali al posto delle lamiere saldate. E un tipo di
design in grado di sopportare altissime pressioni di progetto. Il materiale pi
costoso, ma tale costo parzialmente compensato dallassenza di saldature.
2.1.2. Mantello (shell type)
La seconda lettera identifica il tipo di mantello. La sua scelta legata al tipo di processo
previsto per lo scambiatore. In alcuni casi tale scelta pu invece dipendere da criteri di
ottimizzazione in fase di design termodinamico.
Il tipo E (one pass shell) consente un solo passaggio lato mantello. il tipo di costruzione standard, il pi largamente utilizzato e pu coprire tutti i tipi servizi
di processo.
Il tipo F (two pass shell with longitudinal baffle) prevede due passaggi lato mantello, avendo allinterno un setto separatore longitudinale per tutta la
lunghezza dello scambiatore. Pu essere parzialmente assimilato a due
scambiatori tipo E collegati in serie, raggiungendo per questo una maggiore efficienza
termica.
Il tipo G (split flow) ha un setto centrale che separa il flusso in due correnti. I due passaggi nel mantello conferiscono una migliore efficienza rispetto al tipo
E, mentre la divisione del flusso consente di rispettare valori massimi di
perdite di carico ammissibili pi restrittivi rispetto al tipo F. Si usa in
particolare per ribollitori a termosifone orizzontale.
Il tipo H (double split flow) analogo al mantello G, con due bocchelli di ingresso e di uscita e con due setti centrali che dividono il flusso in quattro
parti. Pu per questo trattare volumi di fluido ancora maggiori rispetto al tipo
G, con basse perdite di carico.
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Tipo X
Il tipo J (divided flow) divide il flusso in due parti, ciascuna delle quali percorre met della lunghezza dello scambiatore. Ha una minore efficienza termica
rispetto al tipo E ma consente di ottenere perdite di carico molto minori e
quindi trattare grandi volumi di fluido. Pu essere realizzato con due bocchelli
di ingresso ed uno di uscita J21 o viceversa J12.
Il tipo K (kettle type reboiler) usato esclusivamente per ribollitori con vaporizzazione totale, o a vaporizzazione parziale con separazione liquido-
vapore.
Il tipo X (cross flow) consente di trattare elevatissimi volumi di fluido lato mantello, mantenendo basse le perdite di carico, grazie alla totale assenza di
diaframmi allinterno.
2.1.3. Distributore posteriore o di ritorno (rear end head type)
Il distributore posteriore o di ritorno ha la funzione di dirigere il flusso uscente da un passaggio
verso il successivo e, a meno di numero di passaggi lato tubi dispari, non ha bocchelli.
Si possono distinguere quattro principali categorie; la prima raggruppa le tipologie L, M, N in cui
la piastra tubiera saldata al mantello:
Il tipo L (fixed tube-sheet like A stationary head), simmetricamente al distributore di ingrasso di tipo A, smontabile e pu essere aperto per
lispezione dei tubi.
Il tipo M (fixed tube-sheet like B stationary head) analogo al distributore di ingresso di tipo B, possiede il coperchio bonnet saldato ed smontabile solo
dopo aver scollegato le flange delle tubazioni (se esistenti).
Il tipo N (fixed tube-sheet like N stationary head), simile al distributore di ingresso di tipo N, prevede la piastra tubiera saldata sia al mantello sia al
distributore.
La seconda categoria raggruppa le teste flottanti (tipologie S, T, P), che hanno la
possibilit di muoversi liberamente rispetto al mantello, consentendo in tal modo la
compensazione delle dilatazioni termiche differenziali dovute alle diverse temperature di
funzionamento dei due fluidi. Tutte le teste flottanti sono realizzate in modo che dopo il loro
smontaggio si possa sfilare il fascio tubiero dal mantello per la sua manutenzione.
Tipo K
Tipo L
Tipo M
Tipo N
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Tipo P
Il tipo S (floating head with backing device) ha la piastra tubiera flottante (floating tubesheet) racchiusa fra un anello in due met (split ring) e il coperchio della
flottante stessa. E sufficiente un mantello di pochi millimetri pi grande del fascio
tubiero (50 mm) per consentirne lestrazione. Con il distributore di tipo A si
realizza lo scambiatore interamente pulibile pi usato (AES).
Il tipo T (pull through floating head) permette lestrazione del fascio tubiero dalla parte del distributore senza dover smontare la testata flottante,
semplicemente tirando il fascio attraverso il mantello. In questo caso la
differenza di diametro fra il mantello e il fascio tubiero molto maggiore
rispetto al tipo S, perch attraverso il mantello deve passare, oltre alla piastra
tubiera anche la flangia della testa flottante. La differenza tra diametro del
fascio tubiero e del mantello dipende dal progetto meccanico, ma
indicativamente di 120-150 mm. Questo comporta un costo maggiore rispetto
al tipo S.
Il tipo P (outside packed floating head) di pi semplice costruzione. Non previsto un coperchio della testa flottante e la tenuta del fluido lato mantello
verso lambiente esterno realizzata con un sistema premistoppa. E
evidente che tale tipo di costruzione non pu essere adottato per fluidi
pericolosi, tossici e per alte pressioni operative.
Una terza categoria rappresentata dal tipo W.
Il tipo W (externally sealed floating tubesheet) si differenzia dalle precedenti tipologie perch la compensazione della dilatazioni termiche realizzata con il
movimento della piastra tubiera.
La tenuta fra i fluidi lato tubi e lato mantello realizzata per mezzo di
premistoppa. E una progettazione meccanica meno costosa che permette un
rapido smontaggio per la manutenzione sia del mantello sia dei tubi ed elimina
il problema del trafilamento di fluido allesterno, cosa possibile per il tipo P.
Rimane tuttavia la possibilit di trafilamento tra i due fluidi e per questo
lutilizzo di questa tipologia limitato e deve essere ben valutato.
La quarta categoria rappresentata dal tipo U.
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Tipo U
Il tipo U (U-tube bundle) molto usato perch poco costoso, non essendoci il distributore posteriore e avendo solo due flange che racchiudono la piastra
tubiera stazionaria; compensa quindi il costo per la piegatura dei tubi.
Consente di estrarre facilmente il fascio tubiero per la pulizia del mantello e di compensare
naturalmente le dilatazioni termiche differenziali fra tubi e mantello. Non pu per essere
usato quando richiesta la pulizia meccanica dei tubi.
La tabella N-1.2 degli standard TEMA raccoglie tutte le possibili tipologie per ciascuna sezione
dello scambiatore.
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INT 2.1.4. Tabella TEMA
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INT 2.2. Criteri di scelta del tipo di scambiatore
La scelta del tipo di scambiatore legata a tanti fattori: in generale pu dipendere dal tipo di
processo che si deve soddisfare, dal tipo di fluidi da trattare e dalle loro caratteristiche fisiche.
Dipende poi dalla loro capacit di sporcare i tubi (fouling) e dalle condizioni di pressione e di
temperatura di progetto che devono sopportare.
Per orientarsi in questa scelta si possono seguire alcuni criteri generali (rules of thumb) che
per non devono essere considerati totalmente vincolanti. Ogni singolo caso deve essere
analizzato in fase di ingegneria di dettaglio in maniera approfondita, tenendo conto di tutte le
condizioni al contorno, sia ingegneristiche sia economiche.
E spesso utile, qualora sia consentito dal tipo di processo, analizzare anche la possibilit di
inversione dei fluidi fra lato mantello e lato tubi; non raro che cos facendo si pervenga a
soluzioni tecniche pi economiche e non facilmente ipotizzabili a priori.
Per scambiatori molto costosi, di grandi dimensioni e/o costruiti con materiali pregiati,
sicuramente utile, in caso di dubbio, specificare differenti dimensionamenti da sottoporre poi a
stima economica, prima di operare la scelta finale.
2.2.1. Criteri basati sul tipo di processo
Il tipo K, come detto, esclusivamente adottato per i ribollitori con separazione di fase liquido - vapore.
I ribollitori a termosifone, se verticali, hanno il fluido vaporizzante nei tubi a singolo passaggio, per favorire la risalita della fase mista generata e la sua circolazione.
Generalmente sono usati scambiatori a teste fisse; solo in caso di fluido riscaldante molto
sporco si impiegano teste flottanti. Non possono essere molto grandi e la lunghezza dei tubi
deve essere limitata a 4-5 metri.
Per i ribollitori a termosifone orizzontali sono preferiti i mantelli tipo G o H per la migliore efficienza termodinamica, ma anche i tipi E, J12 e X, per grandi dimensioni e portate di
circolazione. In particolare questultima tipologia permette, con lutilizzo dei diaframmi
verticali, una corretta supportazione dei tubi.
La condensazione generalmente operata nel lato mantello; la scelta della tipologia strettamente legata al volume del fluido e alle perdite di carico ammissibili. Si pu utilizzare,
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INT per pressioni sufficientemente alte, il pi efficiente tipo E, per poi preferire il tipo J21 a basse
pressioni e perdite di carico ridotte.
La condensazione a volte operata nel lato tubi. In tal caso preferibile utilizzare fasci tubieri a U per evitare la separazione liquido vapore in una zona chiusa come quella del
distributore posteriore.
Per condensazioni a basse pressioni molto usato il tipo X, che pu trattare elevatissimi volumi di fluido mantenendo basse perdite di carico grazie alla grande area di passaggio
(diametro * lunghezza dei tubi). Per questo tutti i condensatori di vapore esausto sotto vuoto
proveniente dalle turbine sono di questo tipo.
2.2.2. Criteri basati sul tipo di fluido
Il fluido che prevede lutilizzo di materiali pregiati (acciai inossidabili, austenitici e duplex, leghe di rame e nichel, titanio, etc.) deve essere collocato, per ovvi motivi di costo, nel lato
tubi. Ci si limita in tal modo allutilizzo del materiale pregiato per i soli tubi, mentre i
distributori possono essere realizzati, sempre per contenere i costi, impiegando il materiale
pregiato solo come rivestimento (cladding, weld deposit, etc.).
Se il fluido ha una viscosit superiore ai 7-10 cP, di regola deve essere posto nel mantello, dove il coefficiente di scambio decisamente pi elevato. Se invece, per facilit di pulizia o
per necessit avendo dei materiali pregiati, sia messo lato tubi, occorre tener conto che con
una viscosit compresa tra 4 e 7 cP il coefficiente di scambio lato tubi crolla a valori
bassissimi. Questo pu essere parzialmente evitato qualora siano consentite elevate perdite
di carico (1-2 bar per corpo), in modo da realizzare una velocit sufficientemente alta da
sviluppare un moto turbolento e quindi un buon coefficiente di scambio.
I fluidi molto sporcanti richiedono apparecchiature che possano essere ispezionate, smontate e pulite in modo relativamente semplice. I dispositivi che permettono queste
operazioni includono coperchi smontabili per lispezione e la pulizia dei tubi e fasci tubieri
estraibili per la pulizia del lato mantello. Tra un fluido sporco e uno pi pulito, solitamente
si sceglie di mettere quello che richiede una maggiore frequenza di pulizia nei tubi, che
possono essere puliti smontando i coperchi dei distributori senza dover estrarre il fascio
tubiero. In caso di frequenza di pulizia molto elevata, preferibile utilizzare i tipi A, C e N e i
loro corrispettivi per le testate di ritorno.
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INT Un fluido sporcante nel lato mantello, se richiede la pulizia meccanica, necessita limpiego di
fasci tubieri estraibili con passo quadrato dei tubi.
Per i fluidi puliti per i quali sufficiente una pulizia chimica, possibile utilizzare scambiatori con piastre tubiere fisse non smontabili con passo di tubi triangolare, mettendo il fluido lato
mantello o scambiatori con tubi a U.
Lacqua di raffreddamento generalmente messa nei tubi, sia per la facilit di pulizia sia per evitare zone morte lato mantello, dove pi facilitato il deposito del fouling e con esso la
possibilit di corrosione.
2.2.3. Criteri meccanici
I fluidi a elevate pressioni di progetto sono solitamente ubicati nel lato tubi. In questo modo lelevato spessore richiesto per il contenimento della pressione applicato al solo
distributore e non a tutto il mantello con notevole risparmio.
Ad altissime pressioni pu essere conveniente, come gi visto, la testata tipo D e, se
consentito dal tipo di pulizia richiesta, lutilizzo di tubi a U per risparmiare un distributore di
ritorno pesante e costoso.
Gli scambiatori tipo F con due passaggi nel mantello hanno una limitazione di tipo meccanico, a causa della pressione differenziale che si esercita sul diaframma longitudinale
per effetto delle perdite di carico al lato mantello. Una regola abbastanza generale limita
lutilizzo di tali mantelli quando le perdite di carico superano gli 0,5-0,7 barg.
Gli scambiatori con piastre tubiere fisse possono presentare notevoli inconvenienti progettuali e difficolt meccaniche costruttive. Proprio perch fascio tubiero e mantello sono
solidali, costituiscono un ostacolo alla compensazione delle differenti dilatazioni termiche dei
tubi e del mantello. Oltre certi valori necessario prevedere un compensatore di dilatazione
(generalmente realizzato con una o pi onde saldate al mantello), che, muovendosi
assialmente, riduce ed elimina gli sforzi che agiscono sulle giunzioni tubi-piastra tubiera,
evitandone la rottura.
Il dimensionamento del compensatore di dilatazione (posizione N.14 nella figura N-2 degli
standard TEMA in uno scambiatore BEM, riportata in figura 2), che pur sempre un
elemento di debolezza meccanica, comporta la conoscenza di molti parametri:
- Le condizioni estreme per le temperature di funzionamento, solitamente legate a condizioni
di processo transitorie (mancanza dacqua, start-up, scatto di una valvola di sicurezza, etc.),
tutte difficili da quantificare;
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INT - Il calcolo delle temperature di parete del mantello e dei tubi, che sono funzione dei
coefficienti di scambio e del fattore di sporcamento dei fluidi.
- Il numero di cicli necessari per eseguire unanalisi a fatica.
Come suggerimento, il compensatore di dilatazione deve essere comunque previsto gi
qualora si debbano compensare differenze di temperature medie di parete tra mantello e
tubi dellordine di 30-40 C (molto dipende anche dalla lunghezza dei tubi e dai materiali di
costruzione). Si consideri inoltre che per pressioni superiori a 40 barg la sua realizzazione
risulta difficile, a causa dellelevato spessore richiesto del compensatore che ne limita la
flessibilit.
Per tutti questi motivi lutilizzo di scambiatori con piastre tubiere fisse, generalmente molto
economici, deve essere ben ponderato. Devono essere assolutamente previste e specificate
in fase di studio di processo tutte le possibili anomalie di funzionamento e i relativi transitori
di temperatura.
Figura 2
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INT 2.3. Fouling
Il fouling o sporcamento, sia lato tubi sia lato mantello, uno dei fenomeni pi importanti che
influenzano in maniera significativa la scelta e il dimensionamento degli scambiatori.
Il fouling il deposito di un certo spessore di sedimenti e particelle solide sulla superficie, che
impedisce lo scambio termico e incrementa le perdite di carico attraverso lo scambiatore.
Il fouling allinterno dei tubi provoca una
riduzione dellarea di passaggio
(esagerata nella figura 3), con
conseguente aumento della velocit;
provoca ulteriori problemi se non
regolare (figura b), perch i fluidi
scambieranno in modo diverso nella
parte alta e nella parte bassa del tubo.
Al lato mantello le problematiche generate dal fouling possono essere anche pi gravi: il
deposito pu ridurre la distanza fra tubo e tubo con il conseguente aumento della velocit del
fluido, che pu generare vibrazioni cos ampie da portare i tubi alla rottura.
I meccanismi e le cause del fouling sono disparati:
- Sedimentazione di particelle solide trasportate dal fluido (sabbia, ruggine, fanghi...);
- Crescita biologica, dovuta ai batteri naturalmente presenti nelle acque;
- Coking, deposito di particelle carboniose, tipico dei processi di trattamento idrocarburi ad alta
temperatura;
- Cristallizzazione dei sali insolubili nel fluido. In particolare la precipitazione dei carbonati nelle
acque di raffreddamento, che tanto maggiore quanto pi alta la temperatura di pelle;
- Congelamento del fluido, tipicamente negli scambiatori preposti ai processi criogenici.
2.3.1. Fattore di sporcamento
Per tener conto del decadimento funzionale degli scambiatori nel tempo dovuto allincremento
dello sporcamento si deve introdurre nel calcolo della superficie di scambio un fattore di
penalizzazione, denominato fouling factor (fattore di sporcamento).
Concettualmente esso rappresenta la resistenza allo scambio termico generata dallo spessore
e dalla conducibilit termica del deposito formatosi. Il sovradimensionamento risultante dovr
Figura 3
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INT consentire il funzionamento dello scambiatore alle condizioni progettuali anche dopo un periodo
relativamente lungo, per evitare frequenti e costose fermate dellimpianto per la sua pulizia.
La scelta di un adeguato fouling factor ha forti implicazioni economiche e deve pertanto essere
eseguita in modo oculato. Infatti, a volte il coefficiente globale di scambio sporco pu risultare
la met di quello pulito, raddoppiando di conseguenza la superficie richiesta per lo scambio
termico.
Solitamente i fouling factors sono definiti nei documenti generali di impianto da parte del
committente, proprio perch i criteri di pulibilit devono essere fissati dai proprietari
dellimpianto. In mancanza di questo, i fouling factor potranno essere stabiliti facendo
riferimento alle specifiche TEMA; in esso sono indicati valori standard in funzione del tipo di
fluido, delle temperature operative e della velocit. Fra gli altri criteri che si possono adottare, si
ricorda lo standard Shell DEP (Design and Engineering Practice), che li classifica anche in funzione del tipo di impianto.
2.3.2. Pulizia degli scambiatori
Per una progettazione ottimale del tipo di scambiatore non sufficiente la sola definizione del
fattore di sporcamento, che influisce direttamente sul calcolo della superficie di scambio
termico. molto importante sapere a priori che tipo di pulizia previsto, in considerazione delle
caratteristiche di sporcamento del fluido trattato.
Per i fluidi il cui deposito aderisce fortemente alla superficie, tale da poter essere asportato solo
mediante azione meccanica, la pulizia meccanica dovr essere esplicitamente richiesta nella specifica di processo.
Viceversa, alcuni fluidi lasciano sedimenti che possono facilmente essere puliti, grazie alla loro
maggiore solubilit, mediante lavaggi con solventi. La specifica espliciter quindi la richiesta di
pulizia chimica.
In assenza di unindicazione specifica, una regola largamente condivisa da molte societ di
ingegneria prevede che per fattori di sporcamento superiori a 0,000344 (m2 K / W) si debba
considerare una pulizia di tipo meccanico dello scambiatore. Pertanto necessario limpiego di
fasci tubieri smontabili con passo quadrato dei tubi per il lato mantello e lesclusione dei tubi a
U per il lato tubi.
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INT 2.3.3. Perdite di carico
Il fattore di sporcamento non dice nulla, se non in maniera implicita, sullandamento delle
perdite di carico attraverso lo scambiatore durante il suo sporcamento.
Rimane ovviamente inteso che maggiori fattori di sporcamento portano a maggiori depositi,
minori aree di passaggio e conseguentemente incrementi sensibili delle perdite di carico nel
tempo. Questo tanto pi rilevante nel lato mantello, dove le perdite di carico in condizioni
sporche possono addirittura triplicare rispetto a quelle in condizioni pulite.
Pu accadere che, anche se lo scambiatore in grado di scambiare il calore richiesto, le
elevate perdite di carico non consentono la circolazione del fluido, imponendo di conseguenza
la fermata dellimpianto, o parte di esso, per la pulizia dello scambiatore.
Per questi fluidi molto incrostanti, il processista e il progettista termodinamico dovranno
prevedere perdite di carico ammissibili sufficientemente elevate e unanalisi dellandamento
delle stesse in condizioni sporche.
2.3.4. Minimizzazione dello sporcamento
Il fattore pi importante per la riduzione della formazione di sporcamento nel tempo
sicuramente la velocit del fluido nello scambiatore: pi alta la velocit, pi elevata sar la
capacit di asportazione dei sedimenti.
Contemporaneamente, il maggiore coefficiente di scambio determina una minore temperatura
di parete e con essa una riduzione della formazione dello sporcamento stesso. Ci
particolarmente evidente per lacqua di raffreddamento, per la quale la formazione di calcare
molto dipendente dallincremento di temperatura; per essa vale un criterio generale che
stabilisce una velocit minima dellacqua nei tubi di 1 m/s. Anche in questo caso, quindi, le
perdite di carico ammissibili previste dovranno essere sufficientemente elevate.
Un ulteriore aspetto che pu influire sulla formazione del fouling riguarda la scelta del tipo di
controllo della temperatura di processo e del calore scambiato: occorre evitare di utilizzare il by-
pass del fluido sporcante come controllo. La riduzione della portata, della velocit e
lincremento della temperatura di parete aumenterebbero ulteriormente lo sporcamento.
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INT 2.3.5. Scambiatori non soggetti a standard TEMA
Per gli scambiatori ai quali non si applicano gli standard TEMA, il concetto di fouling assume un
significato sostanzialmente differente.
In ambiente power, tutti gli scambiatori trattano fluidi puliti, cio acqua demineralizzata e
trattata, oppure vapore; fanno eccezione i surface condenser delle turbine e i CCCW (Closed
Circuit Cooling Water): essi utilizzano come fluido refrigerante acqua di mare, di fiume o di
torre. Sono previsti per opportuni sistemi di pulizia in continuo (continuous clearing balls
taprogge). Per questa ragione, al posto del fattore di sporcamento si introduce un cleanliness factor, definito come Ueffettivo / Upulito, che riduce il coefficiente di scambio termico calcolato di
circa il 15%.
Nei condensatori di turbina degli impianti petrolchimici, dove non possibile installare impianti
di pulizia continui, si dovrebbe reintrodurre il concetto di fouling factor TEMA, assimilandoli agli
altri cooler dellimpianto. Ne consegue un incremento notevole di superficie (anche del 100%),
per cui bene chiarire in fase contrattuale con il committente la scelta definitiva del fattore di
sporcamento da utilizzare, per evitare onerosi incrementi di costo non previsti.
Per gli scambiatori a piastre non si considera il fattore di sporcamento TEMA: sia perch esse
non rientrano in questi standard, sia perch la geometria e la fluidodinamica delle piastre
garantiscono turbolenze cos elevate da minimizzare il deposito di sedimenti e lo sporcamento
in generale.
Per questo motivo tutti i fornitori assumono, similmente al cleanliness factor usato in ambiente
power, un fattore di sicurezza, che incrementi la superficie di scambio di circa il 10-15%.
Tuttavia, tale criterio di overdesign non tiene assolutamente conto del tipo di fluido e delle sue
caratteristiche fisiche, non differenziando in alcun modo tra fluidi puliti, come acqua
demineralizzata, o fluidi molto sporcanti, come gli oli minerali.
Per ovviare a questa incongruenza, buona regola adottare come fouling factor per gli
scambiatori a piastre il fattore indicato negli standard TEMA diviso per dieci. In questo modo si
tiene conto dellelevata capacit autopulente degli scambiatori a piastre e nello stesso tempo
delle reali caratteristiche dei fluidi.
Un buon criterio sarebbe di definire a priori nelle specifiche di processo il fouling factor da
utilizzare (fattori TEMA / 10), ponendo in ogni caso come limiti per il cleanliness factor un
minimo del 10% e un massimo di 20-25% sul coefficiente globale di scambio.
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INT 2.4. Overdesign
Il fouling factor rappresenta, come gi detto, una condizione progettuale, fissata per tener conto
del decadimento funzionale dellapparecchiatura nel tempo. Non deve essere confuso con il
margine di overdesign, che fissato per considerare veri e propri margini progettuali di
sicurezza o funzionali.
Loverdesign pu essere definito modi differenti.
2.4.1. Oversurface design
E un incremento della superficie di scambio (corrispondente allaumento della sola duty),
introdotto per garantire il raggiungimento delle performance richieste anche in caso di
imprecisioni nella definizione dei dati progettuali e delle grandezze chimico-fisiche. Si verifica
che la superficie installata sia maggiore di quella minima richiesta di un fattore almeno pari a
quello fornito dalle specifiche (solitamente il 10%).
2.4.2. Overdesign in duty e flow rate
specificato quando si vogliono prevedere delle condizioni di funzionamento maggiorate per
permettere potenziamenti futuri della produttivit degli impianti, mantenendo fisse le condizioni
progettuali di temperatura e di perdite di carico.
Si evidenzia che tale margine inferiore al precedente, perch a un aumento della portata
corrisponde un aumento della duty, ma anche del coefficiente di scambio: nel bilancio finale, la
superficie di scambio risultante sar comunque minore di quella calcolata con un semplice
oversurface design. Viceversa, si otterr un margine maggiore sulle perdite di carico calcolate.
2.4.3. Overdesign multipli
Nel caso si voglia mantenere il margine sulla superficie di scambio anche quando limpianto
funzioner in condizioni maggiorate, possibile specificare contemporaneamente entrambi i
margini sopra indicati. Si potr cos garantire il funzionamento a potenzialit maggiorate,
tenendo conto anche delle incertezze di processo.
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INT 2.4.4. Overdesign fluidodinamico
Non un margine che deve essere dichiarato n richiesto, piuttosto una regola di buona
ingegneria.
Esso tiene conto del fatto che le equazioni della fluidodinamica sono relazioni sperimentali
empiriche che cercano di rappresentare dei fenomeni molto complessi.
Deve essere adottato quando il margine operativo definito come il rapporto percentuale fra il
coefficiente globale di scambio teorico, calcolato in condizioni pulite, e il coefficiente installato
(cio calcolato dal bilancio termico, come si vedr al paragrafo 3.1.1) risulta molto ridotto.
Ci avviene generalmente quando uno o entrambi i coefficienti di scambio sono cos bassi che
il margine introdotto dai fattori di sporcamento in pratica trascurabile. Questa condizione
occorre soprattutto con fluidi viscosi in regime laminare o con gas a bassa pressione.
In questo caso, opportuno e prudente considerare un incremento della superficie installata
per realizzare i seguenti margini operativi: 15-20% se i fluidi trattati non cambiano fase, 20-25%
se i fluidi sono in passaggio di fase.
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INT 2.5. Componenti e caratteristiche costruttive
2.5.1. Diametri, spessori e lunghezze dei tubi
Generalmente i diametri, gli spessori dei tubi e i materiali da adottare nella progettazione degli
scambiatori di calore sono definiti sulle specifiche generali dellimpianto. In assenza di precise
richieste, si fa riferimento alla tabella D-7 dello standard TEMA, nella quale sono indicati i
diametri e gli spessori dei tubi da impiegare.
Per i diametri solitamente impiegati e cio 5/8, 3/4, 1, 1 e 1 gli spessori consigliati e di
uso pi comune sono:
14 BWG minimum wall (2,108 mm) per acciaio al carbonio e basso legati
16 BWG average wall (1,651 mm) per acciai inossidabili austenitici, duplex e le leghe di rame e
di nichel.
18 BWG average wall (1,245 mm) per titanio.
E possibile utilizzare spessori diversi, scegliendo per sempre dalla tabella D-7 dello standard
TEMA.
Con i termini minimum e average wall si fa riferimento alla tolleranza costruttiva sullo spessore
del tubo. Minimum wall richiede che la tolleranza sullo spessore dei tubi vari fra 0% a +20%
(per tubi senza saldatura finiti a freddo con diametro non superiore a 1) , mentre la tolleranza
average wall fra -10% e +10%.
Nel primo caso, il diametro interno effettivo del tubo inferiore rispetto al diametro nominale; di
questo se ne deve assolutamente tener conto nel calcolo delle perdite di carico.
Gli standard TEMA prevedono per gli scambiatori luso di tubes, che differiscono dai pipes
utilizzati per il piping, perch hanno il diametro esterno uguale al diametro nominale. I pipes
possono essere utilizzati solo per scambiatori non soggetti allo standard TEMA, come i Double
Pipe.
Ai tubi non si applica il sovraspessore di corrosione a meno che, per fluidi estremamente
corrosivi, sia esplicitamente richiesto nella specifica di processo. Esso deve essere invece
considerato in tutte le altre membrature dello scambiatore.
Le lunghezze standard dei tubi da utilizzare nella progettazione sono solitamente definite nelle
specifiche generali. In assenza di questa informazione possono essere adottate quelle indicate
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INT al paragrafo RCB-2.1 dello standard TEMA: 96 (2438 mm), 120 (3048 mm), 144 (3658 mm)
192 (4877 mm) e 240 (6096 mm). Gli standard TEMA permettono luso di altre lunghezze,
pertanto possibile adottare multipli e sottomultipli di metro.
E consentito utilizzare tubi pi lunghi nel rispetto dalle dimensioni di ingombro ammissibili ed in
assenza di limitazioni precise nelle specifiche generali di impianto. Tubi pi lunghi portano a
soluzioni meno costose ed alla riduzione del numero di corpi da installare.
La lunghezza massima adottabile nel calcolo di uno scambiatore legata alla disponibilit sul
mercato; in generale essa limitata a 20-22 m.
2.5.2. Disposizione dei tubi
La scelta della disposizione dei tubi si basa sostanzialmente su criteri legati alla pulibilit
meccanica del fascio tubiero e su criteri fluidodinamici. Le configurazioni possibili sono quelle in
figura. Langolo identificativo quello formato dalla
direzione del flusso e lasse che unisce due tubi
successivi.
La configurazione a passo quadrato (90 square o 45
rotated square) scelta per la facilit di pulizia, con
laccorgimento di mantenere lallineamento dei tubi.
Permette di ridurre le perdite di carico ed consigliabile
per la condensazione perch permette al liquido di cadere
facilmente per gravit.
Il passo quadrato diritto (90) deve essere utilizzato nel
caso di ribollitori Kettle per facilitare il flusso del
vaporizzato verso lalto.
Il passo quadrato ruotato (45) sicuramente conveniente
nel caso di fluidi viscosi, perch favorisce linsorgenza
della turbolenza e conseguentemente migliora i coefficienti
di scambio. anche utilizzato per risolvere problemi
vibrazionali, poich la velocit di attraversamento del fascio tubiero minore rispetto al passo
quadrato diritto (maggiore area di passaggio nella direzione del flusso).
Il passo triangolare a 30 sicuramente il pi usato perch, a parit di superficie di scambio e
quindi di numero di tubi, determina un diametro del mantello minore e quindi un minore costo
(maggior impaccamento geometrico). Non per pulibile meccanicamente e pertanto non pu
Figura 4
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INT essere utilizzato per fluidi sporcanti.
Il passo triangolare a 30 pu essere utilizzato per i ribollitori tipo Kettle solo in caso di basso
flusso termico, quando la produzione di vapore avviene lentamente (ebollizione nucleata),
indicativamente ad un valore minore di 5 kW/m2.
Il passo triangolare ruotato a 60, invece, rispetto al passo a 30 si utilizza per ridurre le perdite
di carico, ma contemporaneamente peggiora il coefficiente di scambio.
La distanza fra i tubi (tube pitch) minima per tutte le configurazioni 1,25 volte il diametro
esterno del tubo stesso. Per il passo quadrato, in particolare, per garantire la pulibilit
meccanica richiesto una spaziatura minima fra tubo e tubo di 0,25 pollici (6,35 mm).
Esiste anche una spaziatura minima da rispettare quando prevista la saldatura dei tubi alla
piastra tubiera; essa deve essere pari, almeno al doppio dello spessore della saldatura per
impedirne la sovrapposizione.
2.5.3. Giunzione tubo-piastra tubiera
La giunzione dei tubi alla piastra tubiera una delle parti
pi delicate dello scambiatore perch preposta a
impedire il trafilamento del fluido tra un lato e laltro.
Quella pi comunemente utilizzata la giunzione
mandrinata (Figura 5), una deformazione meccanica del
tubo ottenuta allinterno di scanalature ricavate nella
piastra tubiera (grooves). Si utilizza un apposito
strumento espansore detto mandrino.
Se ben eseguita assolutamente funzionale. Deve
tuttavia rispettare certi limiti dettati da criteri di buona ingegneria, in mancanza di precise
indicazioni riportate nelle specifiche generali dimpianto.
Non possibile eseguire la giunzione dei tubi alla piastra tubiera mediante mandrinatura
quando:
La pressione di progetto superiore a 42 barg
La temperatura di progetto superiore a 400 C
Lo scambiatore opera in servizio idrogeno
La piastra tubiera placcata.
Figura 5
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INT In questi casi la giunzione dei tubi alla piastra tubiera deve essere realizzata mediante
saldatura di forza (strength weld), seguita da una leggera espansione del tubo senza provocare
la laminazione del tubo stesso.
Non inoltre consigliabile eseguire la giunzione dei tubi alla piastra tubiera mediante sola
mandrinatura quando:
I fluidi sono pericolosi o tossici
assolutamente necessario evitare che i fluidi dei due lati vengano a contatto
I tubi sono realizzati in acciaio duplex
I tubi e la piastra tubiera sono realizzati in materiali non ferrosi.
In questi casi, la giunzione dei tubi alla piastra tubiera deve essere realizzata mediante
saldatura di tenuta (seal weld) seguita da una mandrinatura del tubo, avendo cura di non
provocare lallungamento nella direzione della saldatura.
2.5.4. Interni dello scambiatore
Sono descritti in questa sezione tutti gli elementi necessari a realizzare un corretto
funzionamento termodinamico e fluidodinamico.
2.5.4.1. Setti di partizione
La distribuzione del fluido e la
realizzazione di pi passaggi si
ottengono disponendo dei setti di
partizione (partition plates, figura 6)
nei distributori di ingresso e di ritorno.
Il numero e la disposizione
dipendono dal tipo di scambiatore e
dal numero di passaggi da realizzare.
In figura 7 sono riportate alcune
configurazioni tipiche, in funzione del
numero di passaggi.
Figura 6
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Si noti che in alcuni casi non possibile (in particolare per i tubi a U) mantenere i bocchelli di
ingresso ed uscita in asse, configurazione che faciliterebbe il drenaggio dello scambiatore in
fermata. Si pu ovviare allinconveniente installando dei tappi per il drenaggio della zona morta
del distributore o realizzando delle apposite sagomature del setto verticale.
2.5.4.2. Ferrule anti erosione
Sono realizzate in materiali ceramici e sono inserite nei tubi nella zona di ingresso per
proteggere il tubo da fenomeni di erosione, a causa dellalta velocit del fluido o delle sue
caratteristiche erosive.
2.5.4.3. Promotori di turbolenza
Si possono considerare anche alcuni
dispositivi inseriti nei tubi al fine di
migliorare il coefficiente di scambio
(heat transfer enhancement devices), utili in particolare per fluidi viscosi con funzione di promotori di
turbolenza. Esistono sul mercato
Figura 7
Figura 8
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INT varie ed efficienti tipologie, ma il sistema pi semplice e di facile realizzazione quello mostrato
in figura 8. Consiste in una semplice piattina metallica attorcigliata da fissare alla piastra
tubiera. Tuttavia tale accorgimento, che pu arrivare a dimezzare la superficie di scambio,
rende molto difficile la pulizia meccanica; non pu pertanto essere utilizzato con fluidi ad alto
sporcamento.
I Twisted Tubes, sviluppati dalla Koch e
quindi sotto brevetto, svolgono unazione
analoga. Il tubo stesso pressato e
attorcigliato, in modo che il fluido seguendo
il profilo deformato a elica incrementi la
turbolenza (figura 9).
Anche nel mantello si ottiene lo stesso
effetto perch i tubi, essendo compattati uno
contro laltro, consentono velocit molto
elevate.
Il fascio tubiero poi non necessita di
diaframmi, realizzando cos un flusso
puramente longitudinale, senza zone morte
e problemi vibrazionali.
Hanno chiaramente un costo maggiore dei
semplici tubi, ma la riduzione di superficie e
i vantaggi che portano possono giustificarne limpiego.
2.5.4.4. Tubi basso alettati
I tubi basso alettati (low-finned tubes, figura 10) possono essere realizzati in quasi tutti i materiali, dallacciaio al carbonio al
titanio, anche se quelli pi
comunemente utilizzati sono in lega di
rame.
Le alette sono piccole, da 0,5 a 1,5
mm, ma molto fitte, da 400 a 1500 per
metro, e si ottengono per
deformazione plastica del tubo senza
asportazione di materiale.
Figura 9
Figura 10
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INT I tubi basso alettati sono utilizzati quando il coefficiente di scambio termico risulta molto basso,
come normalmente accade per i gas e per i liquidi viscosi. Grazie allincremento di superficie
ottenibile con le alette (da 3 a 5 volte) si pu ridurre drasticamente il numero dei tubi da
installare e quindi le dimensioni dello scambiatore, compensando cos il maggior costo dei tubi
stessi. I tubi basso alettati tendono tuttavia a sporcarsi facilmente fra le alette; per questo
devono essere utilizzati per fluidi puliti come aria e oli refrigeranti viscosi.
2.5.4.5. Diaframmi di partizione (baffles)
I diaframmi (baffles) sono una componente
importante del fascio tubiero. Essi hanno una
duplice funzione: sostenere i tubi mantenendoli
uniformemente distanziati e promuovere la
turbolenza per massimizzare il coefficiente di
scambio.
I diaframmi si dividono in due grandi categorie:
la prima, quella pi comune e coperta dallo
standard TEMA, sono i diaframmi segmentali,
che obbligano il fluido a muoversi in un percorso a zig-zag, tanto pi stretto quanto pi piccolo
il passo fra un diaframma e laltro. Hanno linconveniente di creare zone morte (in nero in
figura 11) soprattutto se non sono ben progettati.
La seconda categoria, invece, riguarda diaframmi realizzati utilizzando delle strutture assai pi
complicate dei diaframmi segmentali, tutte coperte da brevetti e licenze, che permettono il
sostegno dei tubi e generano turbolenza. Inoltre sviluppano per il fluido un percorso puramente
longitudinale nel mantello ne segue una maggiore efficienza per lassenza delle zone morte.
Diaframmi segmentali
Sono dei dischi forati per sostenere i tubi e tagliati orizzontalmente o verticalmente.
Il fluido obbligato a passare nelle zone vuote (windows) per invertire la direzione del flusso e
attraversare di nuovo il fascio tubiero (bundle cross). Il design studiato in modo che il fluido
percorra il massimo numero di cross, riducendo la distanza fra i diaframmi, compatibilmente
con le perdite di carico ammissibili.
I tipi pi comuni sono:
FLUSSO CON DIAFRAMMI SEGMENTALI
FLUSSO LONGITUDINALE
Figura 11
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A singolo segmento (Single Segmental, figura 12). il tipo pi usato, a una sola finestra, consente la massimizzazione
dello scambio termico perch a ogni diaframma tutto il flusso
attraversa il fascio.
A doppio segmento (double segmental, figura 13). Riduce le perdite di carico, poich il flusso diviso in due parti e
ciascuna frazione attraversa solo met del fascio tubiero. Le
perdite di carico si riducono a un ottavo rispetto al single
segmental a parit di passo dei diaframmi. Per questo
utilizzato per grandi volumi di fluido, come nel caso di condensazione a bassa pressione e
basse perdite di carico. I diaframmi doppio segmento, grazie alla migliore supportazione dei
tubi ottenibile con passi diaframmi pi piccoli, possono risolvere in alcuni casi anche i
problemi vibrazionali del fascio tubiero. La minore velocit si attraversamento del fascio
penalizza per il coefficiente di scambio.
No-Tube-in-Window (NTIW, figura 14). Sono sempre i comuni diaframmi segmentali, senza per i tubi nelle finestre.
Si utilizzano principalmente per risolvere problemi
vibrazionali perch la lunghezza massima non supportata dei
tubi esattamente il passo dei diaframmi, e non il doppio
come negli altri casi: i tubi risultano molto pi bloccati. Un ulteriore supporto realizzabile
ponendo in mezzo ai due diaframmi segmentali un altro diaframma senza entrambe le
finestre (intermediate support plate).
Disco/anello (disk and doughnut, figura 15). Sono fluidodinamicamente molto simili ai diaframmi doppio
segmento, presentando per una simmetria radiale del
flusso, pi efficiente e con meno zone morte. Sono per
molto meno utilizzati perch sono di pi difficile costruzione.
Diaframmi interi: sono dei semplici supporti del fascio tubiero, installati nei ribollitori K (Kettle) e negli scambiatori in cross flow tipo X. Sono inoltre utilizzati per supportare la testa
flottante di tipo S, e le curve dei tubi a U per evitare dannose vibrazioni.
Figura 12
Figura 13
Figura 14
Figura 15
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INT Diaframmi per flusso longitudinale
Come detto sono dispositivi complicati da costruire, costosi e soggetti a brevetti e licenze.
Presentano il vantaggio di una pi elevata efficienza di scambio e possono per questo risultare
comunque economicamente convenienti. In pi, grazie alla grande capacit di supportare i tubi
e al flusso longitudinale, non presentano quasi mai problemi vibrazionali.
I pi usati sono:
Helical e double-helical baffles (figura 16), che sono realizzati con settori di diaframmi inclinati in grado di imprimere al fluido un moto elicoidale.
Rod Baffles, Square-one grid ed EM baffles (figura 17), che sono delle strutture a griglia, realizzate con piatti o tiranti.
Taglio, passo e orientamento dei diaframmi
Laltezza del settore circolare delle windows (h nella figura
18), che ne definisce larea di passaggio, detta taglio del
diaframma (baffle cut). sempre specificato come
percentuale del diametro interno dello scambiatore, sia per il
single segmental sia per il double segmental.
Per esso gli standard TEMA stabiliscono il valore minimo
ammissibile che pari al 15% del diametro interno dello
scambiatore. Il valore massimo non specificato, ma in ogni
caso non pu fisicamente superare il 45%.
Per i double-segmental, serve specificare anche loverlap (x).
un parametro importante perch rappresenta la parte di
scambiatore in cross, con i massimi coefficienti di scambio.
Un suo aumento pu migliorare lo scambio termico.
Figura 16 Figura 17
Figura 18
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INT Il passo dei diaframmi (baffle pitch) la distanza tra due diaframmi successivi. Lo standard
TEMA prescrive che il valore minimo sia il maggiore fra 1/5 del diametro interno del mantello e
2 (50 mm); non danno invece un valore massimo per il passo, ma limitano, per motivi
meccanici e vibrazionali, la massima lunghezza non supportata. Questa il doppio del passo
dei diaframmi nella zona centrale dello scambiatore; nelle zone di ingresso e uscita, invece,
pari al passo dei diaframmi pi la distanza fra il diaframma e la piastra tubiera (in generale
queste due ultime lunghezze sono le maggiori).
La scelta del taglio e del passo diaframmi deve essere ben ponderata. In generale,
pi piccolo il taglio, maggiore sar il coefficiente di scambio perch il numero di file di tubi
attraversate durante il cross sar maggiore. Tuttavia, come si vede nella figura 19, a tagli
troppo stretti con passi ampi o tagli larghi con passi stretti, le zone morte tendono ad
aumentare, formando vortici (eddies).
Come si vedr, i modelli adottati dai moderni programmi di simulazione e calcolo permettono
lottimizzazione della scelta di questi due parametri.
Generalmente il passo scelto mantenuto costante per tutta la lunghezza dello scambiatore. E
per possibile utilizzare diaframmi a passo variabile per ottimizzare il funzionamento dello
scambiatore, soprattutto in condensatori a bassa pressione per seguire, con la riduzione del
passo dei diaframmi, la diminuzione del volume di
vapore e mantenere quindi una velocit sostenuta.
Lorientamento del taglio dei diaframmi pu essere
perpendicolare allasse del bocchello in ingresso
(perpendicular cut) o parallelo (parallel cut). Lo
standard TEMA, riferendosi a scambiatori orizzontali
con bocchelli sopra e sotto il mantello, li definisce
rispettivamente horizontal e vertical. tuttavia
preferibile usare la prima definizione, in quanto evita
Figura 19
Parallel Cut Perpendicular Cut
Figura 20
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INT errori in caso di scambiatori verticali o con bocchelli laterali.
Ci che importa da un punto di vista fluidodinamico il tipo di flusso che si realizza: up-down
per il taglio perpendicolare/orizzontale, o side-to-side per il taglio parallelo/ verticale.
Il primo usato generalmente per liquidi e gas, il secondo per fasi miste condensanti e
vaporizzanti. Il taglio perpendicolare, infatti, provoca un effetto diga che rende instabile il
flusso, annegando parzialmente il fascio tubiero. Ci impedisce una corretta condensazione e,
in caso di vaporizzazione, impedisce il disengagement del vapore prodotto.
2.5.4.6. Sistemi di tenuta dei by-pass (Sealing Devices) e la Stream Analysis
La stream analysis un modello che cerca di rappresentare nel modo pi preciso possibile il
moto del fluido attraverso il fascio tubiero e, attraverso questa rappresentazione, si pone
lobiettivo di calcolare con la massima accuratezza i parametri fluidodinamici al lato mantello:
tipicamente, coefficiente di scambio e perdite di carico. Si basa su principi concettualmente semplici, ma numericamente complessi: lavvento di
calcolatori con potenze di calcolo elevate ne ha accelerato lo sviluppo e lha resa un
procedimento standard nella progettazione di uno scambiatore.
Nella stream analysis il fluido lato mantello diviso in cinque correnti, una per ogni possibile
zona di passaggio nel fascio tubiero. La corrente principale sempre quella di cross del
fascio, le altre quattro sono correnti dei by-pass classificabili in buone o cattive per lo
scambio termico.
Questi by-pass sono conseguenza di esigenze costruttive, pertanto non sono totalmente
eliminabili. Per quelle legate alle tolleranze definite negli standard TEMA, si analizza come
possano essere ragionevolmente ridotte; per le altre si possono adottare dei dispositivi che
limitano le correnti parassite e favoriscono quelle desiderate.
Dalle figure 21 e 22 si vede che:
A la parte di fluido che trafila attraverso le tolleranze tubo-diaframma; non troppo dannoso, perch questo
fluido rimane in contatto con i tubi e contribuisce, seppur
in modo minore (non un moto trasversale ai tubi) allo
scambio termico.
Questo by-pass tende a ridursi al crescere dello
sporcamento, fino ad azzerarsi quando lo spazio fra Figura 21
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INT tubo e diaframma si intasa completamente. Ne consegue un incremento a volte molto
evidente delle perdite di carico. Pu essere ridotto solo agendo sulle tolleranze costruttive.
B attraversa il fascio (cross flow fraction); il pi utile allo scambio termico perch il moto del fluido perpendicolare ai tubi; deve pertanto essere massimizzato. Il valore minimo da
raggiungere per un buon design dovrebbe essere pari al 40% del flusso totale.
C il by-pass tra fascio tubiero e mantello (scorre attorno al fascio); dovuto alla differenza fra il diametro interno del mantello (I.D.) e il diametro esterno del fascio (O.T.L.
Outside Tube Limit). un flusso dannoso poich, non entrando in contatto con i tubi, non
interviene nello scambio termico.
E il by-pass tra diaframma e mantello: il pi dannoso. considerato come un by-pass esterno allo scambiatore: il simulatore aumenta quindi la superficie di scambio, in modo che
sia in grado di riscaldare (o raffreddare) di pi il fluido non
by-passato affinch con il ricongiungimento si ottenga la
temperatura richiesta. Pu essere ridotto solo agendo sulle
tolleranze costruttive.
F passa nelle zone senza tubi del fascio tubiero: dovuto allo spazio che occorre lasciare fra tubo e tubo per
posizionare i setti di partizione. Anche in questo caso la
riduzione avviene mediante appositi sistemi di tenuta.
HTRI (Heat Transfer Research
Institute) adotta nel suo simulatore il
metodo di Tinker-Palen-Taborek:
uguagliando le perdite di carico
(schematizzate da valvole nella figura
23) fra due punti comuni a tutte le
correnti, si possono determinare in
modo iterativo le singole portate,
tenendo anche conto dei sistemi di
tenuta previsti. cos possibile sia
ottimizzare il design dello scambiatore,
sia analizzarne i cattivi funzionamenti.
Figura 22
Figura 23
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CRITERI DI PROGETTAZIONE DEGLI SCAMBIATORI DI CALORE
D
