化工原理课程设计列管式换热器PPT格式课件下载.ppt

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,浮头式换热器,两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对壳体自由移动，称为浮头。

浮头由浮头管板、钩圈和浮头端盖组成，是可拆连接，管束可从壳体内抽出。

管束与壳体的热变形互不约束，因而不会主生热应力。

优点：

1）管束可以抽出，以方便清洗管程、壳程；

2）壳程壁与管壁不受温差限制；

3）可在高温、高压下工作，一般温度T450，P6.4MPa;

4）可用于结垢比较严重的场合;

5）可用于管程腐蚀场合.,缺点:

1）浮头端易发生内漏；

2）金属材料耗量大，成本高20%；

3）结构复杂。

可用的场合：

1）管壳程金属温差很大场合；

2）壳程介质易结垢要求经常清洗的场合；

U形管式换热器,U形换热器的典型结构如图。

这种换热器的结构特点是，只有一块管板，管束由多根U形管组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。

当壳体与U形换热管有温差时，不会产生热应力。

）管束可抽出来机械清洗；

）壳体与管壁不受温差限制；

）可在高温、高压下工作，一般适用于T500，P10MPa;

4）可用于壳程结垢比较严重的场合;

5）可用于管程易腐蚀场合.,缺点:

1）在管子的U型处易冲蚀，应控制管内流速;

2）管程不适用于结垢较重的场合;

可用的场合:

1）管程走清洁流体;

2）管程压力特别高;

3）管壳程金属温差很大,固定管板换热器连设置膨胀节都无法满足要求的场合.,2、流动空间的选择,3、流速的确定,4、流动方式的选择,除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。

当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。

但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。

因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。

5、流体出口温度的确定,若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题。

若其中一流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。

例如用冷水冷却一热流体，冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则可根据经济核算来确定：

为了节省冷水量，可使出口温度提高一些，但是传热面积就需要增加；

为了减小传热面积，则需要增加冷水量。

两者是相互矛盾的。

一般来说，水源丰富的地区选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差。

不过，工业冷却用水的出口温度一般不宜高于45，因为工业用水中所含的部分盐类（如CaCO3、CaSO4、MgCO3和MgSO4等）的溶解度随温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将形成传热性能很差的污垢，而使传热过程恶化。

如果是用加热介质加热冷流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度。

二、列管式换热器的结构,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。

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。

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,封头用于直径小的壳体。

管箱用于直径大的壳体，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。

2、壳程结构,换热器壳体的内径应等于或稍大于（对浮头式换热器而言）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。

单管程,壳体,（管心距一般是管外径的1.25倍）,多管程,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25，过高或过低都不利于传热。

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。

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（或480mm），600mm八种。

接管尺寸,换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算,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,传热计算,给定的条件

（1）热流体的入口温度T1、出口温度T2；

（2）冷流体的入口温度t1、出口温度t2；

热平衡方程式是反映换热器内冷流体的吸热量与热流体的放热量之间的关系式。

由于换热器的热散失系数通常接近1，计算时不计算散热损失，则冷流体吸收热量与热流体放出热量相等。

三、列管式换热器设计计算,1、传热系数K,传热系数K是表示换热设备性能的极为重要的参数，是进行传热计算的依据。

K的大小取决于流体的物性、传热过程的操作条件及换热器的类型等，K值通常可以由实验测定，或取生产实际的经验数据，也可以通过分析计算求得。

列管式换热器中K值大致范围,2、平均温度差,并流：

3、对流传热系数（无相变）,对流传热系数（相变）,4、污垢热阻,换热器的传热表面在经过一段时间运行后，壁面往往积一层污垢，对传热形成附加的热阻，称为污垢热阻，这层污垢热阻在计算传热系数K时一般不容忽视。

由于污垢层的厚度及其热导率不易估计，通常根据经验确定污垢热阻。

若管壁内、外侧表面上的污垢热阻分别用Rdi和Rd0表示，根据串联热阻叠加原则,污垢热阻Rd的大致范围,污垢热阻Rd,ii流体流动阻力（压强降）的计算,换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。

若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格大换热器。

按一般经验，对于液体常控制在104105Pa范围内，对于气体则以103104Pa为宜。

此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表,

（1）管程流体阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。

对于多程换热器，其总阻力pt等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。

一般进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为,每程直管阻力；

每程回弯阻力,式中Pi、Pr-分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，N/m2,Ft-结垢校正因数，无因次，对于252.5mm的管子，取为1.4，对于192mm的管子，取为1.5；

Np-管程数；

Ns-串联的壳程数。

（2）壳程流体阻力现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，使所得的结果相差很多。

下面介绍埃索法计算壳程压强的公式,壳程总阻力损失，,流过管束的阻力损失，,流过折流板缺口的阻力损失，,Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；

Ns-壳程数；

管束阻力损失,折流板缺口阻力损失,NB折流板数目；

NTc横过管束中心的管子数,对于三角形排列的管束，,对于正方形排列的管束，,为每一壳程的管子总数；

B-折流板间距，m；

D-壳程直径，m；

U0-按壳程流通截面积或按其截面积计算所得的壳程流速，m/s；

F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45，F=0.4；

f0-壳程流体摩擦系数,iii列管式换热器的设计和选用的计算步骤总结,设有流量为mh的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。

由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。

根据传热速率基本方程,当Q和tm已知时，要求取传热面积A必须知K，则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。

可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。

1、初选换热器的规格尺寸,初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。

计算热流量Q及平均传热温差tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。

选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列,2、核算总传热系数,分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。

如果相差较多，应重新估算,3、计算传热面积并求裕度,根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A0。

裕度的计算式为：

4、计算管、壳程阻力,在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。

或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。

这时NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。

设计任务及操作条件处理能力：

10万吨/年煤油设备形式：

列管式换热器操作条件煤油：

入口温度140，出口温度40冷却介质：

自来水，入口温度30，出口温度40允许压强降：

不大于100kPa煤油定性温度下的物性数据：

密度825kg/m3，黏度7.1510-4Pa.s，比热容2.22kJ/（kg.），导热系数0.14W/（m.）每年按330天计，每天24小时连续运行,换热器设计,一、确定设计方案,选择换热器的类型两流体温度变化情况，热流体进口温度140oC，出口温度40oC；

冷流体进口温度30oC，出口温度40oC。

该换热器用自来水冷却煤油，考虑到清洗等各种因素，初步确定为固定管板式的列管式换热器。

流动空间及流速的确定由于冷却水容易结垢，为便于清洗，应使水走管程，煤油走壳程。

从热交换角度，煤油走壳程可以与空气进行热交换，增大传热强度。

选用252.5mm的10号碳钢管。

二、确定物性数据,壳程煤油的定性温度为T1=140C，T2=40C，T=（140+40）/2=90（C）,煤油90C下的有关物性数据如下:

密度o=800kg/m3定压比热容Co=2.22kJ/（kgk）导热系数o=0.140W/