换热器的传热系数K.docx

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换热器的传热系数K

介质不同,传热系数各不相同我们公司得经验就是:

1、汽水换热:

过热部分为800～１00０Ｗ/m2.℃

饱与部分就是按照公式Ｋ＝2０９3＋786V（V就是管内流速）含污垢系数0、000３。

ﻫ水水换热为:

K=767（1＋V１+V2）（V1就是管内流速,V2水壳程流速）含污垢系数0。

0003

实际运行还少有保守。

有余量约１0％

冷流体 　  　 热流体   　     总传热系数K,W/（ｍ2.℃）ﻫ水    　水     　  　 85０～17０0

水   　 气体     　  　 1７～280ﻫ水    　有机溶剂  　      2８0～８50ﻫ水  　 　 轻油   　     340~910ﻫ水    重油 　 　   　   60～2８0

有机溶剂    有机溶剂 　 　 　     1１5～340

水 　   水蒸气冷凝     　  　 　14２0～4250

气体 　 　 　 水蒸气冷凝        30~300

水  　  低沸点烃类冷凝 　 4５5～1140ﻫ水沸腾    水蒸气冷凝 　 　 　    　 　2000~425０ﻫ轻油沸腾    　水蒸气冷凝   　    　 　4５5~１020

不同得流速、粘度与成垢物质会有不同得传热系数、K值通常在800～2２00W/m2·℃范围内。

列管换热器得传热系数不宜选太高,一般在８０0－1０00W/m2·℃。

螺旋板式换热器得总传热系数（水-水）通常在1000～2000W／m2·℃范围内、

板式换热器得总传热系数（水（汽）—水）通常在3０0０~50００W/m２·℃范围内。

1、流体流径得选择

哪一种流体流经换热器得管程,哪一种流体流经壳程,下列各点可供选择时参考（以固定管板式换热器为例）

（1）不洁净与易结垢得流体宜走管内,以便于清洗管子、

（2）腐蚀性得流体宜走管内,以免壳体与管子同时受腐蚀,而且管子也便于清洗与检修、

　（3）压强高得流体宜走管内,以免壳体受压。

（4）饱与蒸气宜走管间,以便于及时排除冷凝液,且蒸气较洁净,冷凝传热系数与流速关系不大。

（5）被冷却得流体宜走管间,可利用外壳向外得散热作用,以增强冷却效果、

　　（6）需要提高流速以增大其对流传热系数得流体宜走管内,因管程流通面积常小于壳程,且可采用多管程以增大流速。

　　（7）粘度大得液体或流量较小得流体,宜走管间,因流体在有折流挡板得壳程流动时,由于流速与流向得不断改变,在低Rｅ（Re＞100）下即可达到湍流,以提高对流传热系数、

在选择流体流径时,上述各点常不能同时兼顾,应视具体情况抓住主要矛盾,例如首先考虑流体得压强、防腐蚀及清洗等要求,然后再校核对流传热系数与压强降,以便作出较恰当得选择。

　2。

流体流速得选择

　增加流体在换热器中得流速,将加大对流传热系数,减少污垢在管子表面上沉积得可能性,即降低了污垢热阻,使总传热系数增大,从而可减小换热器得传热面积。

但就是流速增加,又使流体阻力增大,动力消耗就增多、所以适宜得流速要通过经济衡算才能定出、

　此外,在选择流速时,还需考虑结构上得要求。

例如,选择高得流速,使管子得数目减少,对一定得传热面积,不得不采用较长得管子或增加程数、管子太长不易清洗,且一般管长都有一定得标准;单程变为多程使平均温度差下降。

这些也就是选择流速时应予考虑得问题、

　３.流体两端温度得确定

若换热器中冷、热流体得温度都由工艺条件所规定,就不存在确定流体两端温度得问题、若其中一个流体仅已知进口温度,则出口温度应由设计者来确定。

例如用冷水冷却某热流体,冷水得进口温度可以根据当地得气温条件作出估计,而换热器出口得冷水温度,便需要根据经济衡算来决定。

为了节省水量,可使水得出口温度提高些,但传热面积就需要加大;为了减小传热面积,则要增加水量。

两者就是相互矛盾得。

一般来说,设计时可采取冷却水两端温差为5~1０℃。

缺水地区选用较大得温度差,水源丰富地区选用较小得温度差。

　４.　管子得规格与排列方法

选择管径时,应尽可能使流速高些,但一般不应超过前面介绍得流速范围。

易结垢、粘度较大得液体宜采用较大得管径。

我国目前试用得列管式换热器系列标准中仅有φ2５×２.5ｍｍ及φ19×2mm两种规格得管子、　

　　管长得选择就是以清洗方便及合理使用管材为原则。

长管不便于清洗,且易弯曲。

一般出厂得标准钢管长为6m,则合理得换热器管长应为1.5、2、3或6m。

系列标准中也采用这四种管长、此外,管长与壳径应相适应,一般取L／D为４~6（对直径小得换热器可大些）。

如前所述,管子在管板上得排列方法有等边三角形、正方形直列与正方形错列等,如第五节中图４－２５所示、等边三角形排列得优点有:

管板得强度高;流体走短路得机会少,且管外流体扰动较大,因而对流传热系数较高;相同得壳径内可排列更多得管子、正方形直列排列得优点就是便于清洗列管得外壁,适用于壳程流体易产生污垢得场合;但其对流传热系数较正三角排列时为低。

正方形错列排列则介于上述两者之间,即对流传热系数（较直列排列得）可以适当地提高。

　管子在管板上排列得间距（指相邻两根管子得中心距）,随管子与管板得连接方法不同而异。

通常,胀管法取t=（1、3～1、5）dｏ,且相邻两管外壁间距不应小于6ｍm,即t≥（d+6）。

焊接法取ｔ=1.25ｄｏ、

　　5.　管程与壳程数得确定当流体得流量较小或传热面积较大而需管数很多时,有时会使管内流速较低,因而对流传热系数较小。

为了提高管内流速,可采用多管程。

但就是程数过多,导致管程流体阻力加大,增加动力费用;同时多程会使平均温度差下降;此外多程隔板使管板上可利用得面积减少,设计时应考虑这些问题。

列管式换热器得系列标准中管程数有１、2、4与６程等四种。

采用多程时,通常应使每程得管子数大致相等。

管程数m可按下式计算,即:

　　　　（4—121）　

　式中ｕ―――管程内流体得适宜速度,m/s;

　u′―――管程内流体得实际速度,　m／s。

当壳方流体流速太低时,也可以采用壳方多程。

如壳体内安装一块与管束平行得隔板,流体在壳体内流经两次,称为两壳程,但由于纵向隔板在制造、安装与检修等方面都有困难,故一般不采用壳方多程得换热器,而就是将几个换热器串联使用,以代替壳方多程。

例如当需二壳程时,则将总管数等分为两部分,分别安装在两个内径相等而直径较小得外壳中,然后把这两个换热器串联使用,如图所示。

6。

折流挡板　

安装折流挡板得目得,就是为了加大壳程流体得速度,使湍动程度加剧,以提高壳程对流传热系数。

　　第五节得图４－26已示出各种挡板得形式、最常用得为圆缺形挡板,切去得弓形高度约为外壳内径得10~40%,一般取2０~25％,过高或过低都不利于传热。

　　两相邻挡板得距离（板间距）ｈ为外壳内径D得（0。

2~１）倍。

系列标准中采用得h值为:

固定管板式得有150、300与６0０mm三种;浮头式得有15０、200、30０、480与600mm五种。

板间距过小,不便于制造与检修,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。

　挡板切去得弓形高度及板间距对流体流动得影响如图3—42所示。

　７.外壳直径得确定

换热器壳体得内径应等于或稍大于（对浮头式换热器而言）管板得直径。

根据计算出得实际管数、管径、管中心距及管子得排列方法等,可用作图法确定壳体得内径。

但就是,当管数较多又要反复计算时,作图法太麻烦费时,一般在初步设计时,可先分别选定两流体得流速,然后计算所需得管程与壳程得流通截面积,于系列标准中查出外壳得直径。

待全部设计完成后,仍应用作图法画出管子排列图。

为了使管子排列均匀,防止流体走”短路”,可以适当增减一些管子。

　　另外,初步设计中也可用下式计算壳体得内径,即:

　　　　　　　　（4-122）

　式中D――――壳体内径,　ｍ;

　t――――管中心距,　m;

　　　ｎc―――—横过管束中心线得管数;

　　b′―――管束中心线上最外层管得中心至壳体内壁得距离,　　　　　　　一般取b′＝（1～1。

5）do。

　nc值可由下面得公式计算、

　管子按正三角形排列时:

　　（4－123）

　管子按正方形排列时:

　　　　（4-124）　

　式中ｎ为换热器得总管数。

按计算得到得壳径应圆整到标准尺寸,见表４－１５。

8.主要构件　

　封头　封头有方形与圆形两种,方形用于直径小得壳体（一般小于4０0mm）,圆形用于大直径　得壳体、

　缓冲挡板　为防止壳程流体进入换热器时对管束得冲击,可在进料管口装设缓冲挡板、

　导流筒壳程流体得进、出口与管板间必存在有一段流体不能流动得空间（死角）,为了提高传热效果,常在管束外增设导流筒,使流体进、出壳程时必然经过这个空间。

放气孔、排液孔换热器得壳体上常安有放气孔与排液孔,以排除不凝性气体与冷凝液等。

接管尺寸换热器中流体进、出口得接管直径按下式计算,即:

式中Vs－-流体得体积流量,/s;

　u——接管中流体得流速,m/s、

　　流速u得经验值为:

对液体ｕ＝１.５～2m/s

对蒸汽　u＝２0～50m／s　

对气体ｕ=（15～20）p/ρ（p为压强,单位为atm;ρ为气体密度,单位为kｇ／　）

9.材料选用

　列管换热器得材料应根据操作压强、温度及流体得腐蚀性等来选用。

在高温下一般材料得机械性能及耐腐蚀性能要下降。

同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性得材料就是很少得。

目前　常用得金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜与铝等;非金属材料有石墨、聚四氟乙烯与玻璃等。

不锈钢与有色金属虽然抗腐蚀性能好,但价格高且较稀缺,应尽量少用。

10.流体流动阻力（压强降）得计算

（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Δpi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之与。

一般进、出口阻力可忽略不计,故管程总阻力得计算式为:

　　（4-1２5）　

式中　Δｐ1、Δp2－—--－-分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起得压强降,N/　;

　Ft—-—－—结垢校正因数,无因次,对于φ２5×2.5ｍm得管子,　　　　取为1、4,对φ19×2ｍｍ得管子,取为1、５;

　Np-－-－－管程数;

　　Ｎs—-－—-串联得壳程数。

上式中直管压强降Δp1可按第一章中介绍得公式计算;回弯管得压强降Δp2由下面得经验公式估算,即:

　　　（4－１２6）　

（2）壳程流体阻力　现已提出得壳程流体阻力得计算公式虽然较多,但就是由于流体得流动状况比较复杂,使所得得结果相差很多。

下面介绍埃索法计算壳程压强Δpｏ得公式,即:

　（4—12７）

式中Δｐ１′——-—-——流体横过管束得压强降,N／;

Δp２′－—-——－-流体通过折流板缺口得压强降,N/;

　Fs—－--—－—－壳程压强降得结垢校正因数,无因次,对液体可取　　　　　　1.１５,对气体或可凝蒸气可取1、0

而　　（4－1２8）

　　　（4－１29）

式中F—－－—管子排列方法对压强降得校正因数,对正三角形排列F=0、５,对正方形斜转45°为0、4,正方形排列为0、3;

fo—－-－壳程流体得摩擦系数,当Rｅｏ＞5０0时,

　　nＣ－-—-横过管束中心线得管子数;

NB—-—-折流板数;

　h--－－折流板间距,m;

　uｏ-—－-按壳程流通截面积Ao计算得流速,而。

　一般来说,液体流经换热器得压强降为0.1～1aｔm,气体得为0.01～0.１atｍ。

设计时,换热器得工艺尺寸应在压强降与传热面积之间予以权衡,使既能满足工艺要求,又经济合理。

　三、列管式换热器得选用与设计计算步骤

１、试算并初选设备规格

（1）确定流体在换热器中得流动途径。

（2）根据传热任务计算热负荷Ｑ、

　（３）确定流体在换热器两端得温度,选择列管式换热器得型式;计算定性温度,并确定在定性温度下流体得性质、

　（4）计算平均温度差,并根据温度校正系数不应小于0、8得原则,决定壳程数。

（5）　依据总传热系数得经验值范围,或按生产实际情况,选定总传热系数K选值。

（6）　由总传热速率方程Q=ＫＳΔtm,初步算出传热面积S,并确定换热器得基本尺寸（如d、L、n及管子在管板上得排列等）,或按系列标准选择设备规格。

2、计算管、壳程压强降　根据初定得设备规格,计算管、壳程流体得流速与压强降、检查计算结果就是否合理或满足工艺要求。

若压强降不符合要求,要调整流速,再确定管程数或折流板间距,或选择另一规格得设备,重新计算压强降直至满足要求为止。

　　3、核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数αi　与αo,确定污垢热阻Rsｉ与Rso,再计算总传热系数Ｋ',比较K得初始值与计算值,若K'／K=1、15~１.25,则初选得设备合适、否则需另设K选值,重复以上计算步骤。

　通常,进行换热器得选择或设计时,应在满足传热要求得前提下,再考虑其她各项得问题。

它们之间往往就是互相矛盾得。

例如,若设计得换热器得总传热系数较大,将导致流体通过换热器得压强降（阻力）增大,相应地增加了动力费用;若增加换热器得表面积,可能使总传热系数与压强降降低,但却又要受到安装换热器所能允许得尺寸得限制,且换热器得造价也提高了、

　此外,其它因素（如加热与冷却介质得用量,换热器得检修与操作）也不可忽视。

总之,设计者应综合分析考虑上述诸因素,给予细心得判断,以便作出一个适宜得设计。

第二章  列管式换热器设计

第一节  推荐得设计程序ﻫ 　 一、工艺设计ﻫ  1、作出流程简图。

ﻫ 　 ２、按生产任务计算换热器得换热量Q、ﻫ  　３、选定载热体,求出载热体得流量。

  4、确定冷、热流体得流动途径。

  5、计算定性温度,确定流体得物性数据（密度、比热、导热系数等）。

ﻫ  6、初算平均传热温度差。

ﻫ  7、按经验或现场数据选取或估算K值,初算出所需传热面积、ﻫ 　 8、根据初算得换热面积进行换热器得尺寸初步设计。

包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等、

  9、核算K、ﻫ 　 　10、校核平均温度差D。

  １１、校核传热量,要求有15—２5％得裕度、

  12、管程与壳程压力降得计算。

 　 二、机械设计ﻫ 　 　1、壳体直径得决定与壳体壁厚得计算。

  2、换热器封头选择、ﻫ  3、换热器法兰选择。

ﻫ 　 4、管板尺寸确定。

  ５、管子拉脱力计算、

  6、折流板得选择与计算。

  7、温差应力得计算、ﻫ  8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。

ﻫ  　9、绘制主要零部件图。

ﻫ  三、编制计算结果汇总表

 　 四、绘制换热器装配图

五、提出技术要求

六、编写设计说明书

第二节  列管式换热器得工艺设计ﻫ  一、换热终温得确定

  　换热终温对换热器得传热效率与传热强度有很大得影响、在逆流换热时,当流体出口终温与热流体入口初温接近时,热利用率高,但传热强度最小,需要得传热面积最大。

  为合理确定介质温度与换热终温,可参考以下数据:

ﻫ  １、热端温差（大温差）不小于20℃。

  ２、冷端温差（小温差）不小于5℃。

ﻫ  　3、在冷却器或冷凝器中,冷却剂得初温应高于被冷却流体得凝固点;对于含有不凝气体得冷凝,冷却剂得终温要求低于被冷凝气体得露点以下5℃、

  二、平均温差得计算ﻫ  设计时初算平均温差Dtｍ,均将换热过程先瞧做逆流过程计算、

  　1、对于逆流或并流换热过程,其平均温差可按式（2－1）进行计算:

ﻫ     　                　       （2—1）

式中,、　分别为大端温差与小端温差。

当时,可用算术平均值。

ﻫ  2、对于错流或折流得换热过程,若无相变化,则要进行温差校正,即用公式（２-2）进行计算。

                     　      　   　（2－2）

式中就是按逆流计算得平均温差,校正系数　可根据换热器不同情况由化工原理教材有关插图查出。

一般要求〉0。

8,否则应改用多壳程或者将多台换热器串联使用。

ﻫ  三、传热总系数K得确定

 　 计算K值得基准面积,习惯上常用管子得外表面积、当设计对象得基准条件（设备型式、雷诺准数Ｒe、流体物性等）与某已知K值得生产设备相同或相近时,则可采用已知设备K值得经验数据作为自己设计得Ｋ值、表2－1为常见列管式换热器K值得大致范围、由表2－1选取大致K值,ﻫ 　  　  　 表2－1  列管式换热器中得总传热系数K得经验值

冷流体

热流体ﻫ总传热系数Ｗ/ｍ2.℃ﻫ水-水ﻫ８50—１７00

水—气体

1７—280

水—有机溶剂

2８０-850

水—轻油

34０-910ﻫﻫ水—重油ﻫ6０—2８0ﻫ有机溶剂-有机溶剂ﻫ1１5-３40

水—水蒸汽冷凝

１４２０－4250

气体-水蒸汽冷凝ﻫ３0—300ﻫ水—低沸点烃类冷凝ﻫ４55-11４0ﻫ水沸腾-水蒸蒸汽冷凝

200０-42５0ﻫ轻油沸腾-水蒸汽

4５５－1０20ﻫ用式（2－3）进行Ｋ值核算。

               　  　   （2－３）

式中:

a—给热系数,Ｗ/m2。

℃;ﻫ    R－污垢热阻,m２、℃/Ｗ;

 　  　 δ－管壁厚度,mm;ﻫ 　   λ—管壁导热系数,Ｗ/m、℃;ﻫ下标i、ｏ、m分别表示管内、管外与平均。

ﻫ当时近似按平壁计算,即:

ﻫ在用式（2—3）计算Ｋ值时,污垢热阻、通常采用经验值,常用得污垢热阻大致范围可查《化工原理》相关内容、

  式中得给热系数ａ,在列管式换热器设计中常采用有关得经验值公式计算给热系数a,工程上常用得一些计算a得经验关联式在《化工原理》已作了介绍,设计时从中选用。

ﻫ  四、传热面积A得确定

  工程上常将列管式换热器中管束所有管子得外表面积之与视为传热面积,由式（２－4）与式（2—５）进行计算。

ﻫ 　                            　   （２－4）ﻫ   　  　    　      　      　        　     （2－5）ﻫ式中:

－基于外表面　得传热系数,Ｗ/m2、℃ﻫ 　  　 -管子外径,ｍ;ﻫ    L－每根管子得有效长度,ｍ;　

 　   ｎ—管子得总数ﻫ  管子得有效长度就是指管子得实际长度减去管板、挡板所占据得部分、管子总数就是指圆整后得管子数减去拉杆数。

  五、主要工艺尺寸得确定ﻫ 　 　当确定了传热面积后,设计工作进入换热器尺寸初步设计阶段,包括以下内容:

 　 　1、管子得选用、ﻫ 　 选用较小直径得管子,可以提高流体得对流给热系数,并使单位体积设备中得传热面积增大,设备较紧凑,单位传热面积得金属耗量少,但制造麻烦,小管子易结垢,不易清洗,可用于较清洁流体。

大管径得管子用于粘性较大或易结垢得流体、

  我国列管式换热器常采用无缝钢管,规格为外径×壁厚,常用得换热管得规格:

φ19×2,φ25×2.５,φ38×3、

  　管子得选择要考虑清洗工作得方便及合理使用管材,同时还应考虑管长与管径得配合、国内管材生产规格,长度一般为:

1、5,２,２.5,3,4。

5,5,6,7、5,9,12ｍ等、换热器得换热管长度与壳径之比一般在６－10,对于立式换热器,其比值以4-6为宜。

  壳程与壳程压力降,流体在换热器内得压降大小主要决定于系统得运行压力,而系统得运行压力就是靠输送设备提供得、换热器内流体阻力损失（压力降）越大,要求输送设备得功率就越大,能耗就越高。

对于无相变得换热,流体流速越高,换热强度越大,可使换热面积减小,设备紧凑,制作费低,而且有利于抑制污垢得生成,但流速过高,也有不利得一面,压力降增大,泵功率增加,对传热管得冲蚀加剧。

因此,在换热器得设计中有个适宜流速得选取与合理压力降得控制问题。

ﻫ 　 一般经验,对于液体,在压力降控制在0、01～０、1MＰa之间,对于气体,控制在0。

001~０。

01MPa之间。

  表２－2列出了换热器不同操作条件压力下合理压降得经验数据,供设计参考。

   　   表2—2  列管换热器合理压降得选取ﻫ换热器ﻫ操作情况ﻫ负压运行ﻫ低压运行ﻫ中压运行

（包括用泵输送液体）ﻫ较高压运行

P＜0、17ﻫP〉0、17ﻫ操作压力

（MPａ绝压）ﻫP=0～0。

1ﻫP=０、1~０。

１7

P＝０。

１7～１.１

P=1、1~3.1ﻫP=3。

1～8、2

合理压降（MPa）

ＤP＝P／10

ＤP＝p/２ﻫDP=0。

0３5ﻫ△ｐ=0。

0３５~0。

18ﻫ△ｐ=0、07～0.２5

 　 2、管子总数n得确定。

ﻫ对于已定得传热面积,当选定管径与管长后便可求所需管子数ｎ,由式

（２-6）进行计算。

 　    　        　        　      　       （2－6）ﻫ式中－传热面积,;ﻫ    —管子外径,m;ﻫ 　   L-每根管子得有效长度,ｍ;ﻫ计算所得得管子n进行圆整

  3、管程数m得确定、

  根据管子数n可算出流体在管内得流速,由式（２-7）计算、ﻫ     　    　      　                 （２－7）ﻫ式中vs—管程流体体积流量,　

    —管子内径,  m;ﻫ    ｎ－管子数、ﻫ若流速与要求得适宜流速相比甚小时,便需采用多管程,管程数m可按式（2－8）进行计算。

ﻫ            m=u/       　              　        　   （2-8）

式中　-用管子数n求出得管内流速,m/ｓ;

 　 u-要求得适宜流速,ｍ／ｓ;ﻫ式（2－８）中得适宜流速u要根据列管换热器中常用得流速范围进行选定,参见《化工原理》相关内容,一般要求在湍流下工作（高粘度流体除外）,与此相对应得Ｒｅ值,对液体为5×1０３,气体则为—。

ﻫ分程时,应使每程得管子数大致相等,生产中常用得管程数为1、2、4、6、四种、

 　 4、管子得排列方式及管间距得确定。

  管子在管板上排列得原则就是:

管子在整个换热器得截面上均匀分布,排列紧凑,结构设计合理,方便制造并适合流体得特性。

其排列方式通常为等边三角形与正方形两种,也有采用同心圆排列法与组合排列法。

  　在一些多程得列管换热器中,一般在程内为正三角形排列,但程与程之间常用正方形排列,这对于隔板得安装就是很有利得,此时,整个管板上得排列称为组合排列、

 　 　对于多管程得换热器,分程得纵向隔板占据了管板上得一部分面积,实际排管数比理论要少,设计时实际得管数应通过管板布置图而得。

  在排列管子时,应先决定好管间距。

决定管间距时应先考虑管板得强度与清理管子外表时所需得方法,其大小还与管子在管板上得固定方式有关、大量得实践证明,最小管间距得经验值为:

焊接法     　  　        　 

胀接法