管壳式换热器谁走管程谁走壳程是怎么定的.docx
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管壳式换热器谁走管程谁走壳程是怎么定的
请问：
管壳式换热器谁走管程谁走壳程是怎么定的？
宜走管内的流体
1）不洁净和易结垢的流体，因为管内清洗方便
2）腐蚀性的流体，因为可避免管子、壳体同时受腐蚀，且管子便于清洗和检修
3）压强高的流体，因为可以节省壳体材料
4）有毒的流体，因为可减少泄漏的机会
宜走壳程的介质：
1）饱和蒸汽，因为可便于及时排除冷凝液，且蒸汽比较干净，清洗比较方便
2）被冷却的流体，因为可利用壳体散热，增强冷却效果
3）粘度大的流体或流量小的流体，因为流体在折流板的作用下，可提高流动对流传热系数
4）对于刚性结构的换热器，若两流体的温差大，对流传热系数较大的介质走壳程，可减少热应力。
求列管换热器的计算
列管式换热器的设计计算
．流体流径的选择
哪一种流体流经换热器的管程，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）
不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。
（2）腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。
（3）压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。
（4）饱和蒸气宜走管间，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）被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。
（6）需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，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）粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，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，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。
2.流体流速的选择
增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。
但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。
所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。
此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。
例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。
管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。
这些也是选择流速时应予考虑的问题。
3.流体两端温度的确定
若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题。
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，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定。
为了节省水量，可使水的出口温度提高些，但传热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增加水量。
两者是相互矛盾的。
一般来说，设计时可采取冷却水两端温差为5～10℃。
缺水地区选用较大的温度差，水源丰富地区选用较小的温度差。
4.管子的规格和排列方法
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的流速范围。
易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。
我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有φ25×2.5mm及φ19×mm两种规格的管子。
管长的选择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。
一般出厂的标准钢管长为6m，则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m。
系列标准中也采用这四种管长。
此外，管长和壳径应相适应，一般取L/D为4～6（对直径小的换热器可大些）。
如前所述，管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，如第五节中图4－25所示。
等边三角形排列的优点有:
管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高；相同的壳径内可排列更多的管子。
正方形直列排列的优点是便于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合；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（较直列排列的）可以适当地提高。
管子在管板上排列的间距（指相邻两根管子的中心距），随管子与管板的连接方法不同而异。
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.管程和壳程数的确定当流体的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的面积减少，设计时应考虑这些问题。
列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。
采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。
管程数m可按下式计算，即:
（4-121）
式中―――管程内流体的适宜速度，m/s；
u′―――管程内流体的实际速度，m/s。
图4-49串联列管换热器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的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程，如前述的图4-47和图4-48所示。
但由于纵向隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而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的外壳中，然后把这两个换热器串联使用，如图4-49所示。
6.折流挡板
安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍动程度加剧，以提高壳程对流传热系数。
第五节的图4－26已示出各种挡板的形式。
最常用的为圆缺形挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的10～40％，一般取20～25％，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（0.2～1）倍。
系列标准中采用的h值为:
固定管板式的有150、300和600mm三种；浮头式的有150、200、300、480和600mm五种。
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。
挡板切去的弓形高度及板间距对流体流动的影响如图3-42所示。
7.外壳直径的确定
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。
但是，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的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径。
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的内径，即:
（4-122）
式中D――――壳体内径，m；
t――――管中心距，m；
nc―――－横过管束中心线的管数；
b′―――管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，一般取b′=（1～1.5）do。
nc值可由下面的公式计算。
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为换热器的总管数。
按计算得到的壳径应圆整到标准尺寸，见表4-15。
8．主要构件
封头封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体（一般小于400mm），圆形用于大直径的壳体。
缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。
导流筒壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间（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、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝性气体和冷凝液等。
接管尺寸换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即:
式中Vs--流体的体积流量，/s；
u--接管中流体的流速，m/s。
流速u的经验值为:
对液体u=1.5～2m/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
列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。
在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。
同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。
目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。
不锈钢和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）的计算
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、出口阻力之和。
一般进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为:
（4-125）
式中Δp1、Δp2------分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，N/；
结垢校正因数，无因次，对于φ25×2.5mm的管子，取为1.4，对φ19×2mm的管子，取为1.5；
Np-----管程数；
Ns-----串联的壳程数。
上式中直管压强降Δp1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降Δp2由下面的经验公式估算，即:
（4-126）
（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Δpo的公式，即:
（4-127）
式中Δp1′-------流体横过管束的压强降，N/；
Δp2′-------流体通过折流板缺口的压强降，N/；
Fs--------壳程压强降的结垢校正因数，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的校正因数，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----壳程流体的摩擦系数，当Reo＞500时，
nC----横过管束中心线的管子数；
折流板数；
h----折流板间距，m；
uo----按壳程流通截面积Ao计算的流速，而。
一般来说，液体流经换热器的压强降为0.1～1atm，气体的为0.01～0.1atm。
设计时，换热器的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、列管式换热器的选用和设计计算步骤
1．试算并初选设备规格
（1）确定流体在换热器中的流动途径。
（2）根据传热任务计算热负荷Q。
（3）确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式；计算定性温度，并确定在定性温度下流体的性质。
4）计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。
（5）依据总传热系数的经验值范围，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＝KSΔtm，初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如d、L、n及管子在管板上的排列等），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的设备规格，计算管、壳程流体的流速和压强降。
检查计算结果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，或选择另一规格的设备，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和αo，确定污垢热阻Rsi和Rso，再计算总传热系数K'，比较K得初始值和计算值，若K'/K＝1.15～1.25，则初选的设备合适。
否则需另设K选值，重复以上计算步骤。
通常，进行换热器的选择或设计时，应在满足传热要求的前提下，再考虑其他各项的问题。
它们之间往往是互相矛盾的。
例如，若设计的换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能使总传热系数和压强降降低，但却又要受到安装换热器所能允许的尺寸的限制，且换热器的造价也提高了。
此外，其它因素（如加热和冷却介质的用量，换热器的检修和操作）也不可忽视。
总之，设计者应综合分析考虑上述诸因素，给予细心的判断，以便作出一个适宜的设计
化工原理管壳式换热器的课程设计！
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！
100分要具体过程
详细要求：
某焦化厂需要将甲苯液体从75℃冷却到40℃，甲苯处理量为25000kg/h.冷却介质采用28℃的循环水。
要求换热器的管程和壳程压降不大于20KPa.设计合理的管壳式换热器!
一．设计任务和设计条件
某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。
已知混和气体的流量为227301㎏/h，压力为6.9MPa,循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。
物性特征：
混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容=3.297kj/kg℃
热导率=0.0279w/m
粘度
循环水在34℃下的物性数据：
密度=994.3㎏/m3
定压比热容=4.174kj/kg℃
热导率=0.624w/m℃
粘度
二．确定设计方案
1．选择换热器的类型
两流体温的变化情况：
热流体进口温度110℃出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。
2．管程安排
从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。
但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。
三．确定物性数据
定性温度：
对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。
故壳程混和气体的定性温度为
T==85℃
管程流体的定性温度为
t=℃
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。
若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。
混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容=3.297kj/kg℃
热导率=0.0279w/m
粘度=1.5×10-5Pas
循环水在34℃下的物性数据：
密度=994.3㎏/m3
定压比热容=4.174kj/kg℃
热导率=0.624w/m℃
粘度=0.742×10-3Pas
四．估算传热面积
1．热流量
Q1=
=227301×3.297×（110-60）=3.75×107kj/h=10416.66kw
2.平均传热温差先按照纯逆流计算，得
=
3.传热面积由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。
假设K=320W/（㎡k）则估算的传热面积为
Ap=
4.冷却水用量m==
五．工艺结构尺寸
1．管径和管内流速选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/s。
2．管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns=
按单程管计算，所需的传热管长度为
L=
按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为
Np=
传热管总根数Nt=612×2=1224
3.平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有R=
P=
按单壳程，双管程结构，查图3-9得
平均传热温差℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。
4.传热管排列和分程方法采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。
见图3-13。
取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相邻管的管心距为44㎜。
管数的分成方法，每程各有传热管612根，其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。
5．壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。
取管板利用率η=0.75，则壳体内径为
D=1.05t
按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm
6．折流板采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
H=0.25×1400=350m，故可取h=350mm
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。
折流板数目NB=
折流板圆缺面水平装配，见图3-15。
7．其他附件
拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。
壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。
8．接管
壳程流体进出口接管：
取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为
圆整后可取管内径为300mm。
管程流体进出口接管：
取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为
圆整后去管内径为360mm
六．换热器核算
1．热流量核算
（1）壳程表面传热系数用克恩法计算，见式（3-22）
当量直径，依式（3-23b）得
=
壳程流通截面积，依式3-25得
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普朗特数
粘度校正
（2）管内表面传热系数按式3-32和式3-33有
管程流体流通截面积
管程流体流速
普朗特数
（3）污垢热阻和管壁热阻按表3-10，可取
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/（m•K）。
所以
（4）传热系数依式3-21有
（5）传热面积裕度依式3-35可得所计算传热面积Ac为
该换热器的实际传热面积为Ap
该换热器的面积裕度为
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
2．壁温计算
因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。
由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。
为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。
另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。
但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。
计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。
于是，按式4-42有
式中液体的平均温度和气体的平均温度分别计算为
0.4×39+0.6×15=24.6℃
（110+60）/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
传热管平均壁温
℃
壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。
壳体壁温和传热管壁温之差为℃。
该温差较大，故需要设温度补偿装置。
由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。
3．换热器内流体的流动阻力
（1）管程流体阻力
,
由Re=35002，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得，流速u=1.306m/s,
所以，
管程流体阻力在允许范围之内。
（2）壳程阻力按式计算
,
流体流经管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×（14+1）×=75468Pa
流体流过折流板缺口的阻力
B=0.45m,D=1.4m
Pa
总阻力
75468+43218=1.19×Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。
（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
参数管程壳程
流率898560227301
进/出口温度/℃29/39110/60
压力/MPa0.46.9
物性定性温度/℃3485
密度/（kg/m3）994.390
定压比热容/[kj/（kg•k）]4.1743.297
粘度/（Pa•s）0.742×
1.5×
热导率（W/m•k）0.6240.0279
普朗特数4.961.773
设备结构参数形式浮头式壳程数1
壳体内径/㎜1400台数1
管径/㎜Φ25×2.5管心距/㎜32
管长/㎜7000管子排列△
管数目/根1224折流板数/个14
传热面积/㎡673折流板间距/㎜450
管程数2材质碳钢
主要计算结果
管程壳程
流速/（m/s）1.3064.9
表面传热系数/[W/（㎡•k）]5887925.5
污垢热阻/（㎡•k/W）0.00060.0004
阻力/MPa0.043250.119
热流量/KW10417
传热温差/K48.3
传热系数/[W/（㎡•K）]400
裕度/%24.9%
七．参考文献：
1．刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989年。
2．GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式
3．GB150——98钢制压力容器
4．机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社1992年。
5．杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980
6．化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。
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