列管式换热器设计方案.docx
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列管式换热器设计方案
列管式换热器设计方
案
概述与设计方案简介换热器的类型列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。
一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。
管束的壁面即为传热面。
其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。
为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。
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，使湍流程度大为增加。
列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。
若两流体温差较大（50C以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。
2.1换热器换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。
由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样。
按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。
根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：
混合式、蓄热式、间壁式。
间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。
在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。
该类换热器适用于冷、热流体不
允许直接接触的场合。
间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。
将在后面做重点介绍。
直接接触式换热器又称混合式换热器。
在此类换热器中，冷、热流体相互接触，相互混合传递热量。
该类换热器结构简单，传热效率高，适用于冷、热流体允许直接接触和混合的场合。
常见的设备有凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷凝器等。
蓄热式换热器又称回流式换热器或蓄热器。
此类换热器是借助于热容量较大的固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。
当蓄热体与热流体接触时，从热流体处接受热量，蓄热体
温度升高后，再与冷流体接触，将热量传给冷流体，蓄热体温度下降，从而达到换热的目的。
此类换热器结构简单，可耐高温，常用于高温气体热量的回收或冷却。
其缺点是设备的体积庞大，且不能完全避免两种流体的混合。
工业上最常见的换热器是间壁式换热器。
根据结构特点，间壁式换热器可以分为管壳式换热器和紧凑式换热器。
紧凑式换热器主要包括螺旋板式换热器、板式换热器等。
管壳式换热器包括了广泛使用的列管式换热器以及夹套式、套管式、蛇管式等类型的换热器。
其中，列管式换热器被作为一种传统的标准换热设备，在许多工业部门被大量采用。
列管式换热器的特点是结构牢固，能承受高温高压，换热表面清洗方便，制造工艺成熟，选材范围广泛，适应性强及处理能力大等。
这使得它在各种换热设备的竞相发展中得以继续存在下来。
使用最为广泛的列管式换热器把管子按一定方式固定在管板上，而管板则安装在壳体内。
因此，这种换热器也称为管壳式换热器。
常见的列管换热器主要有固定管板式、带膨胀
节的固定管板式、浮头式和U形管式等几种类型。
2.2设计方案简介
2.2.1换热器类型的选择
根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。
以下根据本次的设计要求，介绍几
种常见的列管式换热器。
1.固定管板式换热器
这类换热器如图1-1所示。
固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管
板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。
当管束和壳体之间的温差太大而产生不
同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。
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2.U型管换热器
U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板
上，其管程至少为两程。
管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。
U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。
其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的
利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。
此外，其造价比管定管板式高10%£右。
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3.浮头式换热器
浮头式换热器的结构如下图1-3所示。
其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，
可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。
浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温
差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。
其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
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4.填料函式换热器
填料函式换热器的结构如图1-4所示。
其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端
采用填料函密封。
管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。
填料
函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。
其缺点是填料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。
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I—託i曲魅粗2—4k弭Bi借3—4IM4—境料啪5—锲阳NK・
2.3.1换热器类型的选择
所设计换热器用于冷却果浆，果浆粘度较大，易结垢，易腐蚀管道，所以选用浮头式换热器,
浮头便于拆卸、清洗，且果浆走壳程也方便散热，与冷却介质温差较大，也避免产生温差应
力产生管道变形。
综上所述，换热器选择浮头式，果浆走壳程。
2.3.2流径的选择
在具体设计时考虑到尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热面两侧传热系数接近；在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装置，应尽量减少其冷
量损失；管、壳程的决定应做到便于清洗除垢和修理，以保证运行的可靠性。
参考标准：
（1）不洁净和易结垢的流体宜走便于清洗管子，浮头式换热器壳程便于清洗。
（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。
⑶压强高的流体宜走管内，以免壳体受压，其中冷却介质循环水操作压力高，宜走管程。
（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）被冷却的流体宜走壳程，便于散热，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，宜走壳程，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。
（8）若两流体的温度差较大，传热膜系数较大的流体宜走壳程，因为壁温接近传热膜系数较大的流体温度，以减小管壁和壳壁的温度差。
综合考虑以上标准，确定果浆应走壳程，水走管程。
233流速的选择
表2-2换热器常用流速的范围
介质
流速
循环水
新鲜水
一般液体
易结垢液体
低粘度油
高粘度油
气体
管程流速，
m/s
1.0~2.0
0.8~1.5
0.5~3
>1.0
0.8~1.8
0.5~1.5
5~30
壳程流速，
m/s
0.5~1.5
0.5~1.5
0.2~1.5
>0.5
0.4~1.0
0.3~0.8
2~15
由于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。
故拟取循环水流速为1.2m/s。
2.3.4材质的选择
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。
根据实际需要，可以选择使用不锈钢材料。
2.3.5管程结构
换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心
圆排列，如下图所示。
（a）正方形直列（b）正方形错列（c）三角形直列
（d）三角形错列（e）同心圆排列
正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗。
对于多管程换热器，常采用组合
排列方式。
每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列
方式。
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。
管板与管子的
连接可胀接或焊接。
2.3.6壳程结构与相关计算公式
介质流经传热管外面的通道部分称为壳程。
壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向
隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。
由于各种换热器的工艺性能、使用的场合不同，壳程内对各种元件的设置形式亦不同，以此来满足设计的要求。
各元件在壳程的设置，按其不同的作用可分为两类：
一类是为了壳侧介质对传热管最有效的流动，来提高换热设备的传热效果而设置的各种挡板，如折流板、纵向挡板。
旁路挡板等；另一类是为了管束的安装及保护列管而设置的支承板、管束的导轨以及缓冲板等。
壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进人和排出之用。
直径小
于400mm勺壳体通常用钢管制成，大于400mrn的可用钢板卷焊而成。
壳体材料根据工作温
度选择，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。
介质在壳程的流动方式有多种型式，单壳程型式应用最为普遍。
如壳侧传热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。
用两个换热器串联也可得到同样的效果。
为降低壳程压降，可采用分流或错流等型式。
壳体内径D取决于传热管数N、排列方式和管心距t。
计算式如下：
单管程
D=t（nc-1）+（2~3）d0
式中t——管心距，mm；
do换热管外径，mm
nc――横过管束中心线的管数，该值与管子排列方式有关。
正三角形排列：
正方形排列：
多管程
式中N排列管子数目;
n管板利用率。
正角形排列：
2管程
n=0.7~0.85
>4
管程
n=0.6~0.8
正方形排列：
2管程
n=0.55~0.7
>4
管程
n=0.45~0.65
壳体内径D的计算值最终应圆整到标准值。
在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增加流体速度，以增强传热;同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用。
折流板的型式有圆缺型、环盘型和孔流型等。
圆缺形折流板又称弓形折流板，是常用的折流板，有水平圆缺和垂直圆缺两种。
切缺率（切掉圆弧的高度与壳内径之比）通常为20％~50％。
垂直圆缺用于水平冷凝器、水平再沸器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等。
垂直圆缺时，不凝气不能在折流板顶部积存，而在冷凝器中，排水也不能在折流板底部积存。
弓形折流板有单弓形和双弓形，双弓形折流板多用于大直径的换热器中。
折流板的间隔，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。
一般推荐折流板间隔最小值为
壳内径的1/5或者不小于50mm,最大值决定于支持管所必要的最大间隔。
壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。
当加热蒸汽或高速
流体流入壳程时,对换热管会造成很大的冲刷,所以常将壳程接管在入口处加以扩大,即将接管做成喇叭形,以起缓冲的作用;或者在换热器进口处设置挡板。
3换热器设计方案的确定
3.1确定设计方案
1.选择换热器类型：
浮头式换热器
2.流经的选择：
果浆走壳程，循环水走管程
3.管程循环水流速取1.2m/s
4.材质：
不锈钢
5.管径25*2.5mm
3.2确定物性数据
定性温度：
果浆T8°°2°°50C
2
10°17°
2
13.5°
果浆参数（50°）
1050（kg/m3）
Cp3.5（kJ/Kgk）
0.61（w/mk）
2.0103（Pas）
水（10°）
999.7（Kg/m3）
Cp4.191（KJ/Kgk）
0.5741（w/mk）
1.306103（Pas）
3.3计算总传热系数
3.3.1热流量（对应果浆）
Qm°ct0
6
50003.5（8020）1.0510（KJ/h）291.7（kw）
3.3.2平均传热温差:
tm
（8017）（2010）
In
（8017）
（2010）
28.8°
3.3.3冷却水用量（忽略热损失）
3.3.4
总传热系数K（取流速
:
u
1.2m/s）
（内径）
.di
0.020m
其中
（外径）
.d°
0.025m
（平均直径）......
•dm
0.225m
（换热器壁厚）..
.b
0.0025m
qm
Qt
Cpt
duC
对流传热系数i0.023（——）0.8（p一）n（其中被加热介质n=0.4）
di
33
4194（w/m2°C）
0.023迪（18371）0.8（4.19110「30610严
0.020.5741
自选壳程传热系数范围为850~1700，果浆取01000
2。
485.4（w/mC）
4.1计算换热面积
5.1工艺结构尺寸5.1.1管径和管内流速
选用25mm2.5mm较高级冷拔传热管（不锈钢）
取管内流速ui1.2m/s
5.1.2管程和传热管数
35791
qv36009997
.20.7850.0221.2
diu
按单程管计算，所需的传热管长度为
9.9
2（管程）
9.9（m）取管长为4.5m则Np
d0Ns3.140.02527p
则传热管数总根数n27254（根）
5.1.3平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数计算如下：
6.传热管的排列和分程方法
6.1壳体直径
取管板利用率0.75则壳体直径为
D1.05R、n/1.053254/0.75285mm
159mm
计算的到的壳体直径应按换热器的系列标准进行圆整。
壳体直径经常用的标准有
273mm400mm500mm600mm800mm等。
根据以上标准可取D=400mm
6.1.2接管
壳程流体进出口接管：
取接管内气体流速为u11m/s，则接管内径为
D1
4qv45000/（36001050）
.u'
0.041m，圆整后可取管内径为50mm
D2
435791/（3600999.7）
3.142.5
0.071m
，圆整后可取管内径为100mm
7.换热器核算
7.1传热面积校核
7.1.1管程传热膜系数核算
管程传热膜系数
0.80.4
0.023RePr
di
0.0230.5741179120.89.530.44110（w/m2C）
0.02
7.1.2壳程传热膜系数核算
管子按正三角形排列，传热当量直径为
■■322、•32
4（Pt2-d0）4（0.0322—0.025）
2424
de—24——一240.02（m）
d。
0.025
壳程流通截面积
d252
sBD（1譚120400（1三）0.0105（m）
壳体流体流速及其雷诺数分别为
0.61
黏度校正（—）0.140.95
w
则壳程传热膜系数
1
0.36—^Reo^Pr"—）0.14
dew
0.3606112030.5512.630.951203（w/m2C）
0.02
7.1.3污垢热阻和管壁热阻
查表知，管外侧污垢热阻R00.000172（m2C/W），管内污垢热阻
R0.000344（m2C/W）。
已知管壁厚度为b0.0025m，不锈钢在此条件下的热导率
为17.4W/m•Co
7.2总传热系数K。
1
d。
Rd0
bd。
R
1
id.
Id.
dm0
0
527.1（w/m2C）
7.3传热面积校核
SQ
Ktm
291.71032、
21.3（m）
527.126
实际传热面积
Sd0lNT3.140.02565425.4（m2）
S254
换热器的面积裕度为—旦41.19传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
S21.3
7.4换热器内压降的核算
7.4.1管程阻力
R（P1卩2）心"卩耳
lu.2
Ns1,Np2,P1-
d2
0.033，流
由Re10717，传热管相对粗糙度0.005，参考图Re双对数坐标图得
（71262159）21.425998（Pa）管程流体阻力在允许范围之内。
7.4.2壳程阻力
按下式计算
流体流过折流板缺口的阻力
8、换热器的主要结构尺寸和计算结果表
附表1换热器主要结构尺寸和计算结果
参数
管程
壳程
流率/（Kg/h）
35791
5000
进（出）口温度/c
10（17）
80（20）
压力/MPa
4.5
0.3
物性定性温度/c
13.5
50
密度/Kg/m3
999.7
1050
定压比热容
/[kJ/（kg/C）]
4.191
3.5
黏度/Pa•s
1.306*10-3
2.2103
热导率/[W/（m•C）]
0.5741
0.61
普朗特数
9.53
12.6
设备结构参数
形式
浮头式
壳程数
1
壳体内径/mm
400
台数
1
管径/mm
①25*2.5
管心距/mm
32
管长/mm
6000
管子排列
正三角形:
管数目/根
54
折流板数/个
49
传热面积/m2
25.4
折流板间距/mm
120
管程数
2
材质
不锈钢
主要计算结果
管程
壳程
流速/（m/s）
1.17
0.126
表面传热系数［W/（m2•C）
4110
1203
污垢热阻/（m2*°C/W）
0.000344
0.000172
阻力/Pa
25998
2860.4
热流量/kW
291.7
传热温差/K
26
传热系数/[W/m2*C]
527.1
裕度/%
1.19
9.设计评述
本设计所有参数经反复核算，保证各参数均在设计要求之内，准确可行。
壳程流体流速
Uo=0.126m/s，流体雷诺数Re。
=1203。
管程流体流速山=1.17m/s，流体雷诺数Re
=10717>4000。
管程流体流动方式为湍流，能够较好的达到换热的要求。
考虑到果浆产品的卫生要求，为减少果浆的污染，换热器材质选用不锈钢材料。
每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。
正三角形
排列结构紧凑，正方形排列便于机械清洗。
该换热器的面积裕度H=19%在15%-25%之间，
则所设计换热器能够完成生产任务。
管程流动阻力为25.998Kpa,10Kpa<25.998Kpa<100
Kpa在允许范围之内；壳程流动阻力为2860.4pa,2860.4pa<10Kpa也允许范围之内，比较
适宜。
10.参考资料
1化工原理课程设计，天津大学化工原理教研室，化工出版社1997第一版
2化工设备计算，聂清德，化工出版社，1991第一版
3食品工程原理，冯骉，中国轻工业出版社，2007第一版
4食品工厂机械与设备，许学勤，中国轻工业出版社，2008第一版
R热阻，m2・C/W;
因数；
12.特别鸣谢感谢老师的细心指导。
感谢我自己认真的考虑和计算。
感谢各位同学的讨论和帮助。
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