管 式 换 热 器 设 计.docx

1、管 式 换 热 器 设 计列 管 式 换 热 器 设 计焦 多 瑞（酒泉职业技术学院生物工程系 甘肃 酒泉 邮编:735200）摘要: 在化工企业中列管式换热器的类型很多，如板式，套管式，蜗壳式，列管式。其中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属消耗量等方面均不如板式换热器，但它却具有结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广等特点，因成为石油、化工生产中，尤其是高温、高压和大型换热器的主要结构形式。列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头填函式换热器和U型管式换热器，而其中固定管板式换热器由于结构简单，造价低，因此应用最普遍。关键词: 列管式换热器 管程或壳程 折流挡板一流动空间及流速的确定流

2、体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的，流体流径的选择是指在管程和壳程各走哪一种流体，此问题受多方面因素的制约，下面以列式换热器为例，介绍一些选择的原则。（1）不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。（2）腐蚀性的流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管子便于检修与更换。（3）压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。（4）被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外

3、的散热作用，增强冷却效果。（5）饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗。（6）有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。（7）流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变，在低Re（Re100）下即可达到湍流，以提高传热系数。（8）若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁 面温度与大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。二传热面积A的确定关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化

4、传热过程。常将列管式换热器中管束所有管子的外表面积之和视为传热面积。传热面积A的计算公式 A=Q/(tm.K)根据传热要求，计算传热量，确定流体在换热器两端的温度，计算定性温度并确定流体物性，计算传热温度差，根据温差校正系数t的原则，决定壳程数，选择两流体流动通道，根据两流体温差，选择换热器型式，依据总传热系数的经验范围，初选总传热系数K值，由总传热速率方程计算传热面积，由传热面积确定换热器具体型号(若为设计时应确定换热器基本尺寸)，按照对流传热系数关联式，计算管内、外对流传热系数，选定污垢热阻，核算总传热系数值。根据该计算K值校核实际需传热面积，若选用换热器提供的传热面积比所需传热面积大10

5、20%时，所选换热器合适。否则需另选K值，重复以上步骤，直至符合为止。三主要工艺尺寸的确定（一）管子的选用选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。大管径的管子用于粘性较大或易结垢的流体。我国列管式换热器常采用无缝钢管，规格为外径壁厚，常用的换热管的规格：192，252.5，383。管子的选择要考虑清洗工作的方便及合理使用管材，同时还应考虑管长与管径的配合。国内管材生产规格，长度一般为：1.5，2，2.5，3，4.5，5，6，7.5，9，12等。换热器的换热管长度

6、与壳径之比一般在610，对于立式换热器，其比值以46为宜。（二）壳程和壳程压力降流体在换热器内的压降大小主要决定于系统的运行压力，而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体阻力损失（压力降）越大，要求输送设备的功率就越大，能耗就越高，对于无相变的换热，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的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大，泵功率增加，对传热管的冲蚀加剧。因此，在换热器的设计中有个适宜流速的选取和合理压力降的控制问题。一般经验，对于液体，在压力降控制在0.010.1MPa之间，对于气体，控制在0.0010.01MPa之间。表21列

7、出了换热器不同操作条件压力下合理压降的经验数据，供设计参考。换 热 器操作情况负压运行低压运行中压运行（包括用泵输送液体）较高压运行操作压力（MPa绝压）合理压降（MPa）DPP/10DP/2P（三）管子总数n的确定换热管直径越小，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，对一般流体是适应的。此外，还有，57252,的耐酸不锈钢管，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

8、截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6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。对于已定的传热面积，当选定管径和管长后便可求所需管子数，管子总数n的计算式:( n=A/(pdmL) )式中： A传热面积。dm管子外径。 L每根管子的有效长度。计算所得的管子n进行圆整 。（四）管子的排列方式及管间距的确定管子在管板上排列的原则是：管子在整个换热器的截面上均匀分布，排列紧凑，结构设计合理，方便制造并适合流体的特性。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和组合排列法如

9、图所示。在一些多程的列管换热器中，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，这对于隔板的安装是很有利的，此时，整个管板上的排列称为组合排列，对于多管程的换热器，分程的纵向隔板占据了管板上的一部分面积，实际排管数比理论要少，设计时实际的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的强度和清理管子外表时所需的方法，其大小还与管子在管板上的固定方式有关。（五）壳体的计算列管换热器壳体的内径应等于或稍大于（对于浮头式换热器）管板的直径，直径计算式：( Dia（b1）2L) 式中： Di壳体内径，mm；a管间距，mm；b最外层六边形对角线上的管子数；L最

10、外层管子中心到壳体内壁的距离，一般取L=(11.5) ，mm；若对管子分程则Dif2Lf值的确定方法：可查表求取，也可用作图法。当已知管子数n和管间距a后开始按正三角形排列，直至排好根为止，再统计对角线上的管数，计算出的壳径Di要圆整到容器的标准尺寸系列内。四换热器参数的确定（一）换热终温的确定换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。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，需要的传热面积最大。为了合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据，热端温差（大温差）不小于20。冷端温差（小温差）不小于5。在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体

11、的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5。（二）平均温差的确定冷热流体温差处处相等,且不随换热器位置而变的情况.如间壁的一侧液体保持恒定的沸腾温度t下蒸发;而另一侧饱和蒸汽在温度T下冷凝过程,此时传热面两侧的温度差保持不变, 称为恒温(差)传热。换热的两种流体沿传热面平行且反向流动的传热过程;逆流 并流错流折流指换热的两种流体沿传热面平行且同向流动的传热过程。换热的两种流体的流向垂直交叉的传热过程,工程计算时,若曲折次数超过4次,就可作为纯逆流或纯并流处理;指换热的一种或两种流体反复改变流动方向的传热过程;在前述各种流动排布型式中，并流和逆流是两种极端情况。

12、两流体作变温传热时，在进出口温度条件相同时，逆流的平均温差最大，并流的平均温差最小，对于其他的流动排布型式，其平均温差介于两者之间。因此，就提高传热温差推动力而言，逆流优于其他型式的流动。逆流的另一优点是可以节省加热或冷却介质的用量。因为并流时，冷流体的出口温度tc2总是低于热流体的出口温度th2，而在逆流时，冷流体的出口温度tc2可以高于热流体的出口温度th2。因此，在逆流冷却时，冷流体的温升可比并流时的大，由热量衡算方程可知，相应的冷流体的流量可以少些。与此类似，在逆流加热时，热流体的温降可比并流时的大，所需的热流体流量较少。因此，在实际的换热器中应尽量采用逆流流动，而避免并流流动。但是在

13、一些特殊场合下仍采用并流流动，以满足特定的生产工艺需要，例如要求冷流体被加热时不能超过某一规定温度，或者热流体被冷却时不能低于某一规定温度，则采用并流流动较容易控制。此外，在高温换热器中，如果采用逆流流动，则热流体和冷流体的最高温度均集中在换热器的同一端，使得该处的壁温特别高，将导致管壁处产生较大的热应力和热变形，这种情况也不宜采用逆流流动。 当换热器中有一侧流体发生相变，由于发生相变流体的温度保持不变，无论何种流动排布型式，只要另一侧流体的进、出口温度保持恒定，则传热过程的平均温差均相同。这时也就没有并流和逆流之分了。（三）容器法兰的选择根据容器接触介质和温度、压力条件确定，法兰的材质来确定

14、法兰类型：可供选择的容器法兰有三种，即甲型平焊法兰、乙型平焊法兰和长颈对焊法兰。其标准号为JB4700470792。（四）拉脱力计算管子每平方米胀接周边上所受到的力为拉脱力。对于管子与管板是焊接联接的接头，实验表明，接头的强度高于管子本身与金属的强度，拉脱力不足以引起接头的破坏;但对于管子与管板是胀接的接头，拉脱力则可能引起接头处和密封性的破坏，或使管子拉脱，为保证管端与管板牢固地连接和良好的密封性能，必须进行拉脱力的校核。（五）膨胀节的补偿量为了保证膨胀节在完全弹性的条件下安全工作，它的补偿量是有限度的。用不同材料制的单层，单波具有标准尺寸的膨胀节的允许补偿量DL。根据换热器工作时的壳壁温度

15、ts，管壁温度tt，安装温度to，以及壳体和管子的线膨胀系数，可以算出换热器所需要的热变形补偿量DLtc=t(ttto)-s(tt-to) L 若DLtcDL，用两个或两个以上的膨胀节。(六)开孔补强当换热器壳体和封头上的接管处需要补强时，常用的结构是在开孔外面焊上一块与容器器壁材料和厚度相同的标准补强圈。(七)支座换热器支座可选裙座或双鞍式支座。其中鞍式支座设计参见标准JB/T4712-92。五换热器基本结构图 A管程 B壳程 流向如图所示换热器整体结构图六流体通过换热器时阻力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

16、格的换热器。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。换热器操作允许压降P换热器操作压力P(Pa)允许压降P105 (表压)管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力应是各程直管摩擦阻力、每程回弯阻力以及进出口阻力三项之和。而相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失：式中每程直管阻力每程回弯阻力由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74

17、倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。七换热器强化传热的方式（一）扩展传热面积扩展传热面积是增加传热效果使用最多、最简单的一种方法。在扩展换热器传热面积的过程中，如果简单的通过单一地扩大设备体积来增加传热面积或增加设备台数来增强传热量，不光需要增加设备投资，设备占地面积大、同时，对传热效果的增强作用也不明显，这种方法现在已经淘汰。现在使用最多的是通过合理地提高设备单位体积的传热面积来达到增强传热效果的目的，如在换热器上大量使用单位体积传热面积比较大的翅片管、波纹管、板翅传热面等材

18、料，通过这些材料的使用，单台设备的单位体积的传热面积会明显提高，充分达到换热设备高效、紧凑的目的。 （二）加大传热温差t 加大换热器传热温差t是加强换热器换热效果常用的措施之一，在换热器使用过程中，提高辐射采暖板管内蒸汽的压力，提高热水采暖的热水温度，冷凝器冷却水用温度较低的深井水代替自来水，空气冷却器中降低冷却水的温度等，都可以直接增加换热器传热温差t，但是，增加换热器传热温差t是有一定限度的，我们不能把它作为增强换热器传热效果最主要的手段，使用过程中我们应该考虑到实际工艺或设备条件上是否允许。例如，我们在提高辐射采暖板的蒸汽温度过程中，不能超过辐射采暖允许的辐射强度，辐射采暖板蒸汽温度的增

19、加实际上是一种受限制的增加，依靠增加换热器传热温差t只能有限度的提高换热器换热效果；同时，我们应该认识到，传热温差的增大将使整个热力系统的不可逆性增加，降低了热力系统的可用性。所以，不能一味追求传热温差的增加，而应兼顾整个热力系统的能量合理使用。 （三）增强传热系数（K） 增强换热器传热效果最积极的措施就是设法提高设备的传热系数（K），换热器传热系数（K）的大小实际上是由传热过程总热阻的大小来决定，换热器传热过程中的总热阻越大，换热器传热系数（K）值也就越低；换热器传热系数（K）值越低，换热器传热效果也就越差，换热器在使用过程中，其总热阻是各项分热阻的叠加，所以要改变传热系数就必须分析传热过程

20、的每一项分热阻。如何控制换热器传热过程的每一项分热阻是决定换热器传热系数的关键。上述三方面增强传热效果的方法在换热器都或多或少的获得了使用，但是由于扩展传热面积及加大传热温差常常受到场地、设备、资金、效果的限制，不可能无限制的增强，所以，当前换热器强化传热的研究主要方向就是：如何通过控制换热器传热系数（K）值来提高换热器强化传热的效果。我们现在使用最多的提高换热器传热系数（K）值的技术就是：在换热器换热管中加扰流子添加物，通过扰流子添加物的作用，使换热器传热过程的分热阻大大的降低，并且最终来达到提高换热器传热系数（K）值的目的。换热器在传热过程中，影响换热器传热系数（K）的主要因素包括：换热器

21、内、外部液体的流动状态，换热面的形状及尺寸等。为了提高换热器的传热系数，强化换热器的传热效八设计总结通过本次设计是我知到了列管式换热器包括，板式，套管式，蜗壳式，列管式。其中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属消耗量等方面均不如板式换热器，但它却具有结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广等特点，因此成为石油、化工生产中，尤其是高温、高压和大型换热器的主要结构形式。列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头式换热器、填函式换热器和U型管式换热器，而其中固定管板式换热器由于结构简单，造价低，因此应用最普遍。并且系统学习了，壳体直径的决定和壳体壁厚的计算，换热器封头选用，压力容器法兰选择，管板尺寸

22、确定，管子拉脱力的计算，折流板的选择与计算，温差应力的计算接管、接管法兰选择及开孔补强等有关知识。致 谢本次毕业设计是在尚林老师和李波老师的亲切关怀和细心指导下完成的。他们严肃的科学态度，严谨的治学精神，精益求精的工作作风，深深地感染和激励着我。从课题的选择到设计的最终完成，尚老师始终给予我们细心的指导，在此谨向两位老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意!在他们的帮助下是我本次的毕业设计顺利的完！参考文献1GB151-1999管壳式换热器2朱有庭,曲文海,于浦义主编.化工设备设计手册.北京:化学工业出版社,2004.3化学工程手册编辑委员会.化学工程手册.北京:化学工业出版社,1985.4商建平,俞树

23、荣; 列管式换热器遗传算法的优化设计 J;兰州理工大学学报; 2004年01期5倪晓华,夏,萧渊; 板式换热器的换热与压降计算 J;流体机械; 2002年036方向红列管式换热器与板式换热器的比较J安徽化工，2002，118(4)：437董大勤化工设备wiki机械/wiki基础M北京：化学工业出版社，20O53924208王健简介板式换热器及其应用J氮肥设计，1994，32：25289朱玉琴新型全焊板壳式换热器及其应用J西北电力技术，2002，(3)：4l一观10杨崇麟板式换热器工程设计手册M北京：机械工业出版社，199818111 王健简介板式换热器及其应用J氮肥设计，1994，32：2528