管壳式换热器谁走管程谁走壳程是怎么定的文档格式.docx

1、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510。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252.5mm及19mm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

2、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46（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425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

3、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=（1.31.5）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

4、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

5、，使湍动程度加剧，以提高壳程对流传热系数。 第五节的图426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1040，一般取2025，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。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

6、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=（11.5）do。 nc值可由下面的

7、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

8、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=1.52 m/s对蒸汽 u=2050 m/s 对气体 u=（1520）p/ （p为压强，单位为atm ；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

9、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 pi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 p1、p2-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252.5mm的管子， 取为1.4，对192mm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p1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降p2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

10、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po的公式，即: （4-127）式中 p1-流体横过管束的压强降，N/； p2-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Reo500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

11、流速，而。 一般来说，液体流经换热器的压强降为 0.11atm，气体的为0.010.1atm。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

12、热速率方程 KStm，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i 和o，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/K1.151.25，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

13、，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！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

14、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.

15、3/m3 定压比热容 =4.174kj/kg 热导率 =0.624w/m 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

16、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。粘度 =1.510-5Pas 粘度 =0.74210-3Pas 四 估算传热面积 1 热流量 Q1= =2273013.297（110-60）=3.75107kj/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

17、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252.5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=6122=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

18、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=1.2525=31.2532 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=0.75 ，则壳体内径为 D=1.05t 按卷

19、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=0.251400=350m，故可 取h=350mm 取折流板间距B=0.3D，则 B=0.31400=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12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

20、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 （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/（mK）。所以 （4） 传热系数 依式3-21有 （5）传热面积裕度 依式3-

21、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

22、平均温度分别计算为 0.439+0.615=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 0.50.241938.5（14+1） =75468Pa

23、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 898560 227301 进/出口温度/ 29/39 110/60 压力/MPa 0.4 6.9 物性 定性温度/ 34 85 密度/（kg/m3） 994.3 90 定压比热容/kj/（kgk） 4.174 3.297 粘度/（Pas） 0.7421.5热导率（W/mk） 0.624 0.0279 普朗特数 4.96 1.773 设备结构参数

24、形式 浮头式 壳程数 1 壳体内径/ 1400 台数 1 管径/ 252.5 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） 1.306 4.9 表面传热系数/W/（k） 5887 925.5 污垢热阻/（k/W） 0.0006 0.0004 阻力/ MPa 0.04325 0.119 热流量/KW 10417 传热温差/K 48.3 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 GB4557.184机械制图图纸幅面及格式 3 GB15098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。