食品工业用换热器设计方案

1 食品工业用 换热器设计方案 1 绪论 热器的作用及分类 在工业生产中，换热设备的主要作用是使由温度较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到工艺过程规定的指标，以满足工艺过程上的需要。此外，换热设备也是回收余热、废热特别是低位热能得有效装置。例如，烟道气、高炉炉气、需要冷却的化学反应工艺气等余热，通过余热锅炉可产生压力蒸汽，作为供热、供气、发电和动力的辅助能源，从而提高热能的总利用率，降低燃料消耗和电耗，提高工业生产经济效益。换热器还广泛应用于化工、石油、动力、原子能等工业部门。它的主 要功能是保证工艺过程对介质所要求的特定温度，同时也是提高能源利用率的主要设备之一，应用甚为广泛。 按换热设备热传递原理或换热方式分类，可分为以下几种主要形式。 （ 1）直接接触式换热器 这类换热器又称混合式换热器。这类换热器具有传热效率高，单位容积提供的传热面积大、设备结构简单、价格便宜等优点，但仅适用于工艺上允许两种流体混合的场合。 （ 2）蓄热式换热器 这类换热器又称为回热式换热器。蓄热式换热器结构紧凑、价格便宜、单位体积传热面大、故较适用于气 回转式空气预热器就是一种蓄热式换热器。 （ 3）间壁式换热器 2 这类换热器又称表面式换热器。间壁式换热器是工业生产中应用较为广泛的换热器，其形式多种多样，如常见的管壳式换热器和板式换热器都属于间壁式换热器。 （ 4）中间载热体式换热器 这类换热器是把两个间壁式换热器由在其中循环的载热体连接起来的换热器。载热体在高温流体换热器和低温流体换热器之间循环，在高温流体换热器中吸收热量，在低温流体换热器中把热量释放给低温流体，如热管式换热器。 按传热表面结构特点分类 （ 1）管式：套管式、壳管式、设管式 （ 2）板式 （ 3） 扩展表面式：板翅式、翅片管式、管带式 （ 4）蓄热式 按流程又可分为单流程和多流程 按用途 又可 分为： 1）冷却器 冷却器是把流体冷却到必要的温度，但冷却流体没有发生相的变化。 2）加热器 加热器是把流体加热到必要的温度，但加热流体没有发生相的变化。 3）预热器 预热器预先加热流体，为工序操作提供标准的工艺参数。 4）过热器 过热器用于把流体 (工艺气或蒸汽 )加热到过热状态。 5）蒸发器 蒸发器用于加热流体，达到沸点以上温度，使其流体蒸发， 一般有相的变化 热器的发展历史 二十世纪 20 年代出现板式换热器，并应用于食品工业。以板代管制成的换热器结构紧凑、换热效果好，因此陆续发展为多种形式。 30 年代初，瑞典首次制成螺旋板式换热器。接着，英国用钎焊法制造出一种由铜及其合金材料制成的板翅式换热器，用于飞机发动机的散热。 30 年代末， 30 年代末，瑞典又制造出第 3 一台板壳式换热器，用于纸浆工厂。在此期间，为了解决强腐蚀性介质的换热问题，人们对新型材料制成的换热器开始注意。 60 年代左右，由于空间技术和尖端科学的迅速发展，迫切需要各种高效 能紧凑型的换热器，再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展，换热器制造工艺得到进一步完善，从而推动了紧凑型板面式换热器的蓬勃发展和广泛应用。此外，自60 年代开始，为了适应高温和高压条件下的换热和节能的需要，典型的管壳式换热器也得到了进一步的发展。 70 年代中期，为了强化传热，在研究和发展热管的基础上又创制出热管式换热器。 热器的工作原理及制造材料 换热器按传热方式的不同可分为混合式、蓄热式和间壁式三类。 混合式换热器是通过冷、热流体的直接接触、混合进行热量交换的换热器，又称接触式换热器。由于 两流体混合换热后必须及时分离，这类换热器适合于气、液两流体之间的换热。例如，化工厂和发电厂所用的凉水塔中，热水由上往下喷淋，而冷空气自下而上吸入，在填充物的水膜表面或飞沫及水滴表面，热水和冷空气相互接触进行换热，热水被冷却，冷空气被加热，然后依靠两流体本身的密度差得以及时分离。 蓄热式 换热器 是利用冷、热流体交替流经蓄热室中的蓄热体 (填料 )表面，从而进行热量交换的换热器，如炼焦炉下方预热空气的蓄热室。这类换热器主要用于回收和利用高温废气的热量。以回收冷量为目的的同类设备称蓄冷器，多用于空气分离装置中。 间壁式换热器的冷、热流体被固体间壁隔开，并通过间壁进行热量交换的换热器，因此又称表面式换热器，这类换热器应用最广。 间壁式换热器根据传热面的结构不同可分为管式、板面式和其他型式。管式换热器以管子表面作为传热面，包括蛇管式换热器、套管式换热器和管壳式换热器等；板面式换热器以板面作为传热面，包括板式换热器、螺旋板换热器、板翅式换热器、板壳式换热器和伞板换热器等；其他型式换热器是为满足某些特殊要求而设计的换热器，如刮面式换热器、转盘式换热器和空气冷却器等。 换热器中流体的相对流向一般有顺 流和逆流两种。顺流时，入口处两流体的温差最大，并沿传热表面逐渐减小，至出口处温差为最小。逆流时，沿传热表面 4 两流体的温差分布较均匀。在冷、热流体的进出口温度一定的条件下，当两种流体都无相变时，以逆流的平均温差最大顺流最小。 在完成同样传热量的条件下，采用逆流可使平均温差增大，换热器的传热面积减小；若传热面积不变，采用逆流时可使加热或冷却流体的消耗量降低。前者可节省设备费，后者可节省操作费，故在设计或生产使用中应尽量采用逆流换热。 当冷、热流体两者或其中一种有物相变化 (沸腾或冷凝 )时，由于相变时 只放出或吸收汽化潜热，流体本身的温度并无变化，因此流体的进出口温度相等，这时两流体的温差就与流体的流向选择无关了。除顺流和逆流这两种流向外，还有错流和折流等流向。 在传热过程中，降低间壁式换热器中的热阻，以提高传热系数是一个重要的问题。热阻主要来源于间壁两侧粘滞于传热面上的流体薄层 (称为边界层 )，和 换热器 使用中在壁两侧形成的污垢层，金属壁的热阻相对较小。 增加流体的流速和扰动性，可减薄边界层，降低热阻提高给热系数。但增加流体流速会使能量消耗增加，故设计时应在减小热阻和降低能耗之间作合理的协调 。为了降低污垢的热阻，可设法延缓污垢的形成，并定期清洗传热面。 一般换热器都用金属材料制成，其中碳素钢和低合金钢大多用于制造中、低压换热器；不锈钢除主要用于不同的耐腐蚀条件外，奥氏体不锈钢还可作为耐高、低温的材料；铜、铝及其合金多用于制造低温换热器；镍合金则用于高温条件下；非金属材料除制作垫片零件外，有些已开始用于制作非金属材料的耐蚀换热器，如石墨换热器、氟塑料换热器和玻璃换热器等。 热器的研究现状及发展方向 20 世纪 80 年代以来，换热器技术飞速发展，带来了能源利用率的提高。各种新型 、高效换热器的相继开发与应用带来了巨大的社会经济效益，市场经济的发展、私有化比例的加大，降低成本已成为企业追求的最终目标。因而节能设备的研究与开发备受瞩目。能源的日趋紧张、全球气温的不断升高、环境保护要求的提高给换热器及空冷式换热器及高温、高压换热器带来了日益广阔的应用前景。 美国传热 研究公司 （ 即 1962 年发起 5 组建的一个国际性、非赢利的合作研究机构，会员数百家，遍及全球，取得了大量的研究成果，积累了 换热器设计 的丰富经验，在传热机理、两相流、 振动、污垢、 模拟 及测试 技术 方面作出了巨大贡献。近年来，该公司在计算机 应用软件 开发上 发展 很快，所开发的网络优化软件、各种换热器 工艺 设计软件计算精度准确，不仅节省了人力，提高了效率，而且提高了技术经济性能。目前国内有近 20 家成为 员。 英国传热及流体服务中心（ 1967 年成立，隶属于英国原子能 管理 局。该中心有会员数百家，长期从事传热与流体课题的研究，所积累的经验和研究成 果不仅广泛用于原子能 工业 ，而且用于一般工业。它最大特点是与各大学和 企业 合作，进行专门的课题研究，研究成果显着。在传热与流体计算上更精确，开发的 类换热器微机计算软件备受欢迎，国内有 30 多家企业成为会员。 Z/ Y( 6 R; g. * Z$ M, 换热器传热与流体流动计算的准确性，取决于物性模拟的准确性。因此，物性模拟一直为传热界重点研究课题之一，特别是两相流物性模拟。两相流的物性 基础 来源于实验室 实际工况的模拟，这恰恰是与实际工况差别的体现。实验室模拟实际工况很复杂，准确性主要体现与实际工况的差别。纯组分介质的物性数据基本上准确，但油气组成物的数据就与实际工况相差较大，特别是带有固体颗粒的流体模拟更复杂。为此，要求物性模拟在实验手段上更加先进，测试的准确率更高。从而使换热器计算更精确，材料更节省。物性模拟将代表换热器的经济技术水平。 计的研究 3 I( g- p Q 分析设计是近代发展的一门新兴学科，美国 件技术一直处于国际领先技术，通过分析设计可以得到流体的流动分布 场，也可以将 温度 场模拟出来，这无疑给流路分析法技术带来发展，同时也给常规强度计算带来更准确、更便捷的手段。在超常规强度计算中，可模拟出应力的分布图，使常规方法无法得到的计算结果能更方便、快捷、准确地得到，使换热器更加安全可靠。这一技术随着计算机应用的发展，将带来技术水平的飞跃。将会逐步取代强度试验，摆脱实验室繁重的劳动强度。 1 - Q1 n5 t% h, g 6 换热器将随 装置 的大型化而大型化，直径将超过 5m，传热面积将达到 单位10000凑型换热器将越来越受欢迎。板壳式换热器、折流杆换热器、板翅式换热器、板式空冷器将得到发展，振动损失将逐渐克服，高温、高压、安全、可靠的换热器结构将朝着结构简单、制造方便、重量轻发展。随着全球水资源的紧张， 循环水 将被新的冷却介质取代，循环将被新型、高效的空冷器所取代。保温绝热技术的发展，热量损失将减少到目前的 50以下。 3 1 i, U( 8 q j V: _+ ) y) u+ F , 各种新型、高效换热器逐步取代现有常规产 品。电场动力效应强化传热技术、添加物强化沸腾传热技术、通入惰性气体强化传热技术、滴状冷凝技术、微生物传热技术、磁场动力传热技术将会在新的世纪得到研究和发展。同心管换热器、高温喷流式换热器、印刷线路板换热器、穿孔板换热器、微尺度换热器、微通道换热器、流化床换热器、新能源换热器将在工业领域及其它领域得到研究和应用。 , 8 9 ) |/ d+ h$ 材料将朝着强度高、制造工艺简单、 防腐 效果好、重量轻的方向发展。随着稀有金属价格的下 降，钛、钽、锆等稀有金属使用量将扩大， 材料将实现不预热和后热的方向发展。 蚀 的研究 m: k. t 国内污垢数据基本上是 20 世纪 60 70 年代从国外照搬而来。四十年来，污垢研究技术发展缓慢。随着节能、增效要求的提高，污垢研究将会受到国家的重视和投入。通过对污垢形成的机理、生长速度、 影响 因素的研究，预测污垢曲线，从而控制结垢，这对传热效率的提高将带来重大的突破。保证装置低能耗、长周期 运行 ，超声防垢技术将得到大力发展。 腐蚀技术的研究将会有所突破，低成本的防腐涂层特别是金属防腐镀层技术将得到发展，电 化学 防腐技术成为主导。 7 2 课程设计任务书 一、设计题目 乙二醇冷却器设计 二、设计技术参数 1、处理能力： 50 万吨乙二醇每年 2、设备形式：管壳式换热器 3、操作条件： （ 1）乙二醇：入口温度 120，出口温度 105，操作压力 2）冷却介质：甲苯，入口温度 25，出口温度 60，操作压力 3）允许压降不大于 100 4）每年按 330 天，每天 24 小时连续运行 三、设计要求 1、完成换热器工艺设计、结构设计； 2、绘制设备条件图； 3、绘制设计说明书 四、设计工作量 说明书总页数不少于 25 五、课程设计说明书的内容 1、目录 2、设计题目及原始数据（任务书） 3、论述换热器总体结构（换热器形式、主要结构）的选择 4、换热器加热过程有关计算（物料衡算、热量衡算、传热面积、换热 8 管型号、壳体直径等） 5、设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等） 6、主体设备设计计算及说明 7、主要零件的强度计算（选做） 8、附属设备 的选择（选做） 9、参考文献 10、后记及其它 3 管壳式换热器总体结构的选择 因任务书提出使用管壳式换热器，故乙二醇的冷却器采用管壳式换热器。 述 管壳式换热器在炼油、石油化工、医药、化工以及其它工业中使用广泛，它适用于冷却、冷凝、加热、蒸发和废热回收等各个方面。 管壳式换热器虽然在换热效率、设备的体积和金属材料的消耗量等方面不如其它新型的换热设备，但它具有结构坚固、操作弹性大、可靠程度高、适用范围广等特点，所以在各工程中仍得到普遍应用。 管壳式换热器的结构设计，必须考虑很多因素， 如材料、压力、温度、壁温差、结垢情况、流体性质以及检修与清理等，通过各种因素的综合考虑及比较来选择某一种的结构形式。 对同一种形式的换热器，由于各种条件不同，往往采用的结构亦不相同。在工程设计中，按工艺特定的条件进行设计，以满足工艺上的需要。 壳式换热器的型式与结构 管壳式换热器是把换热管与管板连接，再用壳体固定。它的型式大致分 为固定管板式、浮头式、 U 形管式、外填料函式、填料函滑动管板式等几种。 它的结构是 由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有 管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束， 9 增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列 管壳式换热器 则管外清洗方便，适用于易结垢的流体 。 流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。图示为最简单的单壳程单管 程 换热器 ,简称为 1提高管内流体速度 ,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可配合应用。 根据介质的种类、压力、温度、污垢和其它条件，管板与壳体的连接方式，换热管 的型式与传热条件、造价、维修检查方便等情况，根据各种结构形式的特点来选择、设计、制造各种管壳式换热器。 管程结构 换热管规格和排列的选择 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 ， 57 252, 的耐酸不锈钢管。 10 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截用。我国生产的钢管长度多为 6m、9m，故系列标准中管长有 2m， 3m， 6m 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 4 6。 管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图 与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转 45安装（图 4（ 3），可在一定程度上提高表面传热系数。 图 管子在管板上的排列 管板 固定管板式换热器的两端管板采用焊接方法与壳体连接固定。 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。 封头和管箱 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 400圆形用于大直径的壳体。 管箱 列管式换热器管箱即换热器的端盖，也叫分配室。用以分配液体和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换。 管箱的最小内侧深度应符合以下两个条件 1） 轴向开孔的单管程管箱，开口中心处的最小深度应不小于接管内直径的 11 1/3。 2） 多管程的内侧深度应保证两程之间的最小流通面积不小于每 管程换热管流通面积的 操作允许时也可等于换热管的流通面积。 3） 管箱长度还应考虑管程进出管开孔补强的 2B 边缘应力影响范围 ,如果紧挨壳程进出管 ,还应考虑装卸螺栓螺母 ,这点新手特别容易忽视 ,特别在不按比例制图情况下 ,个别情况还应考虑人进入管箱维护的空间 。 4） 管箱的长度还应考虑接管到封头切线的距离，接管焊缝到法兰密封面之间的距离 壳程结构 壳体 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 : 式中 D 壳体内径， m； t 管中心距， m； 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) 可由下面的公式计算。 管子按正三角形排列时 : 管子按正方形排列时 : 式中 n 为换热器的总管数。 折流挡板 12 安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。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，使湍动程度大为增加。 常用的折流挡板有圆缺形 和圆盘形两种，前者更为常用。 切去的弓形高度约为外壳内径的 1040，一般取 20 25，过高或过低都不利于传 热。 图 折流板 两相邻挡板的距离 (板间距 )h 为外壳内径 D 的 (1)倍。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。 对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图 2可 以看出，弓形缺口太大或太小都会产生 死区 ，既不利于传热，又往往增加流体阻力。 13 图 挡板切除对流动的影响 挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修 ，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的 国系列标准中采用的挡板间距为： 固定管板式有 100150200300450600700浮头式有 100150200250300350450480 600种。 图 装有圆形折流 挡板的列管换热器 缓冲板 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。 其它主要附件 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 14 (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 m3/s； u m/s。 流速 u 的经验值为 : 对液体： u=1 2 m/s； 对蒸汽： u=20 50 m/s； 对气体： u=(15 20)p/； 式中 p 为压强，单位为 为气体密度，单位为 kg/ 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 : 式中 u 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。 15 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，如图所示。 图 壳式换热器的操作强化 、 主要控制参数及选用要点 操作强化 当管壁两侧传热分系数相差很大时（如粘度小的液体与气体间的换热），应设法减小传热分系数低的一侧的热阻。如果管外传热分系数小，可采用外螺纹管以增大管外一侧的传热面积和流体湍动，减小热阻。如果管内传热分系数小，可在管内设置麻花铁，螺旋圈等添加物，以增强管内扰动，强化换热，当然这时流体的流动阻力也将增大。 主要控制参数 管壳式换热器的主要控制参数为加热面积、热水流量、换热量、热媒参数等。 选用要点 16 1）根据已知冷、热流体的流量， 初、终温度及流体的比热容决定所需的换热面积。初步估计换热面积，一般先假定传热系数，确定换热器构造，再校核传热系数 K 值。 2）选用换热器时应注意压力等级，使用温度，接口的连接条件。在压力降，安装条件允许的前提下，管壳式换热器以选用直径小的加长型，有利于提高换热量。 3）换热器的压力降不宜过大，一般控制在 间； 4）流速大小应考虑流体黏度，黏度大的流速应小于 s；一般流体管内的流速宜取 s；易结垢的流体宜取 s。 5）高温水进入换热器前宜设过滤器。 6）热交换站中 热交换器 的单台处理和配置台数组合结果应满足热交换站的总供热负荷及调节的要求。在满足用户热负荷调节要求的前提下，同一个供热系数中的换热器台数不宜少于 2 台，不宜多于 5 台。 3 5 流动空间的选择 在管壳式换热器的设计中，首先要决定哪种流体走管程，哪种流体走壳程。这需要遵循一些一般原则。 应尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热 面两侧的传热系数接近。 在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量的损失，而对于一些制冷装置，应尽量减少其冷量的损失。 管、壳程的决定应尽量做到易于清洗除垢和修理，以保证运行的可靠性。 应减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力。从这个角度来说，顺流式就优于逆流式，因为顺流式进出口端的温度比较平均不像逆流式那样，热、冷流体的高温段都集中在一端，低温部分集中于另一端，易于因两端收缩不同而产生热应力。 流量小而粘度大（ ）的流体一般以壳程为宜，因在壳程 00即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。 对于有毒的介质或气体介质，必使其不泄露，应特别注意其密封，密封不 17 仅要可靠而且还要求方便和简单。 应尽量避免采用贵金属，以降低其成本 以上这些原则有的是相互矛盾的，所以在具体设计时应综合考虑，决定哪一种流体走管程，哪一种流体走壳程。 1、 适于通入管内空间（管程）的流体 1） 不清 洁的流体 因为在管内空间得到较高的流速并不困难，而流速高时，悬浮物不易沉淀，且管内空间也易于清洁。 2） 体积小的流体 因为管内空间的流动截面往往比管外空间的流动截面小，流体易于获得必要的理想流速，而且也便于做多程流动。 3） 有压力的流体 因为管子承压能力强，而且简化了壳体的密封要求。 4） 腐蚀性强的流体 因为只有管子及管箱才需要用耐腐蚀的材料，而壳体及管外空间的所有零件均可用普通材料制造，所以可以降低造价。此外，在管内空间装设保护用的衬里或覆盖层也比较翻遍，并容易检查。 5） 与外界温差较大的流体 因为可以减少热量的散失。 2、 宜于通入管间空间（壳程）的流体 1）当两流体温度相差较大时， 值较大的流体走管间 这样可以减少管壁与壳壁间的温度差，因而也减少了管束与壳体间的相对伸长量，故温差应力可以降低 2）若两流体的给热性能相差较大时，值较小的流体走管间 此时可用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。 3）饱和蒸汽 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。 4）粘度大的液体 管间的流动截面与方向都在随时变化，在低雷诺准数下，管外给热系数比管内 大。 5) 被冷却的流体 可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。 6）泄漏后危险性大的流体 可以较少泄露机会，以保安全。 此外，易析出结晶、沉渣、淤泥以及其它沉淀物的流体，最好通入比较更容易清洗的流动空间，在管壳式换热器中，一般易清洗的是管内空间。但在 头式换热器中，易清洗的都是管外空间。 18 3 6 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 表 1 列管换热器内常用的流速范围 流体种类 流速 m/s 管程 壳程 一般液体 宜结垢液体 气 体 3 1 5 30 15 表 2 液体在列管换热器中流速（ 在钢管中） 液体粘度 s 最大流速 m/s 1500 1000 500 500 100 100 53 35 1 1 19 3 7 流动方式的选择 除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。 当采用多管程或多壳 程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正。 乙二醇 甲苯 分子量 M 62 92 密度 ， /度 ， Pas 1010热 ） 热系数 ， W/(m ) 许压强降， 口温度 120 25 出口温度 105 60 20 4 管壳式换热器的设计计算 管壳 式换热器的选用和设计计算步骤基本上是一致 的，其基本步骤如下： 1、 试算并初选设备规格 （ 1） 根据传热任务，计算传热速率； （ 2） 计算传热温差，并根据温差修正系数不小于 定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温； （ 3）选择流体在换热器中的通道； （ 4） 确定流体在换热器中的流动途径。 （ 5） 根据传热任务计算热负荷 Q。 （ 6）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。 （ 7）计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于 定壳程数。 （ 8）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。 （ 9） 依据传热基本方程，估算传热面积，并确定换热器的基本尺寸或按系列标准选择换热器的规格； （ 10） 选择流体的流速，确定换热器的管程数和折流板间距。 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 计算传热系数，校核传热面积 计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算传热系数和所需的传热面积。一般选用换热器的实际传热面积比计算所需传热面积大 10% 25%， 若 K/K 否则另设总传热系数，另选换热器，返回第一步，重新进行校核计算。 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 21 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。 4 1 管壳式换热器的型式选择 两流体温度变化情况：热流体乙二醇入口温度 20，出口温度 05；冷流体甲苯入 口温度 5 ，出口温度 0 。乙二醇的定性温度T=(2)/2=(120+105)/2=甲苯的定性温度 t=(t1+2=(25+60)/2=70。操作压力： 乙二醇 苯 端温差较大，压力较小，故可采用固定管板式换热器。 为了减小热损失，采用乙二醇走管程，甲苯走壳程，采用逆流，管内乙二醇流速选取 s。选用热管 25内径 径 固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈 （ 或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。 固定管板式换热器 主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板 外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但 壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用。 此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖 ，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差 50 以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在 22 壳壁与管壁温差低于 60 70 和壳程流体压强不高的情况。由于补偿圈过厚，难以伸 缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。 固定管板式换热器的特点 1、 旁路渗流较小； 2、 造价低； 3、 无内漏； 4、 固定管板式换热器的缺点是，壳体和管壁的温差较大，易产生温差力，壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命较低，不适用于壳程易结垢场合。 图 2 固定管板式换热器 4 2确定物性参数 定性温度：可取流体进 出 口温度的平均值。 壳程 流体甲苯 的定性温度： t=(t1+2=(25+60)/2= 管程流体 乙二醇 的定性温度： T=(2)/2=(120+105)/2=。 甲苯 在 的有关物性数据如下： 密度 1=压比热容 ) 热 导率 1=m ) 粘度 1=10s 乙二醇 在 的有关物性数据如下： 密度 i=951.2 kg/压比热容 K) 热 导率 i=m K) 粘度 i=10s 23 流量 h 算传热面积 流量 Qi=1 （ 120 106kJ/h 平均传热温差 (逆流 ： 所以 =1200 ， =1050 所以， =(600/80) 1221 =（ 120（ 60 112 tT =（ 60（ 120 24 由此图可估计温度校正系数 =为 可采用单壳程换热器。 平均温差 = 苯用量 流量 i/【 =106【 (60 =104 kg/h 算传热面积 利用化工原理附表，根据两种流体的性质，可查出换热器总传热系数，取其值为 K 估 =350 )K /( 2 A 估 =(K 估 =754945（ 350 艺结构尺寸 艺结构尺寸 选用 25热管（碳钢），取管内流速 ,其内径径 25 程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 ns=3600 3600 59(根 ) 按单 程管计算，所需的传热管长度 L=A 估 /( 59) 单程管设计， 取 L =p=L/L =2（管程） 传热管总根 数 N=59 2=118 根 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。 取管心距则 横过管束中心线的管数 (N)(118)12 (根 ) 体内径 采用多管程结构，取管板利用率 ，则 参考化工单元过程及设备课程设计 2,壳体内径 D=(N/ )32 (118/据国家标准， 圆整可取 D=600 折流板 采用弓形折流板 （水平圆缺） ，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的 %25 ，则切去的圆缺高度为 h=D=600=150折流板间距 ，则 B=600=300流板数 L /B) 1=(4500/300) 1=14 块， 折流板圆缺水平装配。 26 管 壳程流体进出口接管：取接管内循环 甲苯 流速为 ，则接管内径为 =（ 4 104） /(3600 1)程流体进出口接管：取接管内循环水流速为 u=2m/s，则接管内径为 =(4 (3600 2)中 m3/s；