列管式换热器的设计

1、列管式换热器的设计 一、概述 在化工、石化、石油炼制等工业生产中，换热器被广泛使用。在一般化工的建设中，换热器约占总投资的11。在炼油厂的常、减压蒸馏装置中，换热器约占总投资的20%。若按工艺设备重量统计，换热器在石油、化工装置中约占40%左右。随着化工、石化、炼油工业的迅速发展，各种新型换热器不断出现，一些传统的换热器的结构也在不断改进、更新。今后换热器的发展趋势将是不断增加紧凑性、互换性，不断降低材料消耗，提高传热效率和各种比特性，提高操作和维护的便捷性。换热器的类型很多特点各异，分类方法也不尽相同。苦按其用途分，有加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。技其结构类型分，有列管式、板式、

2、螺旋板式、板翅式、板壳式利翅片管式等。若按传热原理和热交换方式分，有直接混合式、蓄热式和间壁式三类，列管式换热器是间壁式换热器的主要类型，也是应用最普遍的一种换热设备。列管式换热器发展较早，设计资料和技术数据较完整目前在许多国家中都已有系列化标准产品。虽然在换热效率、紧凑件、材料消耗等方面还不及一些新型换热器，但它具有结构简单、牢固、耐用，适应性强，操作弹性较大，成本较低等优点，因而仍是化工、石化、石油炼制等工业中应用最广泛的换热设备,也是各类换热器的主要类型。 二、列管式换热器的结构、固定及各种性能参数 1列管式换热器的结构 列管式换热器主要由壳体、换热管束、管板(又称花板)、封头(又称端盖

3、)等部件组成，图11为它的基本构型，此式为卧式换热器，除此之外还有立式的。在圆筒形的完体内装有换热管束，管束安装固定在壳体内两端的管板上。封头用螺钉与壳体两端的法兰连接，如需检修或清洗，可将封头盖拆除。 图11 列管式换热器的基本结构冷、热流体在列管式换热器内进行换热时，一种流体在管束与壳体间的环隙内流动，其行程称为壳程；另一种流体在换热管内流动，其行程称为管程。管内流体每通过一次管束称为一个管程。如需要换热器较大传热面积时，则应排列较多的换热管束。为提高管程流体流速，强化传热，可将换热管分为若干组，使流体依次通过每组管子往返多次。流体的这种行程称为多管程。多管程虽有利于提高对流传热系数，但能

4、量损失增加操作费用增加，传热温度差减小，故管程也不宜过多，以2、4、6程最为多见。换热管束的表面积，即为换热器的传热而积。同理，管外流体在环隙内每通过一次壳体称为一个壳程。为了提高壳程流体的涡流程度，以提高对流传热系数，强化传热，可在壳体内安装横向式或纵向式的折流挡板。这样，壳程流体的流速和流向可不断发生改变，使雷诺数凡在较低时( )即可达到湍流。2换热管的固定 管子在管板上的固定，原则是必须保证管子和管板连接牢固，不能在连接处产生泄漏，否则会给操作带来严重故障。目前广泛采用胀接法和焊接法，在高温高压时有时也采用胀接加焊接的方法，近来出现了一种爆炸胀管法。(1)胀接法胀接法是用胀管器挤压伸人管

5、板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时产生弹性交形。当取出胀管器后，管板孔弹性收缩，管板和管子就会紧紧挤压在一起，实现密封紧固。采用胀接时，管板硬度应比管端高，这样可免除在胀接时管板孔产生塑性变形影响胀接的紧密性。胀接法一般多用于压力低于 、温度低于300 的场合。如果温度高，管子和管板会产生蠕变，胀接应力松弛而引起连接处泄漏。所以对高压、高温、易燃易爆的流体，换热管的紧固多采用焊接法。 (2)焊接法当温度高于300或压力高于 时，一般多采用焊接法。这样可保证高温高压时连接的紧密性，同时焊接工艺较胀管工艺简便，管板孔加工要求低，且压力不太高时可使用较薄的管板，因此焊接法被广泛采用。但

6、焊接法由于焊接接头处的热应力，可能会造 成应力腐蚀和破裂，同时管板孔与管于间存在间隙。3换热管的排列与管数 (1)换热管的排列换热管在管板上的排列方法丰要有等边二角形、正方形直列和正方形错列等，等边二角形排列较紧凑，可在一定管板而积上配制较多的管子数传热效果也好，管板的强度较高，在管板加工时也便于划线与钻孔，但管外清洗较困难。正方形直列则管外清洗方便，适合于壳程流体易结垢的情况，但其对流传热系数较小，一定管板面积可排列的管于数少。若将管束斜转45，变成正方形错排，可增强传热效果。(2)换热管报数选定了管内流体和管径，由流量方程式可得到单程的管数n，即式中Q流体体积流量， d管内径，m 流体流速

7、，m/s n必须为整数。按单管程计算，管长L为式中，A为传热面积，单位为m2。按单程计算时，如管子太长，则可采用多管程，设管程数为m，则式中L按单程计算的管长，m l选定的每程管长，m。m必须为整数。这样，换热器的总管数N则为 Nnm换热器长度与壳体直径之比LD，一般取610，直立设备取46。按上述步骤计算后，再进行管子排列，并计算出壳体直径，然后校核L/D的数值。 4管中心距 管板上两管中心距离称为管中心距(又指相邻两管的中心距)。管中心距的确定，主要考虑管板的强度和清洗管外表面所需空隙，也与管子在管板上的固定方法有关。当管子采用焊接法固定时，相邻两管的焊缝太近，会相互受到热影响，而使焊接质

8、量不易保证。所以采用焊接法时，管中心距t与管外径do的比例常取t=1.25do。如果采用胀接法，较小的管中心距会造成管板在胀接时，出于挤压力的作用而发生形变，失去了管子与管板间的紧固性，所以来用胀接法时常取t=(1.31.5)do。5管子的分程 为了提高管内流体流速，强化对流传热，常常采用多管程。这可在流道(管箱)中安装与管子中心轴线相平行的分程隔板来实现。分程可采用各种不同的组合形成，但每一程中的管数应大致相等。隔板的形式应简单，密封长度应短。常用的管程数有单程、双程、四程和六程。三、列管式换热器的选用步骤与计算 1列管式换热器的选用步骤 (1)了解生产任务、工艺特点和基本数据冷、热流体的流

9、量，进、出口温度，操作压力；冷、热流体的已知物性参数；冷、热流体的工艺特点，包括腐蚀性、悬浮物含量、有无相变等。(2)确定流体流动途径(流程)，确定换热器类型(3)进行选择设备型号的有关计算计算两流体的定性温度，在此温度下查取流体的有关物性参数，如密度、粘度、比热容、导热系数等。根据生产换热任务计算热负荷。计算对数平均温度差，并根据温差校正系数不应小于0.8的原则决定壳程数。根据总传热系数K值的经验数值范围，初步选定总传热系数K值。根据总传热速率方程，由初选的K值，计算出传热面积，由此在换热器系列标准中初步选出合适的设备型号。计算管程、壳程压力降。根据初选的换热器型号，计算两流体的流速和压力降

10、，检查计算结果是否合理或是否满足工艺要求。若压力降不符合要求，则要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或另选一种规格的换热器再重新计算压力降，直至满足要求为止。核算总传热系数。分别计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算总传热系数，并与开始初选的总传热系数进行比较。如果相差较多，则应再次设定总传热系数，重复以上讨算步骤，直至接近为止。计算传热画积。根据核算后的K值与总传热速率方程，求出完成换热任务所需要的换热器面积A，再与所选换热器的实际面积A进行比较，一般A/A1.151.25，以留一定的裕量。2列管式换热器的计算 传热速率方程式 式中Q传热速率(热负荷)，W：K总传热系数， ；S与

11、K值对应的传热而积，m2；平均湿度差，。(1)传热速率(热负荷)Q传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则 Q 式中W流体的质量流量，kg/h或kg/s；cp流体的平均定压比热容，kJ(kg)：T热流体的温度，；t冷流体的温度，：下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，且冷凝液在饱和温度下排出，则 Q= 式中W饱和蒸汽的冷凝速率，kg/h或kg/s； r饱和蒸汽的气化热kJ/kg。(2)平均温度差tm恒温传热时的平均温度差 变温传热时的平均温度差逆流和并流 式中t1，t2分别为换热器两端热、冷流体的温差，。错流和折流 式中t按逆

12、流计算的平均温差，； 温差校正系数，无量钢， 。温差校正系数 根据比值P和R，通过查图所得。该值实际上表示特定流功形式在给定工况下接近逆流的程度。在设计中，除非出于必须降低壁温的目的，否则总要求 0.8，如果达不到上述要求，则应改选其他流动形式。(3)总传热系数K(以外表面积为基准)K = 式中K总传热系数， ；i，o传热管内、外侧流体的对流体传热系数， ；Rsi,Rso传热管内、外侧表面上的污垢热阻， ；di，do，dm传热管内径、外径及平均直径，m；传热管壁导热系数， ；b传热管壁厚，m。(4)对流传热系数流体的不同流动状念下的对流传热系数的关联式不同。(5)污垢热阻在设计换热器时，必须采

13、用正确的污垢系数否则热交换器的设计误差很大。因此污垢系数是换热器设计中非常重要的参数。3.流体流动阻力计算主要公式 （1）管程压力降多管程列管换热器，管程压力降Pi；Pi=（P1+P2）Ft Ns Np式中P1直管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；P2回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；可由经验公式P2=3( )估算；Ft结垢校正系数，无因次，25x2.5mm的换热管取1.4；19x2mm的换热管取1.5；Ns串联的壳程数；Np管程数。（2）壳程压力降 壳程无折流挡板 壳程压力降技流体沿直管流动的压力降计算，以壳方的当量直径d代替直苛内径d。 壳秤仑折流挡板 计算方法有Bell法、Kern法、

14、Esso法等。Bell法汁算结果与实际数据一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。工程计算中常采用Esso法，该法计算公式如下：Pi=(P1+P2)Ft Ns式中P1流体横过管束的压力降，Pa；P2流体流过折流挡板缺口的压力降，Pa；Ft结垢校正系数，无因次，对液体Ft=1.15；对气体Ft=1.0； P1= P2= 式中 F管子排列方式对压力降的校正系数：三角形排列F=0.5，正方形直列F=0.3，正方形错列F=0.4；壳程流体的摩擦系数， ；横过管束中心线的管数；折流板间距，m；壳体直径，m；折流板数目；按壳程流通截面积计算的流速，m/s。四、列管式换热器设计示例 设

15、计示例：列管式换热器设计设计条件：将5600kg/h的煤油从180冷却到50，压力为0.3MPa，循环冷却水压力为0.4MPa，循环水入口温度为25，出口温度为35。煤油定性温度下的物性数据：* MERGEFORMAT ； * MERGEFORMAT =0.Pas * MERGEFORMAT =2.22kJ/（kg）； * MERGEFORMAT =0.140W/（m） 1、确定设计方案 （1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度180，出口温度50；冷流体（循环水）进口温度25，出口温度35。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁

16、温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用25x2.5的碳钢管，管内流速去ui=0.5m/s.2、确定物性数据 TC 确定物性数据 f C l 1 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。壳程混和气体的定性温度为 管程流体的定性温度为 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。煤油在115下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度 * MERGEFORMAT 定压比热容 * MERGEFORMAT =2.22kJ/（

17、kg） 导热系数 * MERGEFORMAT =0.140W/（m）粘度 * MERGEFORMAT =0.Pas循环水在30 下的物性数据： 密度 * MERGEFORMAT =996/m3 定压比热容 * MERGEFORMAT =4.17kJ/(kg) 导热系数 * MERGEFORMAT =0.618W/(m)粘度 * MERGEFORMAT =0.Pas3、计算总传热系数 （1）热流量（2）平均传热温差 TC 平均传热温差 f C l 2 先按照纯逆流计算，得 （3）冷却水用量TC 冷却水用量 f C l 2 = （4）总传热系数K管程传热系数= =2632W/ (m2)壳程传热系数

18、假设壳程的传热系 = 290 W/（m2)污垢热阻 = 0. m2/W =0. m2/W管壁的导热系数 = 45W/(m) K = = 218.0W/（m2)4、计算传热面积 = = 43.8m2考虑15的面积裕度，S = 1.15 =1.1543.8 = 50.4m25、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 =0.5m/s。（2）管程数和传热管数 TC 管程数和传热管数 f C l 2 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 按单程管计算，所需的传热管长度为 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数

19、为 (管程)传热管总根数 Nt=692=138(根)（3）平均传热温差校正及壳程数 TC 平均传热温差校正及壳程数 f C l 2 平均温差校正系数 按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。但R=13的点在图上难以读出，因而相应以1/R代替R，PR代替P，查同一图线，可得 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 TC 传热管排列和分程方法 f C l 2 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t=1.25d0，则 t=1.2525=31.2532 * MERGEFORMAT

20、 横过管束中心线的管束 (根) （5）壳体内径 TC 壳体内径 f C l 2 采用多管程结构，取管板利用率=0.7，则壳体内径为 圆整可取D=500mm（6）折流板 TC 折流板 f C l 2 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=0.25500=125mm，故可 * MERGEFORMAT 取h=120mm取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3500=150mm，可取B为150mm。折流板数目NB= 折流板圆缺面水平装配。（7）接管 TC 接管 f C l 2 壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u1=1.0m/s，则接管内径为取标准管径为5

21、0mm管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u2=1.5m/s，则接管内径为取标准管径为90mm6、换热器核算 TC 换热器核算 f C l 1 （1）热流量核算 TC 热流量核算 f C l 2 壳程对流传热系数 TC （1）壳程表面传热系数 f C l 3 对圆缺形折流板，用克恩法计算 * MERGEFORMAT 当量直径，由正三角形排列得 * MERGEFORMAT = 壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普朗特数 * MERGEFORMAT 粘度校正 * MERGEFORMAT 管程对流传热系数 TC （2）管内表面传热系数 f C l 3 * MERGEFORMAT 管程流

22、体流通截面积 * MERGEFORMAT 管程流体流速 普朗特数 传热系数 TC （4） 传热系数 f C l 3 * MERGEFORMAT 传热面积 该换热器的实际传热面积为Sp 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）换热器内流体的流动阻力 TC 换热器内流体的流动阻力 f C l 2 管程流体阻力 TC （1）管程流体阻力 f C l 3 * MERGEFORMAT * MERGEFORMAT , * MERGEFORMAT 由Re=12385，传热管相对粗糙度 * MERGEFORMAT ，查莫狄图 ，流速 =0.498m/s, ,所以， 管程流体阻力

23、在允许范围之内。 壳程阻力 TC （2）壳程阻力 f C l 3 * MERGEFORMAT * MERGEFORMAT , 流体流经管束的阻力 * MERGEFORMAT F=0.5 , * MERGEFORMAT 0.50.516314(39+1) =732.3(Pa)流体流过折流板缺口的阻力 * MERGEFORMAT , B=0.15m , D=0.50m总阻力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。 换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果 TC （3）换热器主要结构尺寸和计算结果 f C l 3 见下表：参数管程壳程流量，kg/h38757

24、5600进/出口温度/25/35180/50物性定性温度/30115密度/（kg/m3）996825定压比热容/kJ/（kgk）4.172.22粘度/（Pas）热导系数（W/mk） 0.6180.140设备结构参数形式固定式壳程数1壳体内径/800台数1管径/252.5管心距/32管长/6000管子排列管数目/根208折流板数/个23传热面积/82折流板间距/250管程数2材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s）0.4990.133表面传热系数/W/（k）58037529.37污垢热阻/（k/W）0.0.阻力/ MPa0.048010.00132热流量/KW680.5传热温差/K44.7传

25、热系数/W/（K）215.6裕度/%47.9%参考文献1 韩叶象，化工机械基础.上海：上海高等教育出版社，19902 化工设备编写组，化工设备机械基础.北京：化学工业出版社，19813 王振中，化工原理，化学工业出版社，20014 陈敏恒等，化工原理北京：化学工业出版社，19865 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，19856 韩冬冰，化学工程设计北京：学苑出版社，19977 大连理工大学，化工原理.大连理工大学出版社，19938 兰州石油机械研究所，换热器.上册.烃加工出版社，19869 国家医药局上海医药设计院化工工艺设计手册北京：化学工业出版社，198610 谭天

26、思等化工原理第版北京：化学工业出版社，1990 TOC o 1-3 h z u 列管式换热器的设计. PAGEREF _Toc h 1 08D0C9EA79F9BACE118C8200AA004BA90BEFF00 一、概述. PAGEREF _Toc h 1 08D0C9EA79F9BACE118C8200AA004BA90BEFF00 二、列管式换热器的结构、固定及各种性能参数. PAGEREF _Toc h 1 08D0C9EA79F9BACE118C8200AA004BA90BEFF00 1列管式换热器的结构. PAGEREF _Toc h 1 08D0C9EA79F9BACE118C8200AA004BA90BEFF00 2换热管的固定. PAGEREF _Toc h 2 08D0C9EA79F9BACE118C8200AA004BA90BEFF00 3换热管的排列与管数. PAGEREF _Toc h 3 08D0C9EA79F9BACE118C8200AA004BA90BEFF00 4管中心距. PAG