列管式换热器的设计和选用

1、列管式换热器的设计和选用列管式换热器的设计和选用 一、列管式换热器的选用原则一、列管式换热器的选用原则1. 1. 冷、热流体流动通道的选择的一般原则冷、热流体流动通道的选择的一般原则a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。e) 流量小而粘度大（）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re100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。

2、f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。2. 2. 流速的选择流速的选择流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数（给热系数），而且影响污垢热阻，从而影响总传热系数的大小。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。根据经验，表1及表2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。 流体种类流体种类 流速流速管程管程壳程壳程一般流体一般流体0.530.21.5易结垢流体易结垢流体 10.5

3、气体气体530315列管式换热器内常用的流速范围列管式换热器内常用的流速范围液体粘度液体粘度最大流速最大流速 1500 0.6 1500500 0.75 500100 1.1 10035 1.5 351 1.8 1 2.4sm3102mSN sm不同粘度液体的流速不同粘度液体的流速3. 传热总系数的确定传热总系数的确定 计算值的基准面积，习惯上常用管子的外表面积。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、流体物性等）与某已知值的生产设备相同或相近时，则可采用已知设备值的经验数据作为自己设计的值。表3为常见列管式换热器值的大致范围。由下表选取大致值。热流体热流体冷流体冷流体 传热系数传热系数

4、水水轻油轻油重油重油气体气体水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝低沸点烃类蒸气冷凝（常压）低沸点烃类蒸气冷凝（常压）低沸点烃类蒸气冷凝（减压）低沸点烃类蒸气冷凝（减压）水水水水水水水水水水气体气体水沸腾水沸腾轻油沸腾轻油沸腾重油沸腾重油沸腾水水水水850170034091060280172801420425030300200042504551020140425 455114060170K CmW 2当有污垢热阻时，用下式进行值核算。 式中：给热系数，W/m2.； R污垢热阻，m2. .W； 管壁厚度，mm； 管壁导热系数，W/m.

5、；当管壁较薄时，近似按平壁计算，即： 在用上式计算值时，污垢热阻、通常采用经验值，常用的污垢热阻大致范围下表。2222112112111mmAAddKAAdd222212122112112111mmAAddRRRRKAAdd2R12122121211111RRRRK 流体流体 污垢热阻污垢热阻 流体流体 污垢热阻污垢热阻 水水 溶剂蒸汽溶剂蒸汽 0.14 蒸馏水蒸馏水 0.09 水蒸气水蒸气 海水海水 0.09 优质（不含油）优质（不含油） 0.052 清净的河水清净的河水 0.21 劣质（不含油）劣质（不含油） 0.09 未处理的凉水塔用水未处理的凉水塔用水 0.58 往复机排出往复机排出

6、0.176 已处理的凉水塔用水已处理的凉水塔用水 0.26 液体液体 已处理的锅炉用水已处理的锅炉用水 0.26 处理过的盐水处理过的盐水 0.264 硬水、井水硬水、井水 0.58 有机物有机物 0.176 气体气体 燃料油燃料油 1.056 空气空气 0.260.53 焦油焦油 1.7612/ kWKmRR12/ kWKm Ctsm 50,1常见流体的污垢热阻常见流体的污垢热阻4. 4. 流动方式的选择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

7、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。 冷却介质的选择是一个经济上的权衡问题，按设冷却介质的选择是一个经济上的权衡问题，按设备费用和操作费用的最低原则确定冷却介质的最优出备费用和操作费用的最低原则确定冷却介质的最优出口温度口温度C 453CaCO3MgCOoptt2Ctm 10 根根据一般经验过程要有一定的推动力，据一般经验过程要有一定的推动力， 冷却介质若是工业用水，含有冷却介质若是工业用水，含有 、 等等盐类，其溶解度随着温度上升而降低，为了防止

8、盐类盐类，其溶解度随着温度上升而降低，为了防止盐类析出，形成垢层，工业冷却水出口温度应小于析出，形成垢层，工业冷却水出口温度应小于 若根据若根据 、 在图上找不到相应的点，表明在图上找不到相应的点，表明此种流型无法完成指定换热任务，应改为其他流此种流型无法完成指定换热任务，应改为其他流动方式。动方式。 若若 ，经济上不太合理，且操作温度变，经济上不太合理，且操作温度变化时，可能使化时，可能使 急剧下降，影响操作的稳定性，急剧下降，影响操作的稳定性，应改为其他流动方式。应改为其他流动方式。P R8 . 05.5.换热管规格换热管规格换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流

9、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。 目前我国试行的系列标准规定采用252.5和192两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有382.5，572.5的无缝钢管和252, 382.5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。 6.6.换热管的排列换热管的排列管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（

10、图a，图b）。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c），可在一定程度上提高表面传热系数。 0Reude 020244ddlde 02024234ddlde AVu 0 ldBDA01l0dBD对正方形对正方形对正三角形对正三角形为相邻两管的中心距，为相邻两管的中心距， 为管外径，为管外径， 两块挡板间距离，两块挡板间距离，为壳体直径为壳体直径7.7.折流挡板折流挡板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

11、适当。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3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。 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0.21.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。 8. 8. 流体通过换热器时阻力的计算流体通过换热器时阻力的计算

12、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格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104105 Pa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)0.1Pa0.5Pa5104 Pa（1 1）管程阻力损失）管程阻力损失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Pt应是各程直管摩擦阻力Pi、每程回弯阻力Pr以及进出口阻力PF三项之和。而PF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Pt： tirP

13、( PP ) FtNsNp 式中 Pi每程直管阻力：Pr每程回弯阻力：Ft结构校正系数，无因次，对于252.5的管子Ft=1.4；对于192的管子，Ft=1.5Ns串联的壳程数或串联的换热器数Np管程数2iP2lud2rP32u（2 2）壳程阻力损失）壳程阻力损失 图4. 壳程摩擦系数f0与Re0的关系 二.设计步骤1.1.计算计算换热器的热通量换热器的热通量2.2.作出适当的选择并计算作出适当的选择并计算mt 3.根据经验估计传热系数根据经验估计传热系数 ，计算传热面积，计算传热面积估估KA4.4.计算冷、热流体与管壁的计算冷、热流体与管壁的 5.5.压降校核压降校核6.6.计算传热系数，校

14、核传热面积计算传热系数，校核传热面积1.1.计算换热器的热通量计算换热器的热通量根据已知条件根据已知条件 、 、 、 、 ，求求 2111TTCqQpm 1T2T2Cp1Cp1mqQ2.2.作出适当的选择并计算作出适当的选择并计算mt 流向的选择流向的选择确定冷却介质出口温度确定冷却介质出口温度 ，求对数平均推动力，求对数平均推动力对对 进行进行 修正修正2t 22112211lntTtTtTtTtm 逆逆逆逆mt 2121ttTTR 1212tTttP 查图得到查图得到 逆逆mmtt 一般逆流优于并流一般逆流优于并流3.3.根据经验估计传热系数根据经验估计传热系数 ， 计算传热面积计算传热面

15、积估估KA 逆逆估估估估mmtAKTTCpq 2111根据根据 初选换热器初选换热器估估A4.4.计算冷、热流体与管壁的计算冷、热流体与管壁的确定冷、热流体走管程或壳程确定冷、热流体走管程或壳程确定管内流速确定管内流速根据所选换热管确定管子的排列根据所选换热管确定管子的排列目前我国国标采用目前我国国标采用 和和mmmm5 . 225 mmmm219 管长管长 有有1.5、2、3、4.5、6、9mlPiviNndqu2785. 0 nPN核定管壳式换热器内常用流速范围核定管壳式换热器内常用流速范围管程数管程数管子数管子数折流挡板折流挡板安装折流挡板的目的是为了提高管外安装折流挡板的目的是为了提高

16、管外对圆缺形挡板，弓形缺口的常见高度对圆缺形挡板，弓形缺口的常见高度国标挡板间距：国标挡板间距：取壳体内径的取壳体内径的20%和和25%固定管板式：固定管板式：100、150、200、300、450、600、700mm 浮头式：浮头式：100、150、200、250、300、350、450 （或（或480）、）、600mm管程给热系数管程给热系数i 1000Re 4 . 03 . 08 . 0023. 0piiiiCuddnNdqPivi 2785. 0 8 . 0PiN 若若 ，则改变管程数重新计算或重新估计，则改变管程数重新计算或重新估计估估Ki 估估K物性系数在定性温度下求得物性系数在定

17、性温度下求得14. 0 m 壳程给热系数壳程给热系数2000Re 36. 00 ed 55. 0Re31Pr14. 0 w 200010Re 5 . 00 ed 507. 0Re31Pr14. 0 w 若若 太小，则可减少挡板间距太小，则可减少挡板间距0 14. 0 w 95. 005. 1114. 0www 高粘度液体被冷却高粘度液体被冷却高粘度液体被加热高粘度液体被加热低粘度低粘度5.5.压降校核压降校核 管程阻力校核管程阻力校核23iPttuNfdlP :PN:tf3PtNP 允允PPt 管程数管程数管程结垢校正系数，对三角形排列取管程结垢校正系数，对三角形排列取1.5，正方形排列取正方

18、形排列取1.4改变管程数，应兼顾传热与流体压降两方面改变管程数，应兼顾传热与流体压降两方面的损失的损失必须调整管程数目重新计算必须调整管程数目重新计算 壳程阻力损失壳程阻力损失允允PPs 225 . 31200ufDBNNNFfPsBBTCs 可增大挡板间距可增大挡板间距:0u:BN:TCN:B:D:F:0f折流板数目折流板数目横过管束中心线的管子数横过管束中心线的管子数折流板间距折流板间距壳体内径壳体内径按壳程流动面积按壳程流动面积 计算所得的壳程流速计算所得的壳程流速 00dNDBATC 管子排列形式对压降的校正系数管子排列形式对压降的校正系数壳程流体摩擦系数壳程流体摩擦系数6.6.计算传

19、热系数计算传热系数 校核传热面积校核传热面积根据流体的性质选择适当的根据流体的性质选择适当的 垢层热阻垢层热阻R0111 RKi估估mtKQA 计计ldNAT0 20. 110. 1 计计AA否则重新估计否则重新估计 ，重复以上计算，重复以上计算估估K三、设计范例三、设计范例要求将温度为要求将温度为 的某液态有机物冷却至的某液态有机物冷却至 ，此有机物的流，此有机物的流量为量为 。现拟用温度为。现拟用温度为 的冷水进行冷却。要求换的冷水进行冷却。要求换热器管壳两侧的压降皆不应超过热器管壳两侧的压降皆不应超过 。已知有机物。已知有机物在在 时物性数据如下：时物性数据如下： Paat41081.

20、90 . 1 C 78C 60C 69hrT100Ct 101 3111997600162. 0215. 2mkgsPaKmWCkgkJCp 流程流程管路布置如图（参考图），已知泵进口段管长管路布置如图（参考图），已知泵进口段管长 ，泵出口段管长泵出口段管长 。（均不包括局部阻力损失）。（均不包括局部阻力损失）米米出出15 L米米进进5 Lhrkcal /1054. 95初选换热器初选换热器2111TTCpqQm607853. 0101003选冷凝水出口温度选冷凝水出口温度定性温度定性温度Ct 402Ctm 2521040 31119976 .9026078. 0179. 4mkgsPaKmW

21、CkgkJCp 计算计算mt 据此定性温度，查表得水的物性数据据此定性温度，查表得水的物性数据 CtTtTtTtTtm 7 .4310604078ln10604078ln12211221逆逆6 . 0103660781221 ttTTR441. 0107810361112 tTttP97. 0 初拟定采用单壳程，偶数管程的浮头式换热器。初拟定采用单壳程，偶数管程的浮头式换热器。由图查得由图查得 修正系数修正系数。参照表，初步估计参照表，初步估计 ，传热面积，传热面积254 .377 .4397. 070036008 .41861054. 9mtKQAm 逆逆估估估估 CmWK 2700估估由换

22、热器系列标准，初选由换热器系列标准，初选 型换热器型换热器IES225/5 . 4436 . 1500B 外壳直径外壳直径D/mm500管程数管程数Np2管长管长l/m4.5公称压强公称压强P/Mpa1.6管子排列方式管子排列方式正方形正方形管数管数NT124公称面积公称面积A/m2 243管子尺寸管子尺寸/mm252.5管中心距管中心距t/mm32根据经验估计传热系数根据经验估计传热系数 ，计算传热面积，计算传热面积估估KA管程流动面积管程流动面积 管内冷却水流速管内冷却水流速 管程给热系数管程给热系数 22210195. 0212402. 0785. 04mNNdAPT 461112251

23、2221004.1106 .90299746.002.0Re46.00195.0997360031860360086.31104041798 .41861054.9 imimdismAquhrTttCpQqi CmWidii 24 . 08 . 02317PrRe023. 0 管程给热系数计算管程给热系数计算壳程给热系数计算壳程给热系数计算 2 . 83600/8 .418614. 0106 . 08 .418653. 0Pr1070. 5106 . 099727. 1027. 0Re027. 0025. 014. 3025. 0785. 0032. 044427. 19970219. 036

24、001010036000219. 0032. 0025. 015 . 02 . 013432200222020232220202 CpdeumddtdesmAqumtdBDAm壳程中有机物被冷却，取壳程中有机物被冷却，取 95. 014. 0 W CmWdeW 214. 03155. 001717PrRe36. 0 att0 . 1允允许许值值 ，可行，可行PauNfdliPtt3544232 取管壁粗糙度取管壁粗糙度 ， 查图得查图得管程压降管程压降mm15. 0 0075. 0/ d 04. 0 管程压降的校核管程压降的校核取折流挡板间距取折流挡板间距 ，因系正方形排列，因系正方形排列，管束中心线管数管束中心线管数壳程流动面积壳程流