列管换热器工艺设计课件

换热器的外形换热器的外形1换热器的管束换热器的管束2第一节概述

目录第二节无相变换热器工艺设计第一节概述目录第二节无相变换热器工艺设计3一、列管式换热器的应用二、列管式换热器设计简介第一节概述一、列管式换热器的应用二、列管式换热器设计简介第一节概述4

一、列管式换热器的应用1.换热器定义：使热量从热流体传递到冷流体（或反之）的设备。2.应用（1）日常生活（2）航空航天（3）石油化工等行业一、列管式换热器的应用1.换热器定义：2.应用53.主要作用（1）使热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体（或反之），使流体温度达到工艺流程规定的指标（2）回收余热、废热，提高热能总利用率3.主要作用64.换热器分类及特点按作用原理或传热方式分直接接触式蓄热式间壁式4.换热器分类及特点按作用原理或传热方式分直接接触式蓄热式间7（1）直接接触式传热效率高、传热面积大、结构简单、价格便宜，仅适用于工艺允许两种流体混合的场合。（2）蓄热式换热器结构紧凑、价格便宜、传热面大、适合于气—气交换，适合于允许有少量流体混合的场合思考：你见过的直接接触式换热器有哪些？（1）直接接触式思考：你见过的直接接触式换热器有哪些？8

板式换热器蛇管套管热管换热器列管式换热器板式螺旋板式板壳式换热器（3）间壁式换热器管式换热器其它型式夹套式翅片式分类：板式换热器蛇管套管热管换热器列管式换热器板式螺旋板式板93.各种换热器的优缺点:(1)板式换热器:

优点：传热面积较大，设备紧凑，材耗低,传热系数大，热损失小。缺点：

承压能力较低，工作介质的处理量较小且制造加工较复杂，成本较高。3.各种换热器的优缺点:10（2）管式换热器:

具有结构简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适用面广等突出优点，因此被广泛用于化工生产中。（3）列管式换热器:

在化工生产中应用最为广泛，设计资料和数据较为完整，技术上比较成熟。（2）管式换热器:11

列管式换热器的设计、制造、检验与验收必须遵循中华人民共和国国家标准”钢制管壳式(即列管式)换热器”(GB151)执行.

二、列管式换热器设计简介列管式换热器的设计、制造、检验与验收必须遵循中华12换热器的公称直径做如下规定:

卷制圆筒，以圆筒内径作为公称直径，mm；钢管制圆筒，以钢管外径作为公称直径，mm；换热器的传热面积：是以传热管外径为基准，计算所得到的管束外表面积的总和，m2。公称传热面积，指经圆整后的计算传热面积。换热器的公称直径做如下规定:13换热器的公称长度：以传热管长度（m）作为换热器的公称长度。传热管为直管时，取直管长度；传热管为U型管时，取U型管的直管段长度。

该标准还将列管式换热器的主要组成部件为：前端管箱、壳体和后端结构（包括管束）三部分换热器的公称长度：该标准还将列管式换热器的主要组成14列管式换热器型号的表示方法如下：列管式换热器型号的表示方法如下：15列管换热器工艺设计课件16

列管式换热器的工艺设计包括下列内容：

(1)根据生产任务和要求确定设计方案；

(2)初步确定换热器结构和尺寸；

(3)核算换热器的传热能力及流体阻力；

(4)确定换热器的工艺结构。列管式换热器的工艺设计包括下列内容：17一、设计方案选择二、工艺结构设计三、换热器核算第二节无相变换热器工艺设计一、设计方案选择二、工艺结构设计三、换热器核算第二节无相变18

设计方案的原则是：达到工艺要求的热流量操作上要安全可靠结构上要简单可维护性要好尽可能节省操作费用和设备投资

一、设计方案选择设计方案的原则是：一、设计方案选择19

设计方案主要包括如下几个问题：

（一）选择换热器的类型（二）流程安排的一般原则（三）加热剂或冷却剂的选择（四）流体进出口温度的确定设计方案主要包括如下几个问题：20

(一)选择换热器的类型

1、固定管板式

(一)选择换热器的类型21固定管板式换热器适用于壳体流程清洁，不易结垢或管外侧污垢能用化学方法除掉的场合同时要求壳体壁温与管子壁温差不大(≤50℃)

当超过此应加温度补偿装置，通常是加一膨胀节这种装置只能用在管壁与壳体壁温差低于60～70℃及壳程压力不高的场合。固定管板式换热器222、浮头式换热器

优点：1.管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内；

2.管束可在壳体内自由伸缩，不会产生热应力。

缺点：结构复杂，造价高，制造安装要求高。2、浮头式换热器优点：1.管束可以从壳体中抽出23

适用于壳程流体易结垢，或壳体壁温与管壁温之差较大的场合，但要求管程流体较清洁，不易结垢。3、U型管式换热器适用于壳程流体易结垢，或壳体壁温324优点：具有浮头换热器的优点，克服了固定管板式换热器的缺点结构比浮式简单，制造方便，易于检修清洗常用于一些腐蚀严重，经常更换管束的场合。

4、填料函式换热器优点：具有浮头换热器的优点，克服了固定管板式换热器的缺点425缺点：密封性能差，故壳程中不宜处理易燃，易爆或有毒的流体同时要求壳程流体的压力不宜过高缺点：26（二）流程安排的一般原则：

1.易结垢流体应走易于清洗的一侧。

2.在设计上需要提高流体的速度时,应将需要提高流速的流体放在管程。

3.具有腐蚀性的流体应走管程。

4.耐高压的流体应走管程。

5.具有饱和蒸汽冷凝的换热器，饱和蒸汽应走壳程

6.粘度大的流体走壳程（二）流程安排的一般原则：27（三）加热剂或冷却剂的选择

一般情况下用作加热剂或冷却剂的流体应根据实际情况确定。

特殊情况下需要设计者自行选择。在化工生产中，水是常用的冷却剂，饱和水蒸气是常用的加热剂。（Why？）（三）加热剂或冷却剂的选择28（四）流体进出口温度的确定

工艺流体的进出口温度是工艺条件所定的。

加热剂或冷却剂的进口温度也是由此确定，但其出口温度有时可由设计者选定。该温度直接影响加热剂或冷却剂的用量以及换热器的大小，因而这个温度的确定有一个经济上的优化问题。（四）流体进出口温度的确定29（一）估算传热面积

1、换热器的热流量换热器的热流量是指在确定的物流进口条件下，使其达到规定的出口状态冷热流体间所交换的热量，或是通过冷热流体的间壁所传递的热量。

二、工艺结构设计（一）估算传热面积二、工艺结构设计30

在忽略热损失的条件下，对于无相变的工艺物流，换热器的热流量由下式确定：

Q1=m1Cp1△t1(3-1)

式中Q1——热流量，W；

m1

——工艺流体的质量流量，kg/s；

Cp1——工艺流体的定压比热容kJ/(kg.k)

△t1——工艺流体的温度变化，K在忽略热损失的条件下，对于无相变的工艺物流，换热器的31

对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定

Q1=D1r1(3-2)

式中D1

——蒸汽冷凝质量流量，kg/s；

r1

——

饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg.对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程则依冷凝量和冷凝322、加热剂或冷却剂用量加热剂或冷却剂用量取决于工艺流体所需的热量及加热剂或冷却剂的出口温度；

此外还和设备的热损失有关。

对于工艺流体被加热的情况，加热剂所放出的热量等于工艺流体所吸收的热量与损失的热量之和，即：2、加热剂或冷却剂用量33即

Q2=Q1+Q3(3-3)

式中

Q1——工艺流体所吸收的热量，w；

Q2——加热剂所放出的热量，w；

Q3——损失的热流量，w即Q2=Q1+Q334

若以水蒸气作为加热介质，则水蒸气的用量可用下式确定

W=Q2/rw式中

W——水蒸气的流量，kg/s；

rW——水蒸气冷凝热,kJ/kg

若以水蒸气作为加热介质，则水蒸气的用量可用下式确定35若以无相变流体作为加热剂，则用量如下

m2=Q2/Cp2△t2

（3-4）式中

m2——加热剂质量流量，kg/s；

Cp2——加热剂定压比热容，kJ/(kg.k)；△t2

——加热剂的进出口温度变化，k。

若以无相变流体作为加热剂，则用量如下36

对于工艺流体被冷却的情况：工艺流体所放出的热量=冷却剂所吸收的热量

+热损失；

在实际设计中，常忽略热损失，计算冷却水用量公式

m3=Q1/Cp3△t3

（3-5）

对于工艺流体被冷却的情况：37m3=Q1/Cp3△t3

（3-5）式中

m3——冷却剂质量流量，kg/s

Cp3——冷却剂定压比热容，kJ/(kg·k)△t3——冷却剂进出口温度的变化，k

关于换热设备热损失的计算可参考有关文献进行计算，一般近似取换热器热流量的3%～5%m3=Q1/Cp3△t3（3-5）383、平均传热温差

平均传热温差是换热器的传热推动力。其与流体的进出口温度和流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有三种：

并流、逆流和折流对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示

△tm=(△t1-△t2)/ln(△t1/△t2)

式中△tm——逆流或并流的平均传热温差，k；3、平均传热温差39图3-6列管式换热器内流型△t1，△t2可按图3-6所示进行计算图3-6列管式换热器内流型△t1，△t2可按图3-6所示40折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，即

△tm=ε△t△tm逆

式中△tm——折流情况下的平均传热温差,k

ε△t——温差校正系数在工程上，若无特殊需求，都普遍采用逆流传热。折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，414、估算传热面积

Ap=Q/K△tmAp——估算的传热面积，m2；

K——假设的传热系数，w/(m2.k)；△tm——平均传热温差，k思考：如何强化传热效果？4、估算传热面积思考：如何强化传热效果？42（二）选择管径和管内流速管径选择基本原则：若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高，而且对于同样的传热面积来说可减少壳体直径。但管径小，流动阻力大，机械清洗困难。设计时可根据具体情况用适宜的管径。目前国内常用的换热管规格和尺寸偏差见表3-2。（二）选择管径和管内流速43管内流速选择：要求：应使流体处于稳定的湍流状态，即Re>10000。若流速过大，易引起管子强烈振动；流速过小，传热系数较小。管内流速选择：44换热器的单程管子数：（3-9）式中

ns——单程管子数目；

v——管程流体的体积流量，

m3/s；

di——传热管内径，m；

u——管内流体流速，m/s。

（三）选择管长、确定管程数和总管数换热器的单程管子数：（三）选择管长、确定管程数和总管数45可求得按单程换热器计算所得的管子长度：

(3-10)

式中L——按单程管子计算的管子的长度，md0——管子外径，m如果按单程计算的管子太长，则应采用多管程。可求得按单程换热器计算所得的管子长度：46确定了每程管子长度之后，可求得管程数

(3-11)

式中L——按单程换热器计算的管子长度m；

l——选取的每程管子长度，m；

Np——管程数（必须取整数）

若采用多管程，则应按实际情况选择每程管子的长度。确定了每程管子长度之后，可求得管程数若采用多管程，则应按实47

换热器的总传热管数为

NT=Npns(3-12)

式中

NT——换热器的总管数。

列管换热器工艺设计课件48（四）平均传热温差校正及壳程数若选用多管程换热器，可提高管内表面传热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并损失部分传热温差。

这种情况下的平均传热温差下式计算：△tm=ε△t△tm逆可由R、P值按3-7~图3-10查取，一般要求其值不低于0.8（四）平均传热温差校正及壳程数可由R、P值按3-7~图3-149

（3-13a)

(3-13b)式中

T1

、T2——热流体进出口温度,℃

t1、t2

——冷流体进出口温度，℃思考：当P=0.4，R=1.8时，对于单壳程、四管程的换热器，其温度校正系数为多少？（3-1350列管换热器工艺设计课件51列管换热器工艺设计课件52传热管在管板上的排列有三种基本形式：正三角形、正四边形和同心圆排列。如图，

（五）管子排列传热管在管板上的排列有三种基本形式：（五）管子排列53（六）管心距管板上两传热管中心距离称为管心距。胀接时，取管心距

焊接时，取管心距t=1.25d0

（六）管心距胀接时，取管心距焊接时，取管心距54

一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心的距离用下式计算

于是可求各程相邻管子的管心距为2s。

一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心的距离用下式55（七）管束的分程方法要求：各程管子数应大致相等，隔板形式要简单，密封长度要短。（七）管束的分程方法56列管换热器工艺设计课件57列管换热器工艺设计课件58（八）壳体内径换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。对于单管程换热器壳体内径由下式确定

D=t(b-1)+(2～3)d0

式中t——管心距，mm；

d0——传热管外径，mm。

b与管子的排列方式有关。（八）壳体内径59列管换热器工艺设计课件60（九）折流板和支撑板作用：增大壳程流体的流速，加大其湍动程度，提高其表面传热系数，支撑换热管。（九）折流板和支撑板作用：增大壳程流体的流速，加大其湍动程度61

折流板有横向折流板和纵向折流板两类。横向折流板同时兼有支撑传热管，防止产生震动的作用。常用的形式有弓形折流板和圆盘-圆环形折流板。

弓形折流板结构简单，性能优良，在实际中最常用。

折流板间距，在阻力允许的条件下尽可能小。（Why？）折流板有横向折流板和纵向折流板两类。常用的形式有弓62

卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配，如下图所示。

卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配，如下63

（十）其他主要附件

1、旁路挡板

作用：防止由于壳体和管束之间的环隙过大，流体通过环隙短路。（十）其他主要附件作用：防止由于壳体和管束之间的环隙过大64

作用：防止壳程进口处流体直接冲击换热管，产生冲蚀。设置位置：在壳程物料进口处。

2、防冲挡板作用：防止壳程进口处流体直接冲击换热管，2、防65

（十一）接管管程流体进出口接管不宜采用轴向接管。如必须采用轴向接管时，应考虑设置管程防冲挡板，以防止流体分布不均或对管端的侵蚀。（十一）接管66

换热器的核算主要包括换热器的热流量，传热管壁温和流体阻力（一）热流量核算核算目的：检验所设计的换热器能否达到所规定的热流量，并留有一定传热面积裕度。列管式换热器传热面积以传热管外表面为准。（Why？）三、换热器核算换热器的核算主要包括换热器的热流量，传热管壁温和流体67

式中K——传热系数，W/m2K；

a0

——壳程表面传热系W/m2K；

R0——壳程污垢热阻，m2K/W；

Rw——管壁热阻，m2K/W；

Ri

——管程污垢热阻，m2K/W；

d0——传热管外径，m；

di——传热管内径，m；

dm——传热管平均直径，m；

ai——管程表面传热系数，W/m2.K。（3-21）规定:式中K——传热系数，W/m2K；（3-21）规定:68列管换热器工艺设计课件69式中：t——管间距，md0——传热管外径，m式中：t——管间距，m70雷诺数：Re0=deu0ρ/μ,μ0=V0/S0

式中V0——壳程流体的体积流量，m3/s

S=BD(1-d0/t)S——壳程流通截面积；

B——折流板间距，m；

D——壳体内径

d0——管子外径，mt——管子间距，m雷诺数：Re0=deu0ρ/μ,μ0=V0/S071

式3-22适用条件是Re=2×(103～106),弓形折流板圆缺高度为直径的1/4

若圆缺高度为其它值时，用图3-19求出传热因子jH,并用下式求出壳程表面系数

a0=jHλ/de(pr)1/3(μ/μw)0.14式3-22适用条件是Re=2×(103～106),72（2）壳程为饱和蒸汽冷凝

水平管束冷凝a*=a0(μ２／ρ２gλ3)1/3

式中a*——无量纲冷凝表面传热系数

a0——冷凝表面传热系数，W/m2.KRe=4M/μ,M=m/Lns

式中

m——冷凝液质量流量，kg/s

L——传热管长度，m

ns——当量管束，m（2）壳程为饱和蒸汽冷凝水平管束冷凝73列管换热器工艺设计课件74列管换热器工艺设计课件753、污垢热阻和管壁热阻

管壁热阻取决于传热管壁厚度和材料，其值为RW=b/λw

式中b—传热管壁厚，mλw—管壁热导率，m.K/W

常用金属热导率见下表3、污垢热阻和管壁热阻764、换热器面积裕度

在规定热流量下，计算了传热系数Kc和平均传热温差后，则与Kc对应的计算传热面积为Ac=Q1/Kc△tm

根据Ac，Ap可求出该换热器的面积裕度H=Ap-Ac/Ac

式中H—换热器面积裕度

Ap—实际传热面积，m2Ac—计算传热面积，m2一般应使换热器的面积裕度大于15%～20%4、换热器面积裕度在规定热流量下，计算了传热系数Kc和77（二）传热管和壳体壁温核算

对于稳定的传热过程，若忽略污垢热阻，则有式中Q——换热器热流量,Ｗ

Tm——热流体平均温度，℃

Tw——热流体管壁温度，℃

tm——冷流体平均温度，℃

tw——冷流体管壁温度，℃

αh

——热流体侧的表面传热系数，Ｗ／m2.KQ=αhAh(Tm-Tw)=αcAc(tw-tm)

（二）传热管和壳体壁温核算对于稳定的传热过程，若忽略污垢78ac—冷流体侧的表面传热膜系数，Ｗ／m2.KAh—热流体侧的传热面积，m2Ac—冷流体侧的传热面积，m2

因此有考虑污垢热阻影响ac—冷流体侧的表面传热膜系数，Ｗ／m2.K79

Ｒh，Rc—分别为热流体和冷流体污垢热,m2.K/W

一般情况下，管壁温度可取为：

当管壁热阻小，可忽略不计，则可依下式计算管壁温度

Ｒh，Rc—分别为热流体和冷流体污垢热,m2.K/80

液体平均温度（过度流及湍流）

Tm=0.4T1+0.6T2tm=0.4t2+0.6t1

液体（层流阶段）及气体平均温度

Tm=1/2(T1+T2)tm=1/2(t1+t2)

式中T1—热流体进口温度，℃

T2—热流体出口温度，℃

t1—冷流体进口温度，℃

t2—冷流体处口温度，℃液体平均温度（过度流及湍流）81（三）换热器内流体阻力计算1、管程阻力管程流体阻力等于流体流经传热管直管阻力和换热器管程局部阻力之和，即Δpt=(Δpi+ΔpT)NsNpFs

式中△pi——单管程直管阻力△Pr——局部阻力

Ns——壳程数

Np——管程数（三）换热器内流体阻力计算1、管程阻力82△Pt——管程总阻力

Fs——管程结垢校正系数，可近似取1.5

其中，直管阻力和局部阻力计算如下△Pi=λilρu2/2di△Pr=ζρu2/2

式中λi—摩擦系数；l—传热管长度，mdi—传热管内径,m；u—流体流速,m/sρ—流体密度,kg/m3；ζ—局部阻力系数△Pt——管程总阻力832、壳程阻力

埃索法如下△Ps=[△P0+△Pi]FsNs式中△Ps—壳程总阻力，pa△P0—流体流过管束的阻力，pa△Pi—流体流过折流板缺口阻力paFs—壳程结垢校正系数（对液体为1.15，对气体为1.0）

Ns—壳程数2、壳程阻力埃索法如下84列管换热器工艺设计课件85列管换热器工艺设计课件86列管换热器设计示例列管换热器设计示例87设计计算基本步骤（续）设计计算基本步骤（续）88(8)计算管子数和管长，对管子进行排列，确定壳体直径

(9)根据管长与壳体直径的比值，确定管程数：

(10)计算管程和壳程压力降，若压力降不符合要求，调整流速，再确定管程数或折流板的间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压力降直至满足要求为止；设计计算基本步骤（续）(8)计算管子数和管长，对管子进行排列，确定壳体直径设计89(11)计算管程和壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算得到总传热系数K’，比较初设值K与计算值K’，若K／K’＝1.15～1.25，则初选或初步设计的换热器合适；

如果不满足上述要求，用计算值代替初设值，从步骤(6)起，重复以上计算，直到满足要求为止。上述步骤为一般原则，设计换热器时，可视具体情况灵活变动。设计计算基本步骤（续）(11)计算管程和壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算得到90第三节再沸器工艺设计一、再沸器作用：使塔底釜液部分气化，从而实现精馏塔内气液两相间的热量及质量传递。第三节再沸器工艺设计一、再沸器作用：使塔底釜液部分气化，911.立式热虹吸式再沸器优点：传热系数高，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，占地面积小，设备及运行费用低。缺点：（1）为产生液体循环所需的压头，这种精馏塔的裙座较高。（2）壳程不能机械清洗，因此不适用与高粘度或较脏的加热介质。工作原理：利用密度差形成循环推动力1.立式热虹吸式再沸器优点：传热系数高，釜液在加热段停留时间922.卧式热虹吸式再沸器2.卧式热虹吸式再沸器93工作原理：依靠泵输入机械功进行流体的循环。适用场合：高粘度液体、热敏性物料、固体悬浮液及低蒸发比的高阻力系统。3.强制循环式工作原理：依靠泵输入机械功进行流体的循环。3.强制循环式944.釜式再沸器

由一个带有气液分离空间的壳体和一个可抽出的管束组成。管束末端有溢流堰，以保证管束能有效的浸没在液体中。溢流堰外侧空间作为出料液体的缓冲区。4.釜式再沸器由一个带有气液分离空间的壳体和一个可95优点：对流体力学参数不敏感，可靠性高；可在高真空下操作，维护与清理方便；缺点：传热系数小；占地面积大；液体在釜内停留时间长，易结垢优点：对流体力学参数不敏感，可靠性高；可在高真空下操作，维护96列管换热器工艺设计课件975.内置式再沸器将再沸器的管束直接置于塔釜内而成优点：结构简单，造价比釜式再沸器低缺点：塔釜空间容积有限，传热面积不能太大，传热效果不够理想5.内置式再沸器优点：结构简单，造价比釜式再沸器低98换热器的外形换热器的外形99换热器的管束换热器的管束100第一节概述

目录第二节无相变换热器工艺设计第一节概述目录第二节无相变换热器工艺设计101一、列管式换热器的应用二、列管式换热器设计简介第一节概述一、列管式换热器的应用二、列管式换热器设计简介第一节概述102

一、列管式换热器的应用1.换热器定义：使热量从热流体传递到冷流体（或反之）的设备。2.应用（1）日常生活（2）航空航天（3）石油化工等行业一、列管式换热器的应用1.换热器定义：2.应用1033.主要作用（1）使热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体（或反之），使流体温度达到工艺流程规定的指标（2）回收余热、废热，提高热能总利用率3.主要作用1044.换热器分类及特点按作用原理或传热方式分直接接触式蓄热式间壁式4.换热器分类及特点按作用原理或传热方式分直接接触式蓄热式间105（1）直接接触式传热效率高、传热面积大、结构简单、价格便宜，仅适用于工艺允许两种流体混合的场合。（2）蓄热式换热器结构紧凑、价格便宜、传热面大、适合于气—气交换，适合于允许有少量流体混合的场合思考：你见过的直接接触式换热器有哪些？（1）直接接触式思考：你见过的直接接触式换热器有哪些？106

板式换热器蛇管套管热管换热器列管式换热器板式螺旋板式板壳式换热器（3）间壁式换热器管式换热器其它型式夹套式翅片式分类：板式换热器蛇管套管热管换热器列管式换热器板式螺旋板式板1073.各种换热器的优缺点:(1)板式换热器:

优点：传热面积较大，设备紧凑，材耗低,传热系数大，热损失小。缺点：

承压能力较低，工作介质的处理量较小且制造加工较复杂，成本较高。3.各种换热器的优缺点:108（2）管式换热器:

具有结构简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适用面广等突出优点，因此被广泛用于化工生产中。（3）列管式换热器:

在化工生产中应用最为广泛，设计资料和数据较为完整，技术上比较成熟。（2）管式换热器:109

列管式换热器的设计、制造、检验与验收必须遵循中华人民共和国国家标准”钢制管壳式(即列管式)换热器”(GB151)执行.

二、列管式换热器设计简介列管式换热器的设计、制造、检验与验收必须遵循中华110换热器的公称直径做如下规定:

卷制圆筒，以圆筒内径作为公称直径，mm；钢管制圆筒，以钢管外径作为公称直径，mm；换热器的传热面积：是以传热管外径为基准，计算所得到的管束外表面积的总和，m2。公称传热面积，指经圆整后的计算传热面积。换热器的公称直径做如下规定:111换热器的公称长度：以传热管长度（m）作为换热器的公称长度。传热管为直管时，取直管长度；传热管为U型管时，取U型管的直管段长度。

该标准还将列管式换热器的主要组成部件为：前端管箱、壳体和后端结构（包括管束）三部分换热器的公称长度：该标准还将列管式换热器的主要组成112列管式换热器型号的表示方法如下：列管式换热器型号的表示方法如下：113列管换热器工艺设计课件114

列管式换热器的工艺设计包括下列内容：

(1)根据生产任务和要求确定设计方案；

(2)初步确定换热器结构和尺寸；

(3)核算换热器的传热能力及流体阻力；

(4)确定换热器的工艺结构。列管式换热器的工艺设计包括下列内容：115一、设计方案选择二、工艺结构设计三、换热器核算第二节无相变换热器工艺设计一、设计方案选择二、工艺结构设计三、换热器核算第二节无相变116

设计方案的原则是：达到工艺要求的热流量操作上要安全可靠结构上要简单可维护性要好尽可能节省操作费用和设备投资

一、设计方案选择设计方案的原则是：一、设计方案选择117

设计方案主要包括如下几个问题：

（一）选择换热器的类型（二）流程安排的一般原则（三）加热剂或冷却剂的选择（四）流体进出口温度的确定设计方案主要包括如下几个问题：118

(一)选择换热器的类型

1、固定管板式

(一)选择换热器的类型119固定管板式换热器适用于壳体流程清洁，不易结垢或管外侧污垢能用化学方法除掉的场合同时要求壳体壁温与管子壁温差不大(≤50℃)

当超过此应加温度补偿装置，通常是加一膨胀节这种装置只能用在管壁与壳体壁温差低于60～70℃及壳程压力不高的场合。固定管板式换热器1202、浮头式换热器

优点：1.管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内；

2.管束可在壳体内自由伸缩，不会产生热应力。

缺点：结构复杂，造价高，制造安装要求高。2、浮头式换热器优点：1.管束可以从壳体中抽出121

适用于壳程流体易结垢，或壳体壁温与管壁温之差较大的场合，但要求管程流体较清洁，不易结垢。3、U型管式换热器适用于壳程流体易结垢，或壳体壁温3122优点：具有浮头换热器的优点，克服了固定管板式换热器的缺点结构比浮式简单，制造方便，易于检修清洗常用于一些腐蚀严重，经常更换管束的场合。

4、填料函式换热器优点：具有浮头换热器的优点，克服了固定管板式换热器的缺点4123缺点：密封性能差，故壳程中不宜处理易燃，易爆或有毒的流体同时要求壳程流体的压力不宜过高缺点：124（二）流程安排的一般原则：

1.易结垢流体应走易于清洗的一侧。

2.在设计上需要提高流体的速度时,应将需要提高流速的流体放在管程。

3.具有腐蚀性的流体应走管程。

4.耐高压的流体应走管程。

5.具有饱和蒸汽冷凝的换热器，饱和蒸汽应走壳程

6.粘度大的流体走壳程（二）流程安排的一般原则：125（三）加热剂或冷却剂的选择

一般情况下用作加热剂或冷却剂的流体应根据实际情况确定。

特殊情况下需要设计者自行选择。在化工生产中，水是常用的冷却剂，饱和水蒸气是常用的加热剂。（Why？）（三）加热剂或冷却剂的选择126（四）流体进出口温度的确定

工艺流体的进出口温度是工艺条件所定的。

加热剂或冷却剂的进口温度也是由此确定，但其出口温度有时可由设计者选定。该温度直接影响加热剂或冷却剂的用量以及换热器的大小，因而这个温度的确定有一个经济上的优化问题。（四）流体进出口温度的确定127（一）估算传热面积

1、换热器的热流量换热器的热流量是指在确定的物流进口条件下，使其达到规定的出口状态冷热流体间所交换的热量，或是通过冷热流体的间壁所传递的热量。

二、工艺结构设计（一）估算传热面积二、工艺结构设计128

在忽略热损失的条件下，对于无相变的工艺物流，换热器的热流量由下式确定：

Q1=m1Cp1△t1(3-1)

式中Q1——热流量，W；

m1

——工艺流体的质量流量，kg/s；

Cp1——工艺流体的定压比热容kJ/(kg.k)

△t1——工艺流体的温度变化，K在忽略热损失的条件下，对于无相变的工艺物流，换热器的129

对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定

Q1=D1r1(3-2)

式中D1

——蒸汽冷凝质量流量，kg/s；

r1

——

饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg.对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程则依冷凝量和冷凝1302、加热剂或冷却剂用量加热剂或冷却剂用量取决于工艺流体所需的热量及加热剂或冷却剂的出口温度；

此外还和设备的热损失有关。

对于工艺流体被加热的情况，加热剂所放出的热量等于工艺流体所吸收的热量与损失的热量之和，即：2、加热剂或冷却剂用量131即

Q2=Q1+Q3(3-3)

式中

Q1——工艺流体所吸收的热量，w；

Q2——加热剂所放出的热量，w；

Q3——损失的热流量，w即Q2=Q1+Q3132

若以水蒸气作为加热介质，则水蒸气的用量可用下式确定

W=Q2/rw式中

W——水蒸气的流量，kg/s；

rW——水蒸气冷凝热,kJ/kg

若以水蒸气作为加热介质，则水蒸气的用量可用下式确定133若以无相变流体作为加热剂，则用量如下

m2=Q2/Cp2△t2

（3-4）式中

m2——加热剂质量流量，kg/s；

Cp2——加热剂定压比热容，kJ/(kg.k)；△t2

——加热剂的进出口温度变化，k。

若以无相变流体作为加热剂，则用量如下134

对于工艺流体被冷却的情况：工艺流体所放出的热量=冷却剂所吸收的热量

+热损失；

在实际设计中，常忽略热损失，计算冷却水用量公式

m3=Q1/Cp3△t3

（3-5）

对于工艺流体被冷却的情况：135m3=Q1/Cp3△t3

（3-5）式中

m3——冷却剂质量流量，kg/s

Cp3——冷却剂定压比热容，kJ/(kg·k)△t3——冷却剂进出口温度的变化，k

关于换热设备热损失的计算可参考有关文献进行计算，一般近似取换热器热流量的3%～5%m3=Q1/Cp3△t3（3-5）1363、平均传热温差

平均传热温差是换热器的传热推动力。其与流体的进出口温度和流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有三种：

并流、逆流和折流对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示

△tm=(△t1-△t2)/ln(△t1/△t2)

式中△tm——逆流或并流的平均传热温差，k；3、平均传热温差137图3-6列管式换热器内流型△t1，△t2可按图3-6所示进行计算图3-6列管式换热器内流型△t1，△t2可按图3-6所示138折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，即

△tm=ε△t△tm逆

式中△tm——折流情况下的平均传热温差,k

ε△t——温差校正系数在工程上，若无特殊需求，都普遍采用逆流传热。折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，1394、估算传热面积

Ap=Q/K△tmAp——估算的传热面积，m2；

K——假设的传热系数，w/(m2.k)；△tm——平均传热温差，k思考：如何强化传热效果？4、估算传热面积思考：如何强化传热效果？140（二）选择管径和管内流速管径选择基本原则：若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高，而且对于同样的传热面积来说可减少壳体直径。但管径小，流动阻力大，机械清洗困难。设计时可根据具体情况用适宜的管径。目前国内常用的换热管规格和尺寸偏差见表3-2。（二）选择管径和管内流速141管内流速选择：要求：应使流体处于稳定的湍流状态，即Re>10000。若流速过大，易引起管子强烈振动；流速过小，传热系数较小。管内流速选择：142换热器的单程管子数：（3-9）式中

ns——单程管子数目；

v——管程流体的体积流量，

m3/s；

di——传热管内径，m；

u——管内流体流速，m/s。

（三）选择管长、确定管程数和总管数换热器的单程管子数：（三）选择管长、确定管程数和总管数143可求得按单程换热器计算所得的管子长度：

(3-10)

式中L——按单程管子计算的管子的长度，md0——管子外径，m如果按单程计算的管子太长，则应采用多管程。可求得按单程换热器计算所得的管子长度：144确定了每程管子长度之后，可求得管程数

(3-11)

式中L——按单程换热器计算的管子长度m；

l——选取的每程管子长度，m；

Np——管程数（必须取整数）

若采用多管程，则应按实际情况选择每程管子的长度。确定了每程管子长度之后，可求得管程数若采用多管程，则应按实145

换热器的总传热管数为

NT=Npns(3-12)

式中

NT——换热器的总管数。

列管换热器工艺设计课件146（四）平均传热温差校正及壳程数若选用多管程换热器，可提高管内表面传热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并损失部分传热温差。

这种情况下的平均传热温差下式计算：△tm=ε△t△tm逆可由R、P值按3-7~图3-10查取，一般要求其值不低于0.8（四）平均传热温差校正及壳程数可由R、P值按3-7~图3-1147

（3-13a)

(3-13b)式中

T1

、T2——热流体进出口温度,℃

t1、t2

——冷流体进出口温度，℃思考：当P=0.4，R=1.8时，对于单壳程、四管程的换热器，其温度校正系数为多少？（3-13148列管换热器工艺设计课件149列管换热器工艺设计课件150传热管在管板上的排列有三种基本形式：正三角形、正四边形和同心圆排列。如图，

（五）管子排列传热管在管板上的排列有三种基本形式：（五）管子排列151（六）管心距管板上两传热管中心距离称为管心距。胀接时，取管心距

焊接时，取管心距t=1.25d0

（六）管心距胀接时，取管心距焊接时，取管心距152

一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心的距离用下式计算

于是可求各程相邻管子的管心距为2s。

一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心的距离用下式153（七）管束的分程方法要求：各程管子数应大致相等，隔板形式要简单，密封长度要短。（七）管束的分程方法154列管换热器工艺设计课件155列管换热器工艺设计课件156（八）壳体内径换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。对于单管程换热器壳体内径由下式确定

D=t(b-1)+(2～3)d0

式中t——管心距，mm；

d0——传热管外径，mm。

b与管子的排列方式有关。（八）壳体内径157列管换热器工艺设计课件158（九）折流板和支撑板作用：增大壳程流体的流速，加大其湍动程度，提高其表面传热系数，支撑换热管。（九）折流板和支撑板作用：增大壳程流体的流速，加大其湍动程度159

折流板有横向折流板和纵向折流板两类。横向折流板同时兼有支撑传热管，防止产生震动的作用。常用的形式有弓形折流板和圆盘-圆环形折流板。

弓形折流板结构简单，性能优良，在实际中最常用。

折流板间距，在阻力允许的条件下尽可能小。（Why？）折流板有横向折流板和纵向折流板两类。常用的形式有弓160

卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配，如下图所示。

卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配，如下161

（十）其他主要附件

1、旁路挡板

作用：防止由于壳体和管束之间的环隙过大，流体通过环隙短路。（十）其他主要附件作用：防止由于壳体和管束之间的环隙过大162

作用：防止壳程进口处流体直接冲击换热管，产生冲蚀。设置位置：在壳程物料进口处。

2、防冲挡板作用：防止壳程进口处流体直接冲击换热管，2、防163

（十一）接管管程流体进出口接管不宜采用轴向接管。如必须采用轴向接管时，应考虑设置管程防冲挡板，以防止流体分布不均或对管端的侵蚀。（十一）接管164

换热器的核算主要包括换热器的热流量，传热管壁温和流体阻力（一）热流量核算核算目的：检验所设计的换热器能否达到所规定的热流量，并留有一定传热面积裕度。列管式换热器传热面积以传热管外表面为准。（Why？）三、换热器核算换热器的核算主要包括换热器的热流量，传热管壁温和流体165

式中K——传热系数，W/m2K；

a0

——壳程表面传热系W/m2K；

R0——壳程污垢热阻，m2K/W；

Rw——管壁热阻，m2K/W；

Ri

——管程污垢热阻，m2K/W；

d0——传热管外径，m；

di——传热管内径，m；

dm——传热管平均直径，m；

ai——管程表面传热系数，W/m2.K。（3-21）规定:式中K——传热系数，W/m2K；（3-21）规定:166列管换热器工艺设计课件167式中：t——管间距，md0——传热管外径，m式中：t——管间距，m168雷诺数：Re0=deu0ρ/μ,μ0=V0/S0

式中V0——壳程流体的体积流量，m3/s

S=BD(1-d0/t)S——壳程流通截面积；

B——折流板间距，m；

D——壳体内径

d0——管子外径，mt——管子间距，m雷诺数：Re0=deu0ρ/μ,μ0=V0/S0169

式3-22适用条件是Re=2×(103～106),弓形折流板圆缺高度为直径的1/4

若圆缺高度为其它值时，用图3-19求出传热因子jH,并用下式求出壳程表面系数

a0=jHλ/de(pr)1/3(μ/μw)0.14式3-22适用条件是Re=2×(103～106),170（2）壳程为饱和蒸汽冷凝

水平管束冷凝a*=a0(μ２／ρ２gλ3)1/3

式中a*——无量纲冷凝表面传热系数

a0——冷凝表面传热系数，W/m2.KRe=4M/μ,M=m/Lns

式中

m——冷凝液质量流量，kg/s

L——传热管长度，m

ns——当量管束，m（2）壳程为饱和蒸汽冷凝水平管束冷凝171列管换热器工艺设计课件172列管换热器工艺设计课件1733、污垢热阻和管壁热阻

管壁热阻取决于传热管壁厚度和材料，其值为RW=b/λw

式中b—传热管壁厚，mλw—管壁热导率，m.K/W

常用金属热导率见下表3、污垢热阻和管壁热阻1744、换热器面积裕度

在规定热流量下，计算了传热系数Kc和平均传热温差后，则与Kc对应的计算传热面积为Ac=Q1/Kc△tm

根据Ac，Ap可求出该换热器的面积裕度H=Ap-Ac/Ac

式中H—换热器面积裕度

Ap—实际传热面积，m2Ac—计算传热面积，m2一般应使换热器的面积裕度大于15%～20%4、换热器面积裕度在规定热流量下，计算了传热系数Kc和175（二）传热管和壳体壁温核算

对于稳定的传热过程，若忽略污垢热阻，则有式中Q——换热器热流量,Ｗ

Tm——热流体平均温度，℃

Tw——热流体管壁温度，℃

tm——冷流体平均温度，℃

tw——冷流体管壁温度，℃

αh

——热流体侧的表面传热系数，Ｗ／m2.KQ=αhAh(Tm-Tw)=αcAc(tw-tm)

（二）传热管和壳体壁温核算对于稳定的传热过程，若忽略污垢176ac—冷流体侧的表面传热