核电厂通用机械设备之四换热器

核电厂通用机械设备之四

换热器教员:吕云彪核电站员工基础理论培训教材4.概述4.1换热器的用途和类型4.1.1换热器的用途把一种介质的热量传给另一种介质的设备，都称为换热器。换热器作为生产工艺过程不可缺少的设备广泛用于各种领域.在核电厂中作为主要设备的换热器，数量众多，型号各异，如蒸汽发生器，低压、高压加热器，冷凝器，冷却器等。4.1.2换热器的类型4.1.2.1间壁式换热器:间壁式换热器的特点是冷、热两流体被固体壁面隔开，不相混合，通过间壁进行热量的交换。主要形式有以下几种:1)夹套式换热器(图4.1－1);2)蛇管式换热器(图4.1－2);3)套管式换热器(图4.1－2);4)列管式换热器.

4.概述(续)4.1.2.2混合式换热器这种类型的换热器主要用于气体的冷却及蒸汽的冷凝，故又称为混合式冷却器或冷凝器。其特点是被冷凝（或冷却）的蒸汽直接与水（或冷流体）接触进行换热，因此传热效果好。必须指出，仅在允许冷、热流体互相混合时，才能应用混合式换热器。4.1.2.3蓄热式换热器蓄热式换热器又称蓄热器，器内装有固体填充物（如耐火砖等）。冷、热流体交替地流过蓄热器，利用固体填充物来积蓄和释放热量而达到换热的目的(如右图所示)。4.概述(续)4.1.2.4板式换热器板式换热器主要由一组长方形的薄金属板构成。两相邻板片的边缘衬有垫片，压紧后可以达到密封的目的，且可用垫片的厚度调节两板间流体通道的大小。每块板的四个角上，各开一个圆孔，其中有两个圆孔和板面上的流道相通，另外两个圆孔则不相通，它们的位置在相邻的板上是错开的，以分别形成两流体的通道。冷、热流体交替地在板片两侧流过，通过金属板片进行换热。每块金属板面冲压成凹凸规则的波纹，以使流体均匀流过板面，增加传热面积，并促使流体的湍动，有利于传热。图4.1－5所示，为大亚湾核电站核岛设备冷却水系统（RRI）采用的板式换热器结构图。其优点是：结构紧凑、单位体积设备提供的传热面积大；总传热系数值高，如对低粘度液体的传热，值可高达7000W/(m2·℃)；可根据需要增减板数以调节传热面积；检修和清洗都较方便等。其缺点是：处理量不宜大；操作压强比较低，一般低于15bar(1.5Mpa)，最高也不超过20bar；因受垫片耐热性能的限制，操作温度不能太高，一般对合成橡胶垫圈不超过130℃，压缩石棉垫圈也低于250℃。图4.1-5板式换热器示意图4.2列管式换热器的类型及工作特性

列管式换热器是目前工业生产中包括核电站应用最广泛的传热设备，主要优点是单位体积所具有的传热面积大以及传热效果好。此外，结构简单，制造的材料范围较广，因此，在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。4.2.1固定管板式固定管板式换热器如图4.2－1所示。所谓固定管板式即两端管板和壳体连接成一体，因此它具有结构简单和造价低廉的优点。但是由于壳程不易检修和清洗，因此壳方流体应是较洁净且不易结垢的物料。当两流体的温度差较大时，应考虑热补偿。图4.2－1为具有补偿圈（或称膨胀节）的固定管板式换热器，即在外壳的适当部位焊上一个补偿圈，当外壳和管束热膨胀不同时，补偿圈发生弹性变形（拉伸或压缩），以适应外壳和管束的不同的热膨胀程度。这种补偿方法简单，但不宜用于两流体的温度差太大（应不大于70℃）和壳方流体压强过高（一般不高于6bar）的场合。4.2列管式换热器的类型及工作特性4.2.2U型管换热器U型管换热器如图4.2－2所示。管子弯成U型，管子的两端固定在同一管板上，因此每根管子可以自由伸缩，而与其它管子和壳体均无关，故不受热膨胀限制。这种型式换热器仅一端有管板结构也较简单，重量轻，适用于高温和高压的场合,核电站反应堆回路和汽轮机回路的换热器多为这种类型。其主要缺点是管内清洗比较困难，因此管内流体必须洁净；且因管子需一定的弯曲半径，故管板的利用率差些。4.2列管式换热器的类型及工作特性4.2.3浮头式换热器浮头式换热器如图4.2－3所示，两端管板之一不与外壳固定连接，该端称为浮头。当管子受热（或受冷）时，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器不但可以补偿热膨胀，而且由于固定端的管板是以法兰与壳体相连接的，因此管束可从壳体中抽出，便于清洗和检修，故浮头式换热器应用较为普遍，但结构较复杂，金属耗量较多，造价较高。

4.2列管式换热器的类型及工作特性4.2.4核电其他换热设备换热设备在核电站中是主要设备，大亚湾核电站一回路中的蒸汽发生器为立式U型管式换热设备，二回路中的高、低压加热器为卧式U型管式换热设备，蒸汽冷凝器（凝汽器）则为管板式换热设备。现简介如下：4.2.4.1蒸汽发生器其结构如图4.2－4所示。它分上、下两部分，下部直径较小（mm）为蒸发段，其中装有19的U型管4474根以及管板、支承板、管束围板、流量分配挡板等；上部直径比较大（mm）为汽水分离段，内装旋流叶片式（离心式）汽水分离器及人字形机械挡板式干燥器等。下端为球形封头，内装分隔板，将球形封头分为进口室和出口室。上端为椭圆形封头，顶部设蒸汽出口。传热管材料为因科镍，管径为，管束排列为正方形，管束与管板的连接采用先焊后胀，确保其密封。4.2列管式换热器的类型及工作特性(续)传热量，MWth969总传热面积:5429m2管侧设计压力，Mpa17.2管侧设计温度:343℃管侧运行压力，MPa15.5管侧试验压力:22.9MPa热介质（反应堆冷却剂）进口温度，℃327出口温度，293℃流量，m3/h23790壳侧设计压力，MPa8.6试验压力，12.85MPa壳侧·设计温度，℃343蒸汽参数:压力，MPa6.89温度，℃283.6·最大湿度，％0.25流量（产量）t/h1938给水温度，℃262

尺寸与重量上部汽水分离段直径4484mm下部蒸发段直径，mm3446总高度，mm20848管板厚度，mm555·无水总重，t329.5满水总重，t5054.2列管式换热器的类型及工作特性4.2.4.2高压加热器

图4.2－5是大亚湾核电站二回路中的高压加热器结构图。二回路高压加热器的作用是利用汽轮机抽汽加热高压给水，以保证进入蒸汽发生器的给水水温。高压加热器的型式为卧式U型管式汽—水换热器。加热器直径2.37m，长度12.917m。U型加热管为的不锈钢管，管数为2258根，管板为碳钢，管束与管板的连接采用先焊后胀。两端封头均为凸形封头。从结构图中可以看出，高压加热器的加热介质分别为蒸汽和疏水凝结液。在同一筒体内，用壳程纵向隔板分成两个加热区，上部为蒸汽加热区，下部为疏水凝结液加热区。高压给水走管内，下进上出。加热蒸汽走管间上进、下排冷凝液。疏水凝结液走下部管间，与高压给水成逆流走向右进左排。在筒体内还有防冲板、管束支撑板、防震杆等换热器辅助部件。4.2列列管式换换热器的类类型及工作作特性4.2.4.3低低压压给给水水加加热热器器低压压给给水水加加热热器器是是利利用用低低压压缸缸抽抽汽汽加加热热主主凝凝结结水水（（低低压压给给水水））。。它它由由四四级级加加热热器器组组成成。。图图4.2－－6就就是是第第四四级级低低压压给给水水加加热热器器的的结结构构图图。。4.2列列管管式换换热器器的类类型及及工作作特性性4.2.4.3凝凝汽汽器（（冷凝凝器））凝汽器器在核核电站站的主主要功功能和和火电电厂一一样是是为汽汽轮发发电机机组提提供一一经济济背压压，并并且使使机组组在所所规定定的冷冷却水水温度度范围围和运运行条条件下下，安安全可可靠的的运行行；满满足机机组要要求的的热力力性能能，冷冷凝所所有进进入凝凝结器器的蒸蒸汽，，保持持凝结结水质质，提提供所所需的的凝结结水量量。图图4.2－－7所所示为为大亚亚湾核核电站站凝汽汽器的的结构构图。。每台台机组组配有有三台台凝汽汽器，，布置置在机机房底底层。。每台台凝汽汽器有有两组组单流流程管管束，，为卧卧式单单程管管板式式换热热器。。循环环冷却却水（（海水水）由由入口口水室室下端端的进进水暗暗渠引引入，，经管管板走走管内内至出出口水水室再再从出出口水水室下下端排排至排排水暗暗渠。。被冷冷凝的的蒸汽汽走管管间，，自上上而下下，冲冲刷冷冷却水水管束束的同同时，，冷凝凝成凝凝结水水，经经集水水箱除除氧浅浅盘流流入热热井。。4.3换换热热器传传热的的基本本方式式及传传热过过程4.3.1换换热热器传传热的的基本本方式式换热器器传热热的基基本方方式主主要是是以对对流传传热和和热传传导（（导热热）相相结合合的方方式进进行传传热。。4.3.1.1热热传导（（又称导导热）若物体上上的两部部分间连连续存在在着温度度差，则则热将从从高温部部分自动动地流向向低温部部分，直直至整个个物体的的各部分分温度相相等为止止。此种种传热方方式称为为热传导导。在金金属固体体中，热热传导起起因于自自由电子子的运动动；在不不良导体体的固体体和大部部分液体体中，热热传导是是由个别别分子的的动量传传递所致致；在气气体中，，热传导导是由分分子不规规则运动动而引起起的。热热传导是是静止物物质内的的一种传传热方式式。也就就是说没没有物质质的宏观观位移。。4.3.1.2对对流传热热对流传热热是指流流体中质质点发生生相对位位移而引引起的热热交换。。对流传传热仅发发生在流流体中，，因此它它与流体体的流动动状况密密切相关关。在对对流传热热时，也也伴随着着流体质质点间的的热传导导。工程程中讨论论的对流流传热，，多是指指热由流流体传到到固体的的壁面（（或反之之）的过过程。在在流体中中产生对对流的原原因有二二：一为为流体质质点的相相对位移移是因流流体中各各处的温温度不同同而引起起的密度度差别，，使轻者者上浮，，重者下下沉（流流体产生生这种对对流则称称为自然然对流））；二为为流体质质点的运运动是因因泵（风风机）或或搅拌等等外力所所致（流流体的这这种对流流则称为为强制对对流）。。流动的的原因不不同，对对流传热热的规律律也有所所不同。。应予指指出，在在同一种种流体中中，有可可能同时时发生自自然对流流和强制制对流。。4.3换换热热器传热热的基本本方式及及传热过过程4.3.2换换热器器的传热热过程核电厂所所用的换换热器，，主要为为列管式式换热器器（间壁壁式）。。所以本本章以间间壁式换换热器的的传热过过程进行行分析。。在间壁壁式换热热器中，，冷、热热流体被被壁面隔隔开，它它们分别别在壁面面两侧进进行流动动。热流流体将热热传到壁壁面的一一侧，通通过固体体壁面的的热传导导，再由由壁面另另一侧将将热传给给冷流体体。冷热热流体流流动状态态是，当当流体流流经固体体壁面时时形成流流动边界界层，边边界层内内存在速速度梯度度；当流流体呈湍湍流时（（形成湍湍流边界界层），，靠近壁壁面处总总有一层层滞流内内层存在在，在此此薄层内内流体呈呈滞流流流动。因因此在滞滞流内层层中，沿沿壁面的的法线方方向上没没有对流流传热，，该方向向上热的的传递仅仅为流体体的热传传导。由由于流体体的导热热系数较较低，使使滞流内内层中的的导热热热阻就很很大，因因此该层层中温度度差也较较大，即即温度梯梯度较大大。在湍湍流主体体中，由由于流体体质点剧剧烈混合合并充满满了旋涡涡，因此此湍流主主体中的的温度差（温温度梯度））极小，各各处的温度度基本上相同同。在湍流流主体和滞滞流内层之之间的缓冲层层内，热传传导和对流流传热均起起作用，在该该层温度发发生缓慢的的变化。图4.3－－l表示流流体在壁面面两侧的流流动情况以及和流流体流动方方向垂直的的某一截面面上流体的温温度分布情情况。以上上分析可知知，对流传热的的热阻主要要集中在滞滞流内层内内，因此，减薄薄滞流内层层的厚度是是强化对流流传热的重要要途径。4.3换换热器传传热的基本本方式及传传热过程4.3.3热传导方方程—傅立立叶定律物体内各点点间的温度度差是热传传导的必要要条件.设设内外管壁壁等温面温温度之差为为Δt=Tw-tw;壁面之间间的距离为为Δn,则则冷热流体体之间的温温度梯度为为:傅立叶定律律:通过冷热两两表面的导导热速率与与温度梯度度和传热面面积有关,即:dQ∝dsdQ=λds∵Δt=Tw-twΔn=b∴dQ=λds积分后得:Q=λλS式中:Q———导热速速率,即单单位时间内内传导的热热,W;S——等温温面面积,m2b——壁面面厚度,m;Tw-tw——冷热热壁面温温度差,℃λ———导热系系数,W/m2℃4.3换换热热器传热热的基本本方式及及传热过过程4.3.4对流流传热速速率方程程:对流传热热用理论论计算比比较困难难,一般般用半经经验方法法来处理理,即:对流流传热速速率==系数x推动力力上式中推推动力为为流体与与壁面之之间的温温差;阻阻力则为为与流体体接触的的壁面大大小成反反比,由由于换热热器换热热速率随随换热器器的位置置变化而而变化,因此可可采用微微分方程程来表达达,即:dQ=式中:dQ——局部对对流传热热系数,W;dS—微微元传热热面积,m2T—换热热器任一一截面上上流体的的平均温温度,℃℃;Tw—换热器器任一截截面上与与流体接接触一侧侧壁面的的温度,℃;α—比例例系数,又称局局部对流流传热系系数,W/(m2·℃).4.3换换热器传传热的基基本方式式及传热热过程(续)对流传热热速率方方程又称称为牛顿冷却却定律.工程计算算中常使使用平均均对流传传热系数数α为常常数,因因此上述述微分方方程式可可以积分分为:Q=αSΔt式中α——平均均对流传传热系数数,W/(m2·℃);S—总传热热面积.m2Δt—流体与与壁面之之间的平平均温度度差,℃.应该指出出:换热热器的传传热速率率与流体体流经的的位置有有关,因因此,牛牛顿冷却却定律可可以以下式表表示:dQ=ααi(T-Tw)dSidQ=ααo(tw-t)dSo;式中:dSi,dSo—换热器器管子内内外的表表面积,m2αi,αo—换热器管子子内外的流体体对流传热系系数,W/(m2·℃);t—换热器管子子外任一截面面流体的平均均温度,℃tw—换热器管子子外与流体接接触任一截面面的壁面温度度,℃.4.4换热器器的传热计算算4.4.1能能量衡算传热计算分为为设计计算和和校核计算两两类.所有的的传热计算都都是以换热器器的热量衡算算和传热速率率方程为计算算的基础.在在热量衡算中中假设换热器器绝热良好,无热量损失失,即:Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)(4.4—1)式中:Q—换换热器热负荷荷(即传热速速率),kj/h,W(j/s);Wh,Wc—流体质量流流量,kg/h;H—单位质量量流体的焓,kj/kg.1)换热器在在换热过程中中无相变化,并且冷热流流体的比热不不随流体温度度的改变而变变化(或取冷冷热流体的平平均比热),则上式可表表示为:Q=WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1)(4.4——2)式中:Cp—流体的平均均定压比热,kj/(kg℃)t—冷流体的温温度,℃T—热流体的的温度,℃2)换热器在在换热时,热热流体发生相相变化,例如如蒸汽冷凝,则上式可改改写为:Q=Whγ=WcCpc(t2-t1)(4.4——3)4.4换热器器的传热计算算(续)(4.4——3)式的应应用条件为冷冷凝液在饱和和蒸汽温度下下离开换热器器.若低于饱饱和蒸汽温度度,则上述公公式应改写为为:Q=Wh[γ+cph(Ts-T2)]=WcCpc(t2-t1)(4.4—4)式中:cph—冷凝液的比比热,kj/(kg℃℃)3)换热器在在换热过程中中考虑热量损损失,则上式式应改写为:Q=WhCph(T1-T2)]=(1+x%)×[WcCpc(t2-t1)](4.4——5)4.4.2总传传热速速率方方程换热器器中任任一截截面间间壁两两侧流流体的的传热热速率率方程程可仿仿照对对流传传热速速率方方程表表示,即:dQ=K(T-t)dS=KΔtdS(4.4——6)上式为为换热器器总传传热速速率方方程式式.表明总总传热热系数数在数数值上上等于于单位位温差差下的的热通通量.式中:K—换换热器器局部部总传传热系系数,kj/(kg℃℃);T,t—换换热器器任一一截面面上冷冷热流流体的的平均均温度度,℃℃.4.4换热热器的的传热热计算算(续续)总传热热系数数必须须与所所选择择的传传热面面相对对应,因此此总传传热速速率方方程式式可以以表示示为:dQ=Ki(T-t)dSi=Ko(T-t)dSo=Km(T-t)dSm(4.4—7)式中:Ki、Ko、Km—基于于管子子内壁壁表面面积、、外壁壁表面面积、、内外外平均均面积积的总总传热热系数数，kj/(kg℃℃);Si、So、Sm—管子子内壁壁表面面积、、外壁壁表面面积、、内外外平均均面积积，m2由于dQ、、(T-t)与与所选选择的的基准准面无无关，，因此此，式中：：dodidm—管子子内外外径和和内外外径的的平均均直径径，m。4.4.3平均均温度度差公式(4.4——6)是微微分方方程式式，对对于工工程来来说必必须要要进行行积分分以后后才能能有用用意义义。由由于公公式中中的温温度差差是换换热器器任一一截面面上的的局部部温度度差，，是随随换热热器的的长度度变化化而变变化，，是个个变量量，因因此应应用换换热器器的平平均温温度差差来代代替局局部温温度差差。为了了对对公公式式(4.4——6)积积分分，，必必须须作作如如下下的的假假设设：：4.4换换热热器器的的传传热热计计算算(续续)—传传热热为为稳稳定定传传热热；；—冷冷热热流流体体的的比比热热为为常常量量（（取取流流体体进进出出口口比比热热的的平平均均值值））—换换热热器器的的总总传传热热系系数数为为常常量量，，即即K值值不不随随换换热热器器管管子子长长度度而而变变化化—换换热热器器的的热热量量损损失失可可以以不不计计1）恒恒温温传传热热时时的的平平均均温温度度差差：：换换热热器器管管间间壁壁两两侧侧流流体体均均有有相相变变化化，，如如蒸蒸发发器器的的两两流流体体传传热热就就是是恒恒温温传传热热。。即即两两流流体体的的温温度度差差在在蒸蒸发发器器中中处处处处相相等等。。即即：：Δt=T-t.因因此，，对公式(4.46)积积分后后可得得：Q=KS(T-t)=KSΔΔt(4.4—9）2)变变温传传热下下的平平均温温度差差(1)逆流流和并并流时时的平平均温温度差差换热器器两流流体的的流动动方向向不同将影影响平平均温温度差差.两两流体体若相反方方向流流动则则为逆逆流;相同同方向流动动则为为并流流.由由换热热器的的热量量衡算式式可知知:dQ=WhCphdT=WcCpcdt4.4换热热器的的传热热计算算(续续)上式中中的Cp为平均均比热热,假假设为为常量量,因因此上上式可可表达达为:常量常量积分后后可得得:T=mQ+k;t=mQ+k’，Q——T及及Q——t都是直直线。。上述两两式相相减，，得：：T-t=ΔΔt=(m-m)Q+(k-k)，该函函数关系也也为直直线。。（见见右图图）。。其中中：M、k、m’、、k’’分别别为Q—T、Q—t的斜斜率和截距距。4.4换热热器的的传热热计算算(续续)由图4.4-2可知，，Q—ΔΔt直直线的的斜率率为：：把dQ=KdSΔΔt代代入,即得得:由上述述假设设中K为常常量,积分分上式式可得得:得:则则得:(4.4-9)(4.4-9)式是是换热热器的的总传传热速速率方方程式式.由由此此式可可知平平均温温度差差Δtm等于换换热器器两端端处温温度差差的对对数平平均值值,即:(4.4-10)在工程程计算算中,当时时可以以用算算术平平均温温度差差来代替替对数数平均均温度度差.换换热器器两端端Δt值值大者者为Δt2,小者者为ΔΔt1.4.4换热热器的的传热热计算算(续续)上述平平均温温度差差的公公式对对于变变温传传热中中的并并流和和逆流流都适适用,但是是,在在传热热过程程中如如果一一侧流流体变变温,另一一侧不不变则则其平平均温温度差差是相相等的的;而而两侧侧流体体在传传热过过程中中都变变温,则并并流和和逆流流的平平均温温度差差是不不一样样的.例如如,在在并流流和逆逆流时时,热热流体体的温温度都都是从从90℃℃冷却却到70℃℃;而而冷流流体的的温度度都是是从20℃℃加热热到60℃℃.其其平均均温度度差分分别为为:逆流并并流T:9070T:9070t:6020t:2060Δt:3050ΔΔt:7010由上述例例题可知知,并流流和逆流流传热虽虽然在进进出口温温度不变变,但逆逆流的平平均温度度差Δtm要比比并流的的大.因因此在换换热器的的传热量量Q和总总的传热热系数相相同的情情况下,采用逆逆流操作作可以节节省传热热面积S.同时时在热流流体经释释热后的的出口温温度不作作规定时时4.4换换热热器器的的传传热热计计算算(续续)逆流流传传热热的的出出口口温温度度可可以以降降到到冷冷流流体体的的进进口口温温度度,充充分分利利用用热热流流体体的的热热量量,降降低低了了热热流流体体的的流流量量,从从而而降降低低运运行行成成本本.可可见见在在一一般般情情况况下下,传传热热过过程程中中采采用用逆逆流流优优于于并并流流.(2)错流和和折流时的平平均温差在大多多数列列管式式换热热器的的传热热过程程中两流体体的流流动是是比较较复杂杂的多多流程程流动动,如右图图所示示,其其中有有折流流,也也有错错流.对于于这种复复杂流流程,一般般用以以下的的方法法进行行平均温度度差的的计算算.即即先按按逆流流算出出平均均温度差ΔΔtm’,然然后后再乘乘以一一个校校正系系数φΔt.即:ΔΔtm=φΔtΔtm’式中:ΔΔtm’—按按逆流流算出出平均均温度度差φΔt—温差差校正正系数数,(无因因次).温温差校校正系系数φΔt与冷热热流体体的温温度变变化有有关,是P和R两个个因数数的函函数,即:φΔt=(P,R),式中中:4.4换热热器的的传热热计算算(续续)根据P、R值可可在有有关的的传热热手册册中查查到所所需要要的φΔt.对对于1—2型换换热器器（即即单壳壳程，，两管管程换换热器器），，也可可以用用以下下的公公式进进行计计算，，（3））关于于简化化假定定的讨讨论：：在推推导平平均温温度差差时有有几条条假设设，严严格的的说因因为换换热器器在传传热过过程中中流体体的温温度不不断地地随传传热面面而变变化（（流体体有相相变的的传热热除外外），，而导导致流流体的的物性性，对对流传传热系系数和和总传传热系系数都都会变变化，，因此此上述述的几几种假假设很很难成成立。。如果果流体体的物物性随随温度度变化化不大大，则则总传传热系系数可可以视视为常常量。。此时时用对对数平平均温温差在在工程程计算算中能能满足足要求求。若若流体体的物物性随随温度度的变变化较较大，，总传传热系系数K值就就不能能认为为常量量，采采用对对数平平均温温差计计算方方法则则不能能使用用，而而应采采用其其他方方法，，若K值随随温度度变化化呈线线性变变化，，应使使用下下式计计算方方法较较为精精确，，即：：式中：K1、K2—分别为换换热器两端端处的局部部总传热系系数，(W/m2·℃)；Δt1、Δt2—分别为换换热器两端端处的两流流体的温度度差，℃。。4.4换热热器的传热热计算(续续)若K值随温度的的变化呈非非线性变化化，则应采采用分段法法进行计算算，分割后后的每段K值视为常量量来计算换换热器的传传热速率ΔΔQ，然后计计算为：4.4.4总传热系系数1）换热器器中总传热热系数K的的数值范围围：换热器器中总传热热系数K的的数值主要要取决于流流体的物性性、换热器器的操作条条件以及换换热器的类类型等因素素，因而K值的取值值范围很大大，在设计计换热器是是可以在换换热器的有有关手册中中查找。2）总传热热系数K值值的计算列管式换热热器的传热热方式是通通过以下流流程进行：：对流传热（（热流体把把热量传递递给管壁））、热传导导（与热流流体接触的的管壁把热热量传递给给与冷流体体相接触的的管壁）、、对流传热热（冷端管管壁把热量量传递给冷冷流体）。。上述这三种种热传导的的微分方程程式表达如如下：———对流传传热：dQ=αi（T-Tw)dSi(4.4——1）——热传导导：λλ(4.4—2)——对流传传热：dQ=αo（tw-t)dSo(4.4——3)联立方程程式(4.4——1）(4.4—2)(4.4——3)得得：4.4换换热器的的传热计计算(续续)得：由上式解解得dQ,并在上式式两边均均除以dSo,得:又∵∴得:比较公式式dQ=Ko(T-t)dSo,可以得得出:3)污垢垢热阻换热器在在实际操操作中,传热表表面所沉沉积的污污垢是影影响总传传热系数数K值主要因因数,换换热管壁壁上的污污垢热阻阻分别用用Rsi和Rso表示，则则总传热热系数K值的倒数数即为换换热器的的热阻,即:4.4换换热器的的传热计计算(续续)讨论:提提高换热热器的总总传热系系数K值的方法法:(1)降降低换热热管管壁壁的厚度度;(2)降降低污垢垢热阻,从换热器器热阻的的公式可可以看到到:上述述公式简简化为:当αi＞＞αo时,则:K≈αo.由此可以以看出:要提高高换热器器的传热热效率,提高壳壳程流体体的对流流传热系系数αo非常重要要.4.5换换热器热热力设计计4.5.1热力力设计的的任务换热器热热力设计计就是应应用基本本的传热热学、流流体力学学及换热热器结构构的基本本知识，，合理选选择换热热器的参参数及结结构，同同时进行行换热器器的传热热计算和和压降计计算。计计算分为为设计计计算和校校核计算算两种。。设计计算算：以经经设定换换热器的的传热量量和两种种换热介介质的参参数（进进、出口口的温度度；压力力等）。。进行换换热器传传热面积积的确定定，进而而确定换换热器的的结构或或选择标标准型的的换热器器；校核计算算：以给给定换热热器的具具体结构构和某些些参数，，要求核核算换热热器的其其他参数数（如介介质进出出口的温温度等））及传热热量。4.5.2换热热器热力力设计的的基本条条件和一一般原则则换热器设计人人员应该具有有根究工艺生生产的某些条条件（例如工工作温度、温温差、压力、、压差、介质质的物理化学学性质等）来来进行合理选选择换热器的的结构和所需需材料的知识识和技能。换热器器设计计的好好坏最最终看看是否否适用用、经经济、、安全全可靠靠、操操作和和维修修方便便等指指标来来衡量量。4.5.3换热热器运运行参参数和和工艺艺条件件的选选择4.5.3.1换热热器换换热介介质流流程顺顺序的的选择择：4.5换热热器热热力设设计（（续））介质的的流程程有三三种，，根究究具体体工艺艺来选选择1）逆逆流程程序：：这种种流程程组合合的平平均温温度差差Δtm较大，，在相相同传传热量量的情情况下下其传传热面面积较较小，，因而而体积积也较较小，，比较较经济济，一一般优优先采采用；；2）并并流程程序：：这种种流程程组合合的平平均温温度差差Δtm较小，，一般般尽量量不采采用；；3）折折流程程序：：在工工业中中用的的最多多，其其中有有简单单折流流和复复杂折折流，，一般般按具具体工工艺要要求来来决定定。4.5.3.2介质质流速速和允允许压压降的的选择择提高介介质流流速可可以提提高换换热系系数，，在换换热量量相同同的情情况下下可以以减少少传热热面积积，使使换热热器结结构紧紧凑，，同时时流速速的提提高可可以抑抑制污污垢的的生成成，有有利于于总传传热系系数的的提高高；但但流速速的增增加使使得管管路的的压降降增大大，不不仅增增加了了能耗耗，而而且容容易冲冲刷腐腐蚀换换热管管的传传热面面，加加速换换热器器的损损坏。。根据据计算算提高高流速速使压压降的的提升升速率率远远远大于于换热热系数数提升升的速速率，，得不不偿失失。合理的的允许许压降降是与与系统统运行行压力力有关关，管管、壳壳程流流体的的合理理流速速的设设定将将有利利于换换热器器的安安全、、高效效运行行，运运行操操作人人员应应严格格按照照换热热器手手册的的有关关要求求来操操作。。一般般来说说，壳壳程流流速为为管程程流速速之半半。4.5.3.3换热热器介介质温温差和和换热热终温温确定定换热器器冷热热介质质的温温度、、冷热热介质质的温温度差差的合合理选选择将将提高高平均均温差差，降降低4.5换热器器热力力设计计（续续）污垢的的生成成，增增加传传热系系数。。换热器器终端端温度度对传传热效效率和和传热热强度度有很很大的的影响响。例例如当当热、、冷介介质进进行逆逆流换换热时时，若若冷流流体的的出口口温度度接近近热流流体的的入口口温度度时，，则热热利用用率为为最大大，但但传热热强度度最小小，因因此所所需的的传热热面积积最大大。对对于多多程换换热，，在确确定换换热终终温时时应避避免出出现温温度交交叉现现象(即反反向传传热现现象),从从而降降低总总平均均传热热系数数而降降低换换热器器的换换热效效率.多程程换热热器的的终温温可参参考以以下数数据:1)热端温差不不小于20℃;冷端温温差不小于于5℃;2)冷却器器中冷却剂剂的初温应应高于被冷冷却剂的凝凝固点,其其终温应比比被冷凝流流体的露点点低5℃.3)对于空空冷换热器器的热流体体出口温度度与空气入入口温差应应不小于20℃;4)为避免免温度交叉叉,应把较较小一端的的温差加大大到20℃以上.4.5换热器热力力设计（续续）4.5.3.4换热热器的平均均温压所谓温压是是指由温差差而引起的的压力(推推动力),其大小除除直接受冷冷热介质的的流动形式式和出口温温度外,还还受以下几几种因数影影响,在设设计或选择择换热器时时应予以充充分考虑:1)流体的的热容量;2)换热流流程的安排排;3)多热源源的利用等等.4.5.3.5换热热器冷热流流体的流径径选择选择的原则则是:有利利于传热、、减小压力力损失、减减少材料损损耗一降低低制造成本本、经济、、安全可靠靠和维修方方便等等因因素。1）流量小小或黏度大大的走壳程程；2）对于刚刚性结构的的换热器，，当两换热热流体温差差很大时，，应使换热热系数大的的流体走管管程，以减减小管束和和壳体的膨膨胀；3）流体温温度与环境境温差大者者走管程，，与环境温温差小者则则走壳程；；4）饱和蒸蒸汽宜走壳壳程，因为为壳程对流流速和清洗洗要求不大大，且容易易排除冷凝凝水；5）容易结结垢、有沉沉淀物的不不清洁流体体宜走管程程，冷凝器器中的冷却却水就走管管程；6）有毒介介质、高温温高压或有有腐蚀性的的介质宜走走管程，允允许压降小小的走壳程程。4.6换热器结构构部件及参参数的选择择4.6.1换热管束束1）换热管管：换热管管的管型、、管径、管管长以及管管子的材质质对换热器器性能和经经济性具有有较大的影影响；2）换热管管束排列换热管束排排列的要求求是均布、、紧凑并考考虑管间的的清洗要求求和结构上上的要求。。有以下几几种排列：正三角形形排列、转转角正三角角形、正方方形排列、、转角正三三角、同心心圆以及组组合式排列列。（见下下图）4.6换热器结结构部件件及参数数的选择择（续））换热管束束排列形形式取决决于换热热器的结结构形式式、换热介质的的物性、、流体传传热时的的压降以以及传热热系数等要求来来决定。。例如正正三角形形排列具具有布管管紧凑，，单位管板板上布管管数量较较正四方方形排列列要多出出15%，，同时其传传热系数数较高；；但是管管间污垢垢不容易易清洗、、且壳程流体的的压降较大等等。无论是哪种排排列方式，管管束部件中最最外围管子的外壁与壳体体内壁之间的的距离不应小小于10mm。3）管间距：：管间距s一一般取管子直直径do的1.25倍，，但应保证两管管子外壁之间间的通道不小小于6mm用用来清洗管子外壁。。对于蒸发器器来说，为了了使蒸汽的流流动，一般其其管间距s取取为1.5倍倍的管径。4）管束安装装转角：对于于卧式冷凝器器，为了减小小液膜在列管管上的包角及及液膜厚度，，管板在装配配时，其轴线线（对正三角角形排列，轴轴线指六边形形对角钱，对对正方形排列列，轴线指正正方形的边））应与设备的的水平轴线偏偏转一定角度度，如图4.4－6所示示正三角形排列列：α=30o–arcsin(do/2);do——管子外径径(mm)正方形排列：：α=26o25′4.6换热器结构部部件及参数的的选择（续））5)管束分程程：当换热器器换热面积较较大而管子又又不能很长时时，就得将管管束分程。多多管程换热器器结构复杂，，流体穿过隔隔板垫片短路路机会增多。。隔板占据的的位置在壳程程会形成无管管占据的流体体走廊，造成成壳程流体的的旁路而不利利于传热。（1））分程程原则则：分分程时时采用用偶数数，每每程中中的管管数应应大致致相等等，分分程隔隔板的的形状状应简简单，，相邻邻程间间的跨跨程温温度一一般不不超过过20℃。。管程程数越越多，，设备备造价价越高高。管管程数数除单单程外外，一一般有有2、、4、、6、、8、、10、12等等七种种，以以2、、4程程应用用较多多。（2））分程程方法法：当当前普普遍采采用的的分程程方法法有平平行和和T形形两种种，其其分程程隔板板布置置如表表4.4－－4所所示。。这两两种方方法各各有优优劣，，例如如对于于4管管程，，平行行分程程在工工艺安安装采采用换换热器器迭加加时，，接管管方便便，可可使管管箱内内放尽尽残液液，T形分分程在在制造造上可可于双双程管管板共共用模模板，，尚可可多排排些管管子。。4.6换热器结结构部件件及参数数的选择择（续））4.6.2管板管板的作作用是固固定换热热管束，，并用来来作为换换热器两两端间壁壁将管、、壳程流流体相互互分开。。管板单单层管板板和双层层管板两两种。1）管板板上的管管孔数:式中：n——管管数S——总总传热面面积，m；do———换热管管外径，，mm；；L——单单程管长长，m。。根据管数数及管间间距，按按正三角角型或正正方型排排列方式式，用作作图法最最后确定定管数。。2）管板板的连接接：管板板的连接接分为管管板与管管束的连连接和与与壳体、、管箱的的连接。。（1）管管板与管管束的连连接：之之间的连连接必须须牢固紧紧密、不不发生泄泄漏，同同时连接接后不会会产生不不正常的的应力和和变形。。连接形形式有：：胀接、、焊接和和焊后再再胀三种种方法。。胀接一一般用于于设计压压力不大大于40bar(4Mpa)、温度度在350℃以以下的共共况。焊焊接一般般适用于于高温高高压、易易燃易爆爆的工况况。焊接接和焊后后再胀的的连接则则用于要要求高的的情况下下，例如如核电站站的蒸发发器、高高低压蒸蒸汽加热热器等重重要设备备中。4.6换热器器结构构部件件及参参数的的选择择（续续）（2））管板板与壳壳体及及管箱箱的连连接管板与与壳体体的连连接有有可拆拆和不不可拆拆两种种。固固定管管板式式换热热器常常采用用不可可拆连连接。。两端端管板板直接接焊于于外壳壳之上上并伸伸出壳壳体圆圆周外外兼作作法兰兰，如如图4.4－7所示，，拆下下管箱箱可检检修胀胀口或或清扫扫管内内。浮浮头式式、U型管式式等为为使壳壳程清清洗方方便，，常将将管板板夹在在壳程程法兰兰和管管箱法法兰之之间构构成可可拆连连接，，如图图4.4－8所示。。此外外，高高压换换热器器管板板与管管箱筒筒体的的连接接一般般不采采用法法兰连连接，，为防防止泄泄漏而而将管管板或或管箱箱焊成成或锻锻成一一体，，如图图4.4－9所示。。4.6换热器器结构构部件件及参参数的的选择择（续续）（3））管板板的厚厚度管板厚厚度与与材料料强度度、介介质压压力、、温度度和压压差、、温差差以及及管子子和外外壳的的固定定方式式等因因素有有关。。设计计时应应根据据换热热器的的结构构形式式和具具体工工况来来决定定管板板的厚厚度。。（4）薄管板高温高压换换热器（通通常认为是是温度超过过350℃，压力超过100bar的换热器））的热应力力和机械应应力的叠加作作用是当前前的主要矛矛盾。对于于高温高压压换热器的管管板，其强强度要求与与减小热应应力的要求求是矛盾的。。减小管板板厚度能减减小管板热热、冷两侧侧的热应力，，但会遇到到高压下强强度要求的的限制。对对于固定管板板则必须同同时考虑管管束与壳体体间的温差差应力、管板板本身的轴轴、径向温温差应力以以及管板机机械强度要求求。为此出出现了称为为弹性管板板的一些新新型结构的薄薄管板。其其共同特点点是都带有有圆弧形、、椭圆形、、碟形、球球形等结构构，有利于于增加承压压能力，同同时可利用用其弹性变变形来部分分吸收热膨膨胀差值。。如图4.4－10所示为椭圆圆形管板。。4.6换热器结构构部件及参参数的选择择（续）4.6.3管箱箱管箱是管程程流体进口口均匀分流流和出口汇汇流的空间间，在多管管程换热器器中，它还还起改变流流体流向的的作用。管管箱的结构构要有利于于承压介质质流动均允允及拆装、、清洗方便便等。管箱箱有多种形形式，最常常用的是如如图4.4－11所所示的平盖盖管箱和封封头管箱，，前者制造造较容易，，但承压能能力弱于后后者。应尽尽量采用封封头管箱，，特别是对对于大直径径及较高压压力的换热热器尤其应应该优先考考虑使用封封头管箱。。图4.4—12为为双层隔板板，图4.4—13为管箱隔隔板与管板板之间的连连接。4.6换热器结构构部件及参参数的选择择（续）4.6.4壳体:壳壳体的结构构形式在换换热器的传传热计算前前就决定了了,其壁厚厚是根据强强度理论来来计算,即即:式中:S—壳体体壁厚，mm；P—设计压压力，Mpa；[σ]—设设计温度下下材料的许许用应力，，Mpa；；C—考虑腐腐蚀等因素素的壁厚附附加量，mm；φ—焊缝系系数，按设设计规定选选取。换热器壳体体的设计应应满足强度度、刚度、、稳定性、、密封性、、制造、安安装、运输输和维修方方便等要求求。换热器壳体体的内径与与换热管束束的形式有有关，内径径的计算公公式如下：：Di=s(nc-1)+2b式中中:s——任任两两个个换换热热管管的的中中心心距距，，一一般般取取s=（（1.25～～1.5））do（do为为管管外外径径））；；nc—不不同同排排列列形形式式的的换换热热管管数数，，例例如如：：正正三三角角形形：：nc=1,1(n））o.5;正正方方形形：：nc=1,19(n））o.5壳体体的的分分程程主主要要是是使使壳壳程程流流体体的的流流速速增增加加，，强强化化传传热热。。由由于于采采用用纵纵向向隔隔板板的的结结构构比比较较复复杂杂，，同同时时壳壳程程流流速速的的增增加加会会使使压压降降提提高高，，因因此此一一般般是是有有条条件件的的使使用用。。4.6换热热器器结结构构部部件件及及参参数数的的选选择择（（续续））4.6.5折折流流板板和和支支承承板板1））折折流流板板的的作作用用：：除除加加大大壳壳程程流流体体紊紊流流以以有有利利于于传传热热外外(如如图图4.6——14)，，还还能能支支撑撑管管束束防防止止振振动动及及弯弯曲曲.2）折流板的的形式：折流流板的形式有有圆缺型、盘盘环型、管孔孔型等，如图图4.6—15;4.6—16;4.6—17所示。换热热器中一般采采用圆缺形折折流板和盘环环形折流板,圆缺形折流流板用的最多多,其切口往往往是垂直方方向布置,以以减小固体微微粒和不凝气气体的滞留.4.6换热器结构部部件及参数的的选择（续））3)支承板:支支承板对换热热管束起支承承作用。在卧卧式换热器中中支承板除了了支承换热管管束作用外,还起折流板板的作用，为为便于支承管管束，防止其其下垂和振动动，常设置弓弓形或半圆形形支承板。每每个支承板只只能支撑半数数管子，故必必须交错排列列，并以垂直直切口为宜。。4.6.6进、、出口接接管及防防冲导流流装置在换热器器壳体和和管箱上上按需要要要装上上接管或或接口。。管、壳壳程流体体的进出出口，壳壳体和管管箱底部部的排冷冷凝液管管和上部部的排汽汽管、管管壳程需需要的安安全阀、、各种仪仪表和取取样接管管等。一般来说说，管程程流体的的进口接接管位置置应低于于出口接接管的位位置。壳程流流体的进进口因垂垂直于管管束，因因此在对对着进口口管处的的管束上上面应设设置防冲冲板，以以防止管管束受到到横向的的冲刷腐腐蚀。防防冲挡板板及导流流装置的的结构形形式如右右图所示示。4.7换换热器器运行中中的主要要问题4.7.1换热器的热热应力和热热补偿由于列管式式换热器在在运行中产产生热应力力，因此必必须考虑换换热器的热热补偿。1）列管式式换热器的的热应力右图a所示示为固定管管板式换热热器在常温状态态下管、壳壳的自由长长度，b为为运行温度下无约约束时管、、壳的长度度（由于管管子的温度高于壳壳体温度，，因此管子子的受热后后的长度δt大于壳体的的长度δs），c为运运行状态下下管、壳受约约束的长度度（由于管管子和壳体体连在一起起，因此尽尽管管子和和壳体所受受的温度不不同，但长长度相等为为δ）。分析：：运行无约约束状态下下，管子所所受到的温温度高于壳壳体，因此此热胀长度度要大于壳壳体，即δt＞δs；在管子与壳壳体连在一一起时的热热胀长度δ则小于δt，而大于δs，即δ＜δt；δ＞δs。由此可以看看出固定管管板式换热热器在运行行时，管子子是属于受受压状态；；而壳体则则属于受拉拉状态。尤尤其在冷热热流体温差差大于50℃时，管管子和壳体体所受到很很大的拉应应力和压应应力，因此此在结构上上必须采取取热补偿措措施。2）热补偿偿措施4.7换换热器运行行中的主要要问题换热器的热热补偿措施施有以下几几种：补偿偿节（一般般装在固定定管板式换换热器的壳壳体上）、、U形管管结构、浮浮头形结构构和挠性管管板等。4.7.2换热器的的振动与防防振措施1)列管式换热热器因壳程程流体流动动可能引起起管束振动动或声振动动，管束振振动将使管管子磨损、、疲劳和管管子与管板板连接处松松脱，造成成泄漏或结结构破坏，，声振动将将发出严重重噪音。任任何振动现现象都存在在有激振力力和弹性结结构。当激激振力作用用频率和弹弹性结构的的固有频率率相耦合发发生共振时时，设备振振动现象随随即出现。。因此，对对于振动现现象的分析析必须从激激振力和弹弹性结构这这两个方面面着手。目目前，对于于换热器振振动的激振振机理主要要是卡门涡涡流脱落理理论。4.7换换热器运行行中的主要要问题1）产生振动的的原因当流体绕流流管子（圆圆柱体）时时，在其两两侧流体速速度发生变变化。如图图4.5－4所示，流体体从点A到点C逐渐加速，，动能增加加，经过C点（区段））后，逐渐渐减速，动动能减小。。根据柏努努利定律，，流体动能能与压力势势能互相转转换，因而而从点A到点C，流体压力力减少，从从C到B逐渐增大。。随着雷诺诺数的增大大，管子