列管式换热器的设计-浮头式换热器讲解

#因管壁很薄，且管壁阻力很小，口管壁温度可用Tt-m+-maat=i-n0-——+——aai0计算，按最不利情况考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温，于是t=0.4x4010.6x5=25℃mT1T=-1140+40)=90℃=485.15w/m2=485.15w/m2-ka=4034.708w/m2-ki因此，传热平均壁温9025+4034.89485.159025+4034.89485.15=31.98℃+4034.89485.1590℃90℃壳体的壁温和传热平均壁温之差为9031.98=9031.98=58.02℃该温差较大，口所需温度补偿装置。5.2核算压力降因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。5.2.1管程压力降管程压力降的计算公式为：£Apt=(Ap+Ap)NNFtApi-单程直管阻力・局部阻力Ns壳程数Np•管程数FtApi-单程直管阻力・局部阻力Ns壳程数Np•管程数Ft・管程阻力结垢校正系数1.4Pt•管程总阻力Pt•管程总阻力Rei二0.02Rei二0.02x0.855x995.70.801x10-3二21185可知管内流体为湍流。取管壁粗糙度己=0.1mm,□□□□□□d"i察=0.005查九一Re关联图得摩擦因数入=0.0315所以lPU2=0.0315x-6-x995.7x0，8552=3436pa0.02lPU2二1091pappu2c995.7x0.8552二1091pa=3=3xSAp=(Ap+Ap)NNFtFt=(3436+1091)x1x4x1.4二21513.9Pa<35kpa5.2.2壳程压力降由于壳程流体的流动状况比较地复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。下面以埃索法计算壳程压力降：SAp=(Ap+Ap)FsNsApJ—流体横口管束的压力降，Pa；Ap——流体通过折流挡板缺口的压力降，2Pa；Fs——壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15,对于气体取1.0；Ns——壳程数；ApAp=Ffn(N+1)pu2——0—2N(3.5-2)Pu02

bD2F——管子排列方法对压力降的校正系数，对正方形斜转45o排列，F=0.4,fo——壳程流体的摩擦系数，当Re口500时，fo=5(Re)-0.228F——管子排列方法对压力降的校正系数，对正方形斜转45o排列，F=0.4,fo——壳程流体的摩擦系数，当Re口500时，fo=5(Re)-0.228

on——横过管束中心线的管子数cn=1.19vncNB——折流挡板数h——折流挡板间距，D——口径，do——换热器外径，u——按壳程流通截面积0S计算的流速，而A=h(D-nd)=0.026m2

c0传热管长□□□□□-1=39代入数值得：6000A=h(D-nd)=0.15(0.4-9x0.025)=0.026m2

c06000=0.0673600x950x0.026「dup0.025义0.067义950Re二—0—0—二0日0.000742二2159f=-5-=5=0.86120Re0.2282240.560.228"二F0n(%+1)券=0.4口0.86⑵914伽95伽0.0672二266.7Pa22hpu22义0.15=N(3.5——)『二39叫3.5)□bD20.4950x0.0722=228.68PaZAp=(Ap+Ap)FsNs=1.15口1DDs12266.7+228.68)=569Pa<35kpa经过以上的核算，管程压力降和壳程压力降都符合要求。换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程进、出口温度，口20/40140/40流量，kg/h162506000物性物性温度，口3090密度，kg/m3995.7950定压比热容，kJ/（kg•口）4.1742.261粘度，mpa•s0.8010.742热导率，W/m•k0.6180.172普朗特常数5.3759.754结构参数型式浮头换热器壳程数1壳体内径，mm400台数1口径，mmG25义2.5管心距，mm32管长，m6管子排列方式正方形斜转45。管子总数680000,039公口传热面积，m231.6折流板间距，mm150管程数400000圆缺型主要计算结果管程壳程流速，m/s0.8550.134DODO,m2•k/W0.000580.00018传热膜系数w/m2•k4040485.15阻力损失Mpa21.5130.569热负荷，KW376.83传热温差，口44.7传热系数，W/m2•k324裕度/%17.7

符号说明英文字母物理意义□□□□□□□□B圆缺高度mRe雷诺数d口径mS传热面积m2D口径mt□□□□□，管心距f摩擦系数T□□□□□□F系数u流速m/sh□□□□□ms质量流量kg/hk□□□□□a□□□□□□L管长A有限差值m程数八热导系数w/mkn□□,□□n粘度pa•sNB折流板数P密度kg/m3Nn□□□□□①校正系数P压力i管内Pr□□□□□o管外N程数，管数s污垢q流通量w/m2Cp比热容kJ/（kg•口）Q传热速率wr半径mR热阻m2•口/W设计评述，它们也是这些行业的通用设备在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器并占有十分重要的地位。随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，口作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。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，，它们也是这些行业的通用设备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，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口；口通过壳体一次称为一个壳口。为提高管内流体速度，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。由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：口不洁净和易结垢流体宜口管程，因管内清洗较方便；口腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；③压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；④饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关，且冷凝液容易排出；⑤若两流体温度差较大选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。通过此次设计，了解了很多关于换热器的知识，如换热器的选型，换热器结构和尺寸的确定，以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等。最最重要的是我深刻认知做设计计算时要非常小心，因为一不留神就会出错，如果前面错了没发现，后面就全口。这是设计中的禁忌。设计内容很多，必须要付出努力才可以。为此，也要感谢老师及同学的互相帮助。参考资料教材口诚敬刘国维李阿娜主编。《化工原理课程设计》，天津科学技术出版社200