核电站员工基础理论培训教材(PPT 49页).ppt

1、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4.11); 2)蛇管式换热器(图4.12); 3)套管式换热器(图4

2、.12); 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

3、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4.15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7000 W/(m2)；可根据需要增减板数以调节传热面积；检修和

4、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15 bar(1.5Mpa)，最高也不超过20 bar；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。,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4.21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

5、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4.21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6 bar）的场合。,4.2 列管式换热器的类型及工作特性,4.2.2 U型管换热器 U型管换热器如图4.22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

6、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4.23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

7、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4.24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

8、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，MWth 969 总传热面积: 5429 m2 管侧设计压力，Mpa 17.2 管侧设计温度: 343 管侧运行压力，MPa 15.5 管侧试验压力: 22.9 MPa 热介质（反应堆冷却剂） 进口温度， 327 出口温度， 293 流量，m3/h 23790 壳侧设计压力，MPa 8.6 试验压力， 12.85 MPa 壳侧设计温度， 343 蒸汽参数:压力，MPa 6.89 温度， 283.6 最大湿度， 0

9、.25 流量（产量）t/h 1938 给水温度， 262 尺寸与重量 上部汽水分离段直径 4484 mm 下部蒸发段直径，mm 3446 总高度，mm 20848 管板厚度，mm 555 无水总重，t 329.5 满水总重，t 505,4.2 列管式换热器的类型及工作特性,4.2.4.2高压加热器 图4.25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

10、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 列管式换热器的类型及工作特性,4.2.4.3低压给水加热器 低压给水加热器是利用低压缸抽汽加热主凝结水（低压给水）。它由四级加热器组成。图4.26就是第四级低压给水加热器的结构图。,4.2 列管式换热器的类型及工作特性,4.2.4.3 凝汽器（冷凝

11、器） 凝汽器在核电站的主要功能和火电厂一样是为汽轮发电机组提供一经济背压，并且使机组在所规定的冷却水温度范围和运行条件下，安全可靠的运行；满足机组要求的热力性能，冷凝所有进入凝结器的蒸汽，保持凝结水质，提供所需的凝结水量。图4.27所示为大亚湾核电站凝汽器的结构图。每台机组配有三台凝汽器，布置在机房底层。每台凝汽器有两组单流程管束，为卧式单程管板式换热器。循环冷却水（海水）由入口水室下端的进水暗渠引入，经管板走管内至出口水室再从出口水室下端排至排水暗渠。被冷凝的蒸汽走管间，自上而下，冲刷冷却水管束的同时，冷凝成凝结水，经集水箱除氧浅盘流入热井。,4.3 换热器传热的基本方式及传热过程,4.3.

12、1 换热器传热的基本方式 换热器传热的基本方式主要是以对流传热和热传导（导热）相结合的方式进行传热。 4.3.1.1 热传导（又称导热） 若物体上的两部分间连续存在着温度差，则热将从高温部分自动地流向低温部分，直至整个物体的各部分温度相等为止。此种传热方式称为热传导。在金属固体中，热传导起因于自由电子的运动；在不良导体的固体和大部分液体中，热传导是由个别分子的动量传递所致；在气体中，热传导是由分子不规则运动而引起的。热传导是静止物质内的一种传热方式。也就是说没有物质的宏观位移。 4.3.1.2 对流传热 对流传热是指流体中质点发生相对位移而引起的热交换。对流传热仅发生在流体中，因此它与流体的流

13、动状况密切相关。在对流传热时，也伴随着流体质点间的热传导。工程中讨论的对流传热，多是指热由流体传到固体的壁面（或反之）的过程。在流体中产生对流的原因有二：一为流体质点的相对位移是因流体中各处的温度不同而引起的密度差别，使轻者上浮，重者下沉（流体产生这种对流则称为自然对流）；二为流体质点的运动是因泵（风机）或搅拌等外力所致（流体的这种对流则称为强制对流）。流动的原因不同，对流传热的规律也有所不同。应予指出，在同一种流体中，有可能同时发生自然对流和强制对流。,4.3 换热器传热的基本方式及传热过程,4.3.2 换热器的传热过程 核电厂所用的换热器，主要为列管式换热器（间壁式）。所以本章以间壁式换热

14、器的传热过程进行分析。在间壁式换热器中，冷、热流体被壁面隔开，它们分别在壁面两侧进行流动。热流体将热传到壁面的一侧，通过固体壁面的热传导，再由壁面另一侧将热传给冷流体。冷热流体流动状态是，当流体流经固体壁面时形成流动边界层，边界层内存在速度梯度；当流体呈湍流时（形成湍流边界层），靠近壁面处总有一层滞流内层存在，在此薄层内流体呈滞流流动。因此在滞流内层中，沿壁面的法线方向上没有对流传热，该方向上热的传递仅为流体的热传导。由于流体的导热系数较低，使滞流内层中的导热热阻就很大，因此该层中温度差也较大，即温度梯度较大。在湍流主体中，由于流体质点剧烈混合并充满了旋涡，因此湍流主体中的 温度差（温度梯度）

15、极小，各处的温度 基本上相同。在湍流主体和滞流内层之 间的缓冲层内，热传导和对流传热均起 作用，在该层温度发生缓慢的变化。 图4.3l表示流体在壁面两侧的流动情 况以及和流体流动方向垂直的某一截面 上流体的温度分布情况。以上分析可知， 对流传热的热阻主要集中在滞流内层内， 因此，减薄滞流内层的厚度是强化对流 传热的重要途径。,4.3 换热器传热的基本方式及传热过程,4.3.3热传导方程傅立叶定律 物体内各点间的温度差是热传导的必要条件.设内外管壁等温面温度之差为t=Tw-tw;壁面之间的距离为n,则冷热流体之间的温度梯度为: 傅立叶定律:通过冷热两表面的导热速率与温度梯度和传热面积有关, 即:

16、dQds dQ= ds t=Tw-tw n=b dQ= ds 积分后得:Q= S 式中:Q导热速率,即单位时间内传导的热,W; S等温面面积,m2 b壁面厚度,m; Tw-tw 冷热壁面温度差, 导热系数,W/m2,4.3 换热器传热的基本方式及传热过程,4.3.4对流传热速率方程:对流传热用理论计算比较困难,一般用半经验方法来处理, 即:对流传热速率= =系数x推动力 上式中推动力为流体与壁面之间的温差;阻力则为与流体接触的壁面大小成反比,由于换热器换热速率随换热器的位置变化而变化,因此可采用微分方程来表达, 即:dQ= 式中: dQ局部对流传热系数,W; dS微元传热面积,m2 T换热器任

17、一截面上流体的平均温度,; Tw换热器任一截面上与流体接触一侧壁面的温度,; 比例系数,又称局部对流传热系数,W/(m2).,4.3换热器传热的基本方式及传热过程(续),对流传热速率方程又称为牛顿冷却定律. 工程计算中常使用平均对流传热系数为常数,因此上述微分方程式可以积分为: Q=St 式中 平均对流传热系数, W/(m2); S 总传热面积. m2 t 流体与壁面之间的平均温度差, . 应该指出:换热器的传热速率与流体流经的位置有关,因此,牛顿冷却定律可以 以下式表示: dQ=i(T-Tw)dSi dQ=o (tw-t)dSo; 式中:dSi ,dSo 换热器管子内外的表面积,m2 i ,

18、o 换热器管子内外的流体对流传热系数, W/(m2); t 换热器管子外任一截面流体的平均温度, tw 换热器管子外与流体接触任一截面的壁面温度, .,4.4换热器的传热计算,4.4.1能量衡算 传热计算分为设计计算和校核计算两类.所有的传热计算都是以换热器的热量衡算和传热速率方程为计算的基础.在热量衡算中假设换热器绝热良好,无热量损失,即: Q=Wh(Hh1-Hh2)= Wc(Hc2-Hc1) ( 4.41) 式中:Q换热器热负荷(即传热速率),kj/h,W(j/s); Wh, Wc流体质量流量,kg/h; H单位质量流体的焓,kj/kg. 1)换热器在换热过程中无相变化,并且冷热流体的比热

19、不随流体温度的改变而变化(或取冷热流体的平均比热),则上式可表示为: Q=WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1) ( 4.42) 式中:Cp流体的平均定压比热,kj/(kg) t冷流体的温度, T热流体的温度, 2)换热器在换热时,热流体发生相变化,例如蒸汽冷凝,则上式可改写为: Q=Wh=WcCpc(t2-t1) ( 4.43),4.4换热器的传热计算(续),( 4.43)式的应用条件为冷凝液在饱和蒸汽温度下离开换热器.若低于饱和蒸汽温度,则上述公式应改写为: Q=Wh+cph(Ts-T2)=WcCpc(t2-t1) ( 4.44) 式中:cph冷凝液的比热, kj/(kg) 3

20、)换热器在换热过程中考虑热量损失,则上式应改写为: Q=WhCph(T1-T2)=(1+x%)WcCpc(t2-t1) ( 4.45) 4.4.2总传热速率方程 换热器中任一截面间壁两侧流体的传热速率方程可仿照对流传热速率方程表示,即: dQ=K(T-t)dS = KtdS (4.46) 上式为换热器总传热速率方程式.表明总传热系数在数值上等于单位温差下的热通量. 式中: K换热器局部总传热系数, kj/(kg); T,t换热器任一截面上冷热流体的平均温度,.,4.4换热器的传热计算(续),总传热系数必须与所选择的传热面相对应,因此总传热速率方程式可以表示为: dQ=Ki(T-t)dSi=Ko

21、(T-t)dSo=Km(T-t)dSm ( 4.47) 式中: Ki、Ko、Km基于管子内壁表面积、外壁表面积、内外平均面积的总传热系数，kj/(kg); Si、So、Sm 管子内壁表面积、外壁表面积、内外平均面积，m2 由于dQ、(T-t)与所选择的基准面无关，因此， 式中：do di dm管子内外径和内外径的平均直径，m。 4.4.3平均温度差 公式(4.46)是微分方程式，对于工程来说必须要进行积分以后才能有用意义。由于公式中的温度差是换热器任一截面上的局部温度差，是随换热器的长度变化而变化，是个变量，因此应用换热器的平均温度差来代替局部温度差。 为了对公式(4.46)积分，必须作如下的

22、假设：,4.4换热器的传热计算(续),传热为稳定传热； 冷热流体的比热为常量（取流体进出口比热的平均值） 换热器的总传热系数为常量，即K值不随换热器管子长度而变化 换热器的热量损失可以不计 1）恒温传热时的平均温度差：换热器管间壁两侧流体均有相变化，如蒸发器的两流体传热就是恒温传热。即两流体的温度差在蒸发器中处处相等。即： t=T-t. 因此，对公式(4.46)积分后可得： Q=KS(T-t)=KSt (4.49） 2)变温传热下的平均温度差 (1)逆流和并流时的平均温度差 换热器两流体的流动方向不 同将影响平均温度差.两流体若 相反方向流动则为逆流;相同方 向流动则为并流.由换热器的热量 衡

23、算式可知: dQ=WhCphdT=WcCpcdt,4.4换热器的传热计算(续),上式中的Cp为平均比热,假设为常量,因此上式可表达为: 常量 常量 积分后可得: T=mQ+k ; t=mQ+k，QT及Qt 都是直线。 上述两式相减，得： T-t=t=(m-m)Q+(k-k) ，该函数 关系也为直线。（见右图）。其中： M、k、m、k分别为QT、Qt的斜率 和截距。,4.4换热器的传热计算(续),由图4.4-2可知，Qt直线的斜率为： 把 dQ=KdSt代入,即得: 由上述假设中K为常量,积分上式可得: 得: 则得: (4.4-9) (4.4-9)式是换热器的总传热速率方程式. 由此式可知平均温

24、度差tm等于换热器两端处温度差的对数平均值,即: (4.4-10) 在工程计算中,当 时可以用算术平均温度差 来代替对数平均温度差. 换热器两端t值大者为 t2 ,小者为t1.,4.4换热器的传热计算(续),上述平均温度差的公式对于变温传热中的并流和逆流都适用,但是,在传热过程中如果一侧流体变温,另一侧不变则其平均温度差是相等的;而两侧流体在传热过程中都变温,则并流和逆流的平均温度差是不一样的.例如,在并流和逆流时,热流体的温度都是从90冷却到70;而冷流体的温度都是从20加热到60.其平均温度差分别为: 逆流 并流 T: 90 70 T: 90 70 t: 60 20 t: 20 60 t

25、: 30 50 t:70 10 由上述例题可知,并流和逆流传热虽然在进出口温度不变,但逆流的平均温度差tm要比并流的大.因此在换热器的传热量Q和总的传热系数相同的情况下,采用逆流操作可以节省传热面积S.同时在热流体经释热后的出口温度不作规定时,4.4换热器的传热计算(续),逆流传热的出口温度可以降到冷流体的进口温度,充分利用热流体的热量,降低了热流体的流量,从而降低运行成本.可见在一般情况下,传热过程中采用逆流优于并流. (2)错流和折流时的平均温差 在大多数列管式换热器的传热过程中 两流体的流动是比较复杂的多流程流动, 如右图所示,其中有折流,也有错流.对于 这种复杂流程,一般用以下的方法进

26、行平 均温度差的计算.即先按逆流算出平均温 度差tm, 然后再乘以一个校正系数 t.即: tm =ttm 式中: tm按逆流算出平均温度差 t温差校正系数,(无因次).温差校正系数t与冷热流体的温度变化有关,是P和R两个因数的函数,即: t=(P,R),式中:,4.4换热器的传热计算(续),根据P、R值可在有关的传热手册中查到所需要的t .对于12型换热器（即单壳程，两管程换热器），也可以用以下的公式进行计算， （3）关于简化假定的讨论：在推导平均温度差时有几条假设，严格的说因为换热器在传热过程中流体的温度不断地随传热面而变化（流体有相变的传热除外），而导致流体的物性，对流传热系数和总传热系数

27、都会变化，因此上述的几种假设很难成立。如果流体的物性随温度变化不大，则总传热系数可以视为常量。此时用对数平均温差在工程计算中能满足要求。若流体的物性随温度的变化较大，总传热系数K值就不能认为常量，采用对数平均温差计算方法则不能使用，而应采用其他方法，若K值随温度变化呈线性变化，应使用下式计算方法较为精确，即： 式中：K1、K2分别为换热器两端处的局部总传热系数，(W/m2)； t1、t2分别为换热器两端处的两流体的温度差，。,4.4换热器的传热计算(续),若K值随温度的变化呈非线性变化，则应采用分段法进行计算，分割后的每段K值视为常量来计算换热器的传热速率Q，然后计算为： 4.4.4总传热系数

28、 1）换热器中总传热系数K的数值范围：换热器中总传热系数K的数值主要取决于流体的物性、换热器的操作条件以及换热器的类型等因素，因而K值的取值范围很大，在设计换热器是可以在换热器的有关手册中查找。 2）总传热系数K值的计算 列管式换热器的传热方式是通过以下流程进行：对流传热（热流体把热量传递给管壁）、热传导（与热流体接触的管壁把热量传递给与冷流体相接触的管壁）、对流传热（冷端管壁把热量传递给冷流体）。上述这三种热传导的微分方程式表达如下： 对流传热： dQ=i（T-Tw)dSi (4.41） 热传导： (4.42) 对流传热： dQ=o（tw-t)dSo (4.43) 联立方程式(4.41）(4

29、.42) (4.43)得：,4.4换热器的传热计算(续),得： 由上式解得dQ,并在上式两边均除以dSo,得: 又 得: 比较公式dQ=Ko(T-t)dSo,可以得出: 3)污垢热阻 换热器在实际操作中,传热表面所沉积的污垢是影响总传热系数K值主要因数,换热管壁上的污垢热阻分别用Rsi 和Rso表示，则总传热系数K值的倒数即为换热器的热阻,即:,4.4换热器的传热计算(续),讨论:提高换热器的总传热系数K值的方法: (1)降低换热管管壁的厚度; (2)降低污垢热阻, 从换热器热阻的公式可以看到:上述公式简化为: 当io时,则:Ko. 由此可以看出:要提高换热器的传热效率,提高壳程流体的对流传热

30、系数o非常重要.,4.5换热器热力设计,4.5.1热力设计的任务 换热器热力设计就是应用基本的传热学、流体力学及换热器结构的基本知识，合理选择换热器的参数及结构，同时进行换热器的传热计算和压降计算。计算分为设计计算和校核计算两种。 设计计算：以经设定换热器的传热量和两种换热介质的参数（进、出口的温度；压力等）。进行换热器传热面积的确定，进而确定换热器的结构或选择标准型的换热器； 校核计算：以给定换热器的具体结构和某些参数，要求核算换热器的其他参数（如介质进出口的温度等）及传热量。 4.5.2换热器热力设计的基本条件和一般原则 换热器设计人员应该具有根究工艺生产的某些条件（例如工作温度、温差、压

31、力、压差、介质的物理化学性质等）来进行合理选择换热器的结构和所需材料的知识和技能。 换热器设计的好坏最终看是否适用、经济、安全可靠、操作和维修方便等指标来衡量。 4.5.3换热器运行参数和工艺条件的选择 4.5.3.1换热器换热介质流程顺序的选择：,4.5换热器热力设计（续）,介质的流程有三种，根究具体工艺来选择 1）逆流程序：这种流程组合的平均温度差tm较大，在相同传热量的情况下其传热面积较小，因而体积也较小，比较经济，一般优先采用； 2）并流程序：这种流程组合的平均温度差tm较小，一般尽量不采用； 3）折流程序：在工业中用的最多，其中有简单折流和复杂折流，一般按具体工艺要求来决定。 4.5

32、.3.2介质流速和允许压降的选择 提高介质流速可以提高换热系数，在换热量相同的情况下可以减少传热面积，使换热器结构紧凑，同时流速的提高可以抑制污垢的生成，有利于总传热系数的提高；但流速的增加使得管路的压降增大，不仅增加了能耗，而且容易冲刷腐蚀换热管的传热面，加速换热器的损坏。根据计算提高流速使压降的提升速率远远大于换热系数提升的速率，得不偿失。 合理的允许压降是与系统运行压力有关，管、壳程流体的合理流速的设定将有利于换热器的安全、高效运行，运行操作人员应严格按照换热器手册的有关要求来操作。一般来说，壳程流速为管程流速之半。 4.5.3.3换热器介质温差和换热终温确定 换热器冷热介质的温度、冷热

33、介质的温度差的合理选择将提高平均温差，降低,4.5换热器热力设计（续）,污垢的生成，增加传热系数。 换热器终端温度对传热效率和传热强度有很大的影响。例如当热、冷介质进行逆流换热时，若冷流体的出口温度接近热流体的入口温度时，则热利用率为最大，但传热强度最小，因此所需的传热面积最大。对于多程换热，在确定换热终温时应避免出现温度交叉现象(即反向传热现象),从而降低总平均传热系数而降低换热器的换热效率.多程换热器的终温可参考以下数据: 1)热端温差不小于20;冷端温差不小于5; 2)冷却器中冷却剂的初温应高于被冷却剂的凝固点,其终温应比被冷凝流体的露点低5. 3)对于空冷换热器的热流体出口温度与空气入

34、口温差应不小于20; 4)为避免温度交叉,应把较小一端的温差加大到20以上.,4.5换热器热力设计（续）,4.5.3.4换热器的平均温压 所谓温压是指由温差而引起的压力(推动力),其大小除直接受冷热介质的流动形式和出口温度外,还受以下几种因数影响,在设计或选择换热器时应予以充分考虑: 1)流体的热容量; 2)换热流程的安排; 3)多热源的利用等. 4.5.3.5换热器冷热流体的流径选择 选择的原则是:有利于传热、减小压力损失、减少材料损耗一降低制造成本、经济、安全可靠和维修方便等等因素。 1）流量小或黏度大的走壳程； 2）对于刚性结构的换热器，当两换热流体温差很大时，应使换热系数大的流体走管程

35、，以减小管束和壳体的膨胀； 3）流体温度与环境温差大者走管程，与环境温差小者则走壳程； 4）饱和蒸汽宜走壳程，因为壳程对流速和清洗要求不大，且容易排除冷凝水； 5）容易结垢、有沉淀物的不清洁流体宜走管程，冷凝器中的冷却水就走管程； 6）有毒介质、高温高压或有腐蚀性的介质宜走管程，允许压降小的走壳程。,4.6换热器结构部件及参数的选择,4.6.1换热管束 1）换热管：换热管的管型、管径、管长以及管子的材质对换热器性能和经济性具有较大的影响； 2）换热管束排列 换热管束排列的要求是均布、紧凑并考虑管间的清洗要求和结构上的要求。有以下几种排列：正三角形排列、转角正三角形、正方形排列、转角正三角、同心

36、圆以及组合式排列。（见下图）,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,换热管束排列形式取决于换热器的结构形式、换 热介质的物性、流体传热时的压降以及传热系数 等要求来决定。例如正三角形排列具有布管紧凑， 单位管板上布管数量较正四方形排列要多出15%， 同时其传热系数较高；但是管间污垢不容易清洗、 且壳程流体的压降较大等。 无论是哪种排列方式，管束部件中最外围管子 的外壁与壳体内壁之间的距离不应小于10mm。 3）管间距：管间距s一般取管子直径do的1.25倍， 但应保证两管子外壁之间的通道不小于6mm用来清 洗管子外壁。对于蒸发器来说，为了使蒸汽的流动，一般其管间距s取为1.5倍的管径。 4）

37、管束安装转角：对于卧式冷凝器，为了减小液膜在列管上的包角及液膜厚度，管板在装配时，其轴线（对正三角形排列，轴线指六边形对角钱，对正方形排列，轴线指正方形的边）应与设备的水平轴线偏转一定角度，如图4.46所示 正三角形排列： =30o arcsin (do/2); do管子外径(mm) 正方形排列： =26o25,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,5)管束分程：当换热器换热面积较大而管子又不能很长时，就得将管束分程。多管程换热器结构复杂，流体穿过隔板垫片短路机会增多。隔板占据的位置在壳程会形成无管占据的流体走廊，造成壳程流体的旁路而不利于传热。 （1）分程原则：分程时采用偶数，每程中的管数

38、应大致相等，分程隔板的形状应简单，相邻程间的跨程温度一般不超过20。管程数越多，设备造价越高。管程数除单程外，一般有2、4、6、8、10、12等七种，以2、4程应用较多。 （2）分程方法：当前普遍采用的分程方法有平行和T形两种，其分程隔板布置如表4.44所示。这两种方法各有优劣，例如对于4管程，平行分程在工艺安装采用换热器迭加时，接管方便，可使管箱内放尽残液，T形分程在制造上可于双程管板共用模板，尚可多排些管子。,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,4.6.2 管板 管板的作用是固定换热管束，并用来作为换热器两端间壁将管、壳程流体相互分开。管板单层管板和双层管板两种。 1）管板上的管孔数:

39、 式中：n管数 S总传热面积，m； do换热管外径，mm； L单程管长，m。 根据管数及管间距，按正三角型或正方型排列方式，用作图法最后确定管数。 2）管板的连接：管板的连接分为管板与管束的连接和与壳体、管箱的连接。 （1）管板与管束的连接：之间的连接必须牢固紧密、不发生泄漏，同时连接后不会产生不正常的应力和变形。连接形式有：胀接、焊接和焊后再胀三种方法。胀接一般用于设计压力不大于40bar(4Mpa)、温度在350以下的共况。焊接一般适用于高温高压、易燃易爆的工况。焊接和焊后再胀的连接则用于要求高的情况下，例如核电站的蒸发器、高低压蒸汽加热器等重要设备中。,4.6换热器结构部件及参数的选择（

40、续）,（2）管板与壳体及管箱的连接 管板与壳体的连接有可拆和不可拆两种。固定管板式换热器常采用不可拆连接。两端管板直接焊于外壳之上并伸出壳体圆周外兼作法兰，如图4.47所示，拆下管箱可检修胀口或清扫管内。浮头式、U型管式等为使壳程清洗方便，常将管板夹在壳程法兰和管箱法兰之间构成可拆连接，如图4.48所示。此外，高压换热器管板与管箱筒体的连接一般不采用法兰连接，为防止泄漏而将管板或管箱焊成或锻成一体，如图 4.49所示。,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,（3）管板的厚度 管板厚度与材料强度、介质压力、温度和压差、温差以及管子和外壳的固定方式等因素有关。设计时应根据换热器的结构形式和具体工

41、况来决定管板的厚度。 （4）薄管板 高温高压换热器（通常认为是温度超过350， 压力超过100 bar的换热器）的热应力和机械应 力的叠加作用是当前的主要矛盾。对于高温高压 换热器的管板，其强度要求与减小热应力的要求 是矛盾的。减小管板厚度能减小管板热、冷两侧 的热应力，但会遇到高压下强度要求的限制。对 于固定管板则必须同时考虑管束与壳体间的温差 应力、管板本身的轴、径向温差应力以及管板机 械强度要求。为此出现了称为弹性管板的一些新 型结构的薄管板。其共同特点是都带有圆弧形、椭圆形、碟形、球形等结构，有利于增加承压能力，同时可利用其弹性变形来部分吸收热膨胀差值。如图4.410所示为椭圆形管板。

42、,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,4.6.3 管箱 管箱是管程流体进口均匀分流和出口汇流的空间，在多管程换热器中，它还起改变流体流向的作用。管箱的结构要有利于承压介质流动均允及拆装、清洗方便等。管箱有多种形式，最常用的是如图4.411所示的平盖管箱和封头管箱，前者制造较容易，但承压能力弱于后者。应尽量采用封头管箱，特别是对于大直径及较高压力的换热器尤其应该优先考虑使用封头管箱。图4.412为双层隔板，图4.413为管箱隔板与管板之间的连接。,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,4.6.4壳体:壳体的结构形式在换热器的传热计算前就决定了,其壁厚是根据强度理论来计算,即: 式中: S壳

43、体壁厚，mm； P设计压力，Mpa； 设计温度下材料的许用应力，Mpa； C考虑腐蚀等因素的壁厚附加量，mm； 焊缝系数，按设计规定选取。 换热器壳体的设计应满足强度、刚度、稳定性、密封性、制造、安装、运输和维修方便等要求。 换热器壳体的内径与换热管束的形式有关，内径的计算公式如下： Di =s(nc-1)+2b 式中: s任两个换热管的中心距，一般取s=（1.251.5）do（do为管外径）； nc不同排列形式的换热管数，例如：正三角形： nc=1,1(n）o.5;正方形： nc=1,19(n）o.5 壳体的分程主要是使壳程流体的流速增加，强化传热。由于采用纵向隔板的结构比较复杂，同时壳程流

44、速的增加会使压降提高，因此一般是有条件的使用。,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,4.6.5折流板和支承板 1）折流板的作用：除加大壳程流体紊流以有利于传热外(如图4.614)，还能支撑管束防止振动及弯曲. 2）折流板的形式：折流板的形式有圆缺型、盘环型、管孔型等，如图4.615;4.616;4.617所示。换热器中一般采用圆缺形折流板和盘环形折流板,圆缺形折流板用的最多,其切口往往是垂直方向布置,以减小固体微粒和不凝气体的滞留.,4.6换热器结构部件及参数的选择（续）,3)支承板 :支承板对换热管束起支承作用。在卧式换热器中支承板除了支承换热管束作用外,还起折流板的作用，为便于支承管束

45、，防止其下垂和振动，常设置弓形或半圆形支承板。每个支承板只能支撑半数管子，故必须交错排列，并以垂直切口为宜。 4.6.6进、出口接管及防冲导流装置 在换热器壳体和管箱上按需要要装上接管或接口。管、壳程流体的进出口，壳体和管箱底部的排冷凝液管和上部的排汽管、管壳程需要的安全阀、各种仪表和取样接管等。一般来说，管程流体的进口接管位置应低于出口接管的位置。壳程流体的进口因垂直于管束，因此在对着进口管处的管束上面应设置防冲板，以防止管束受到横向的冲刷腐蚀。防冲挡板及导流装置的结构形式如右图所示。,4.7 换热器运行中的主要问题,4.7.1换热器的热应力和热补偿 由于列管式换热器在运行中产生热应力，因此

46、必须考虑换热器的热补偿。 1）列管式换热器的热应力 右图a所示为固定管板式换热器 在常温状态下管、壳的自由长度，b为运行 温度下无约束时管、壳的长度（由于管子的 温度高于壳体温度，因此管子的受热后的长 度t大于壳体的长度s），c为运行状态下 管、壳受约束的长度（由于管子和壳体连在一起，因此尽管管子和壳体所受的温度不同，但长度相等为）。分析：运行无约束状态下，管子所受到的温度高于壳体，因此热胀长度要大于壳体，即t s；在管子与壳体连在一起时的热胀长度则小于t，而大于s，即t ； s。由此可以看出固定管板式换热器在运行时，管子是属于受压状态；而壳体则属于受拉状态。尤其在冷热流体温差大于50时，管子和壳体所受到很大的拉应力和压应力，因此在结构上必须采取热补偿措施。 2）热补偿措施,4.7 换热器运行中的主要问题,换热器的热补偿措施有以下几种：补偿节（一般装在固定管板式换热器的壳体上）、 U形管结构、浮头形结构和挠性管板等。 4.7.2换热器的振动与防振措施 1)列管式换热器因壳程流体流动可能引起管束振动或声振动，管束振动将使管子磨损、疲劳和管子与管板连接处松脱，造成泄漏或结构破坏，声振动将发出严重噪音。任何振动现象都存在有激振力和弹性结构。当激振力作用频率和弹性结构的固有频