列管式換熱器的選用與設計原則（五篇）第一篇：列管式換熱器的選用與設計原則5.7.3列管式換熱器的選用與設計原則換熱器的設計即是通過傳熱過程計算確定經濟合理的傳熱面積以及換熱器的結構尺寸，以完成生產工藝中所要求的傳熱任務。換熱器的選用也是根據生產任務，計算所需的傳熱面積，選擇合適的換熱器。由于參與換熱流體特性的不同，換熱設備結構特點的差異，因此為了適應生產工藝的實際需要，設計或選用換熱器時需要考慮多方面的因素，進行一系列的選擇，并通過比較才能設計或選用出經濟上合理和技術上可行的換熱器。本節將以列管式換熱器為例，說明換熱器選用或設計時需要考慮的問題。一、流體通道的選擇流體通道的選擇可參考以下原則進行：1．不潔凈和易結垢的流體宜走管程，以便于清洗管子；2．腐蝕性流體宜走管程，以免管束和殼體同時受腐蝕，而且管內也便于檢修和清洗；3．高壓流體宜走管程，以免殼體受壓，并且可節省殼體金屬的消耗量；4．飽和蒸汽宜走殼程，以便于及時排出冷凝液，且蒸汽較潔凈，不易污染殼程；5．被冷卻的流體宜走殼程，可利用殼體散熱，增強冷卻效果；6．有毒流體宜走管程，以減少流體泄漏；7．粘度較大或流量較小的流體宜走殼程，因流體在有折流板的殼程流動時，由于流體流向和流速不斷改變，在很低的雷諾數（Re<100）下即可達到湍流，可提高對流傳熱系數。但是有時在動力設備允許的條件下，將上述流體通入多管程中也可得到較高的對流傳熱系數。在選擇流體通道時，以上各點常常不能兼顧，在實際選擇時應抓住主要矛盾。如首先要考慮流體的壓力、腐蝕性和清洗等要求，然后再校核對流傳熱系數和阻力系數等，以便作出合理的選擇。二、流體流速的選擇換熱器中流體流速的增加，可使對流傳熱系數增加，有利于減少污垢在管子表面沉積的可能性，即降低污垢熱阻，使總傳熱系數增大。然而流速的增加又使流體流動阻力增大，動力消耗增大。因此，適宜的流體流速需通過技術經濟核算來確定。充分利用系統動力設備的允許壓降來提高流速是換熱器設計的一個重要原則。在選擇流體流速時，除了經濟核算以外，還應考慮換熱器結構上的要求。表5-4給出工業上的常用流速范圍。除此之外，還可按照液體的粘度選擇流速，按材料選擇容許流速以及按照液體的易燃、易爆程度選擇安全允許流速。三、流體兩端溫度的確定若換熱器中冷、熱流體的溫度都由工藝條件所規定，則不存在確定流體兩端溫度的問題。若其中一流體僅已知進口溫度，則出口溫度應由設計者來確定。例如用冷水冷卻一熱流體，冷水的進口溫度可根據當地的氣溫條件作出估計，而其出口溫度則可根據經濟核算來確定：為了節省冷水量，可使出口溫度提高一些，但是傳熱面積就需要增加；為了減小傳熱面積，則需要增加冷水量。兩者是相互矛盾的。一般來說，水源豐富的地區選用較小的溫差，缺水地區選用較大的溫差。不過，工業冷卻用水的出口溫度一般不宜高于45℃，因為工業用水中所含的部分鹽類（如CaCO3、CaSO4、MgCO3和MgSO4等）的溶解度隨溫度升高而減小，如出口溫度過高，鹽類析出，將形成傳熱性能很差的污垢，而使傳熱過程惡化。如果是用加熱介質加熱冷流體，可按同樣的原則選擇加熱介質的出口溫度。四、管徑、管子排列方式和殼體直徑的確定小直徑管子能使單位體積的傳熱面積大，因而在同樣體積內可布置更多的傳熱面。或者說，當傳熱面積一定時，采用小管徑可使管子長度縮短，增強傳熱，易于清洗。但是減小管徑將使流動阻力增加，容易積垢。對于不清潔、易結垢或粘度較大的流體，宜采用較大的管徑。因此，管徑的選擇要視所用材料和操作條件而定，總的趨向是采用小直徑管子。管長的選擇是以合理使用管材和清洗方便為原則。國產管材的長度一般為6m，因此管殼式換熱器系列標準中換熱管的長度分為1.5、2、3或6m幾種，常用3m或6m的規格。長管不易清洗，且易彎曲。此外，管長L與殼體D的比例應適當，一般L/D=4～6。管子的排列方式有等邊三角形、正方形直列和正方形錯列三種。等邊三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，對流傳熱系數大；正方形直列比較松散，對流傳熱系數較三角形排列時低，但管外壁清洗方便，適用于殼程流體易結垢的場合；正方形錯列則介于上述兩者之間，對流傳熱系數較直列高。管子在管板上的間距t跟管子與管板的連接方式有關：脹管法一般取t=（1.3～1.5）do，且相鄰兩管外壁的間距不小于6mm；焊接法取t=1.25do。換熱器殼體內徑應等于或稍大于管板的直徑。通常是根據管徑、管數、管間距及管子的排列方式用作圖法確定。五、管程和殼程數的確定當流體的流量較小而所需的傳熱面積較大時，需要管數很多，這可能會使流速降低，對流傳熱系數減小。為了提高流速，可采用多管程。但是管程數過多將導致流動阻力增大，平均溫差下降，同時由于隔板占據一定面積，使管板上可利用的面積減少。設計時應綜合考慮。采用多管程時，一般應使各程管數大致相同。當列管式換熱器的溫差修正系數時，可采用多殼程，如殼體內安裝與管束平行的隔板。但由于在殼體內縱向隔板的制造、安裝和檢修都比較困難，故一般將殼體分為兩個或多個，將所需總管數分裝在直徑相等而較小的殼體中，然后將這些換熱器串聯使用，如圖5-23所示。六、折流板折流板又稱折流擋板，安裝折流板的目的是為了提高殼程流體的對流傳熱系數。其常用型式有弓形折流板、圓盤形折流板（如圖5-24所示）以及螺旋折流板等。常用型式為弓形折流板。折流板的形狀和間距對殼程流體的流動和傳熱具有重要影響。通常弓形缺口的高度約為殼體直徑的10%～40%，一般取20%～25%。兩相鄰折流板的間距也需選擇適當，間距過大，則不能保證流體垂直流過管束，流速減小，對流傳熱系數降低；間距過小，則流動阻力增大，也不利于制造和檢修。一般折流板的間距取為殼體內徑的20%～100%。七、換熱器中傳熱與流體流動阻力計算有關列管式換熱器的傳熱計算可按已選定的結構型式，按前一章相關內容，根據傳熱過程各個環節分別計算出兩側流體的對流傳熱熱阻及導熱熱阻，得到總傳熱系數，再按本章前述內容進行換熱器傳熱計算。列管式換熱器中流動阻力計算應按殼程和管程兩個方面分別進行。它與換熱器的結構型式和流體特性有關。一般對特定型式換熱器可按經驗方程計算，計算式比較繁雜，具體內容可參閱有關的換熱器設計教科書或手冊。八、列管式換熱器的選用和設計的一般步驟：列管式換熱器的選用和設計計算步驟基本上是一致的，其基本步驟如下：1．估算傳熱面積，初選換熱器型號（1）根據傳熱任務，計算傳熱速率；（2）確定流體在換熱器中兩端的溫度，并按定性溫度計算流體物性；（3）計算傳熱溫差，并根據溫差修正系數不小于0.8的原則，確定殼程數或調整加熱介質或冷卻介質的終溫；（4）根據兩流體的溫差，確定換熱器的型式；（5）選擇流體在換熱器中的通道；（6）依據總傳熱系數的經驗值范圍，估取總傳熱系數值；（7）依據傳熱基本方程，估算傳熱面積，并確定換熱器的基本尺寸或按系列標準選擇換熱器的規格；（8）選擇流體的流速，確定換熱器的管程數和折流板間距。2．計算管程和殼程流體的流動阻力根據初選的設備規格，計算管程和殼程流體的流動阻力，具體的計算方法可參考文獻[1、3、5]的有關內容。檢查計算結果是否合理和滿足工藝要求。若不符合要求，再調整管程數或折流板間距，或選擇其他型號的換熱器，重新計算流動阻力，直到滿足要求為止。3．計算傳熱系數，校核傳熱面積計算管程、殼程的對流傳熱系數，確定污垢熱阻，計算傳熱系數和所需的傳熱面積。一般選用換熱器的實際傳熱面積比計算所需傳熱面積大10%～25%，否則另設總傳熱系數，另選換熱器，返回第一步，重新進行校核計算。上述步驟為一般原則，可視具體情況作適當調整，對設計結果應進行分析，發現不合理處要反復計算。在計算時應嘗試改變設計參數或結構尺寸甚至改變結構型式，對不同的方案進行比較，以獲得技術經濟性較好的換熱器。列管式換熱器列管式換熱器是目前化工及酒精生產上應用最廣的一種換熱器。它主要由殼體、管板、換熱管、封頭、折流擋板等組成。所需材質，可分別采用普通碳鋼、紫銅、或不銹鋼制作。在進行換熱時，一種流體由封頭的連結管處進入，在管流動，從封頭另一端的出口管流出，這稱之管程；另-種流體由殼體的接管進入，從殼體上的另一接管處流出，這稱為殼程列管式換熱器種類很多，目前廣泛使用的按其溫差補償結構來分，主要有以下幾種：1．固定管板式換熱器：這類換熱器的結構比較簡單、緊湊、造價便宜，但管外不能機械清洗。此種換熱器管束連接在管板上，管板分別焊在外殼兩端，并在其上連接有頂蓋，頂蓋和殼體裝有流體進出口接管。通常在管外裝置一系列垂直于管束的擋板。同時管子和管板與外殼的連接都是剛性的，而管內管外是兩種不同溫度的流體。因此，當管壁與殼壁溫差較大時，由于兩者的熱膨脹不同，產生了很大的溫差應力，以至管子扭彎或使管子從管板上松脫，甚至毀壞換熱器。為了克服溫差應力必須有溫差補償裝置，一般在管壁與殼壁溫度相差50℃以上時，為安全起見，換熱器應有溫差補償裝置。但補償裝置（膨脹節）只能用在殼壁與管壁溫差低于60～70℃和殼程流體壓強不高的情況。一般殼程壓強超過0.6Mpa時由于補償圈過厚，難以伸縮，失去溫差補償的作用，就應考慮其他結構。2．源頭或換熱器：換熱器的一塊管板用法蘭與外殼相連接，另一塊管板不與外殼連接，以使管子受熱或冷卻時可以自由伸縮，但在這塊管板上連接一個頂蓋，稱之為“浮頭”，所以這種換熱器叫做浮頭式換熱器。其優點是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨脹不變殼體約束，因而當兩種換熱器介質的溫差大時，不會因管束與殼體的熱膨脹量的不同而產生溫差應力。其缺點為結構復雜，造價高。3．填料函式換熱器：這類換熱器管束一端可以自由膨脹，結構比浮頭式簡單，造價也比浮頭式低。但殼程內介質有外漏的可能，殼程中不應處理易揮發、易燃、易爆和有毒的介質。4．U型管式換熱器：U形管式換熱器，每根管子都彎成U形，兩端固定在同一塊管板上，每根管子皆可自由伸縮，從而解決熱補償問題。管程至少為兩程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨脹。其缺點是管子內壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少。優點是結構簡單，質量輕，適用于高溫高壓條件。列管式換熱器的設計計算1．流體流徑的選擇哪一種流體流經換熱器的管程，哪一種流體流經殼程，下列各點可供選擇時參考(以固定管板式換熱器為例)(1)不潔凈和易結垢的流體宜走管內，以便于清洗管子。(2)腐蝕性的流體宜走管內，以免殼體和管子同時受腐蝕，而且管子也便于清洗和檢修。(3)壓強高的流體宜走管內，以免殼體受壓。(4)飽和蒸氣宜走管間，以便于及時排除冷凝液，且蒸氣較潔凈，冷凝傳熱系數與流速關系不大。(5)被冷卻的流體宜走管間，可利用外殼向外的散熱作用，以增強冷卻效果。(6)需要提高流速以增大其對流傳熱系數的流體宜走管內，因管程流通面積常小于殼程，且可采用多管程以增大流速。(7)粘度大的液體或流量較小的流體，宜走管間，因流體在有折流擋板的殼程流動時，由于流速和流向的不斷改變，在低Re(Re>100)下即可達到湍流，以提高對流傳熱系數。在選擇流體流徑時，上述各點常不能同時兼顧，應視具體情況抓住主要矛盾，例如首先考慮流體的壓強、防腐蝕及清洗等要求，然后再校核對流傳熱系數和壓強降，以便作出較恰當的選擇。2.流體流速的選擇增加流體在換熱器中的流速，將加大對流傳熱系數，減少污垢在管子表面上沉積的可能性，即降低了污垢熱阻，使總傳熱系數增大，從而可減小換熱器的傳熱面積。但是流速增加，又使流體阻力增大，動力消耗就增多。所以適宜的流速要通過經濟衡算才能定出。此外，在選擇流速時，還需考慮結構上的要求。例如，選擇高的流速，使管子的數目減少，對一定的傳熱面積，不得不采用較長的管子或增加程數。管子太長不易清洗，且一般管長都有一定的標準；單程變為多程使平均溫度差下降。這些也是選擇流速時應予考慮的問題。3.流體兩端溫度的確定若換熱器中冷、熱流體的溫度都由工藝條件所規定，就不存在確定流體兩端溫度的問題。若其中一個流體僅已知進口溫度，則出口溫度應由設計者來確定。例如用冷水冷卻某熱流體，冷水的進口溫度可以根據當地的氣溫條件作出估計，而換熱器出口的冷水溫度，便需要根據經濟衡算來決定。為了節省水量，可使水的出口溫度提高些，但傳熱面積就需要加大；為了減小傳熱面積，則要增加水量。兩者是相互矛盾的。一般來說，設計時可采取冷卻水兩端溫差為5～10℃。缺水地區選用較大的溫度差，水源豐富地區選用較小的溫度差。4.管子的規格和排列方法選擇管徑時，應盡可能使流速高些，但一般不應超過前面介紹的流速范圍。易結垢、粘度較大的液體宜采用較大的管徑。我國目前試用的列管式換熱器系列標準中僅有φ25×2.5mm及φ19×mm兩種規格的管子。管長的選擇是以清洗方便及合理使用管材為原則。長管不便于清洗，且易彎曲。一般出廠的標準鋼管長為6m，則合理的換熱器管長應為1.5、2、3或6m。系列標準中也采用這四種管長。此外，管長和殼徑應相適應，一般取L/D為4～6(對直徑小的換熱器可大些)。如前所述，管子在管板上的排列方法有等邊三角形、正方形直列和正方形錯列等，如第五節中圖4－25所示。等邊三角形排列的優點有:管板的強度高；流體走短路的機會少，且管外流體擾動較大，因而對流傳熱系數較高；相同的殼徑內可排列更多的管子。正方形直列排列的優點是便于清洗列管的外壁，適用于殼程流體易產生污垢的場合；但其對流傳熱系數較正三角排列時為低。正方形錯列排列則介于上述兩者之間，即對流傳熱系數(較直列排列的)可以適當地提高。管子在管板上排列的間距(指相鄰兩根管子的中心距)，隨管子與管板的連接方法不同而異。通常，脹管法取t=(1.3～1.5)do，且相鄰兩管外壁間距不應小于6mm，即t≥(d+6)。焊接法取t=1.25do。5.管程和殼程數的確定當流體的流量較小或傳熱面積較大而需管數很多時，有時會使管內流速較低，因而對流傳熱系數較小。為了提高管內流速，可采用多管程。但是程數過多，導致管程流體阻力加大，增加動力費用；同時多程會使平均溫度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面積減少，設計時應考慮這些問題。列管式換熱器的系列標準中管程數有1、2、4和6程等四種。采用多程時，通常應使每程的管子數大致相等。管程數m可按下式計算，即:(4-121)式中u―――管程內流體的適宜速度，m/s；u′―――管程內流體的實際速度，m/s。圖4-49串聯列管換熱器當殼方流體流速太低時，也可以采用殼方多程。如殼體內安裝一塊與管束平行的隔板，流體在殼體內流經兩次，稱為兩殼程，如前述的圖4-47和圖4-48所示。但由于縱向隔板在制造、安裝和檢修等方面都有困難，故一般不采用殼方多程的換熱器，而是將幾個換熱器串聯使用，以代替殼方多程。例如當需二殼程時，則將總管數等分為兩部分，分別安裝在兩個內徑相等而直徑較小的外殼中，然后把這兩個換熱器串聯使用，如圖4-49所示。6.折流擋板安裝折流擋板的目的，是為了加大殼程流體的速度，使湍動程度加劇，以提高殼程對流傳熱系數。第五節的圖4－26已示出各種擋板的形式。最常用的為圓缺形擋板，切去的弓形高度約為外殼內徑的10～40％，一般取20～25％，過高或過低都不利于傳熱。兩相鄰擋板的距離(板間距)h為外殼內徑D的(0.2～1)倍。系列標準中采用的h值為:固定管板式的有150、300和600mm三種；浮頭式的有150、200、300、480和600mm五種。板間距過小，不便于制造和檢修，阻力也較大。板間距過大，流體就難于垂直地流過管束，使對流傳熱系數下降。擋板切去的弓形高度及板間距對流體流動的影響如圖3-42所示。7.外殼直徑的確定換熱器殼體的內徑應等于或稍大于(對浮頭式換熱器而言)管板的直徑。根據計算出的實際管數、管徑、管中心距及管子的排列方法等，可用作圖法確定殼體的內徑。但是，當管數較多又要反復計算時，作圖法太麻煩費時，一般在初步設計時，可先分別選定兩流體的流速，然后計算所需的管程和殼程的流通截面積，于系列標準中查出外殼的直徑。待全部設計完成后，仍應用作圖法畫出管子排列圖。為了使管子排列均勻，防止流體走“短路”，可以適當增減一些管子。另外，初步設計中也可用下式計算殼體的內徑，即:(4-122)式中D――――殼體內徑，m；t――――管中心距，m；nc―――－橫過管束中心線的管數；b′―――管束中心線上最外層管的中心至殼體內壁的距離，一般取b′=(1～1.5)do。nc值可由下面的公式計算。管子按正三角形排列時:管子按正方形排列時:(4-123)(4-124)式中n為換熱器的總管數。按計算得到的殼徑應圓整到標準尺寸，見表4-15。8．主要構件封頭封頭有方形和圓形兩種，方形用于直徑小的殼體(一般小于400mm)，圓形用于大直徑的殼體。緩沖擋板為防止殼程流體進入換熱器時對管束的沖擊，可在進料管口裝設緩沖擋板。導流筒殼程流體的進、出口和管板間必存在有一段流體不能流動的空間(死角)，為了提高傳熱效果，常在管束外增設導流筒，使流體進、出殼程時必然經過這個空間。放氣孔、排液孔換熱器的殼體上常安有放氣孔和排液孔，以排除不凝性氣體和冷凝液等。接管尺寸換熱器中流體進、出口的接管直徑按下式計算，即:/s；式中Vs--流體的體積流量，u--接管中流體的流速，m/s。流速u的經驗值為:對液體u=1.5～2m/s對蒸汽u=20～50m/s對氣體u=(15～20)p/ρ(p為壓強，單位為atm；ρ為氣體密度，單位為kg/)9．材料選用列管換熱器的材料應根據操作壓強、溫度及流體的腐蝕性等來選用。在高溫下一般材料的機械性能及耐腐蝕性能要下降。同時具有耐熱性、高強度及耐腐蝕性的材料是很少的。目前常用的金屬材料有碳鋼、不銹鋼、低合金鋼、銅和鋁等；非金屬材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不銹鋼和有色金屬雖然抗腐蝕性能好，但價格高且較稀缺，應盡量少用。10．流體流動阻力(壓強降)的計算(1)管程流體阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其總阻力Δpi等于各程直管阻力、回彎阻力及進、出口阻力之和。一般進、出口阻力可忽略不計，故管程總阻力的計算式為:（4-125）；式中Δp1、Δp2------分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，N/Ft-----結垢校正因數，無因次，對于φ25×2.5mm的管子，取為1.4，對φ19×2mm的管子，取為1.5；Np-----管程數；Ns-----串聯的殼程數。上式中直管壓強降Δp1可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降Δp2由下面的經驗公式估算，即:(4-126)(2)殼程流體阻力現已提出的殼程流體阻力的計算公式雖然較多，但是由于流體的流動狀況比較復雜，使所得的結果相差很多。下面介紹埃索法計算殼程壓強Δpo的公式，即:(4-127)；；式中Δp1′-------流體橫過管束的壓強降，N/Δp2′-------流體通過折流板缺口的壓強降，N/Fs--------殼程壓強降的結垢校正因數，無因次，對液體可取1.15，對氣體或可凝蒸氣可取1.0而(4-128)(4-129)式中F----管子排列方法對壓強降的校正因數，對正三角形排列F=0.5，對正方形斜轉45°為0.4，正方形排列為0.3；fo----殼程流體的摩擦系數，當Reo＞500時，nC----橫過管束中心線的管子數；NB----折流板數；h----折流板間距，m；uo----按殼程流通截面積Ao計算的流速，而。一般來說，液體流經換熱器的壓強降為0.1～1atm，氣體的為0.01～0.1atm。設計時，換熱器的工藝尺寸應在壓強降與傳熱面積之間予以權衡，使既能滿足工藝要求，又經濟合理。三、列管式換熱器的選用和設計計算步驟1．試算并初選設備規格(1)確定流體在換熱器中的流動途徑。(2)根據傳熱任務計算熱負荷Q。(3)確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管式換熱器的型式；計算定性溫度，并確定在定性溫度下流體的性質。(4)計算平均溫度差，并根據溫度校正系數不應小于0.8的原則，決定殼程數。(5)依據總傳熱系數的經驗值范圍，或按生產實際情況，選定總傳熱系數K選值。(6)由總傳熱速率方程Q＝KSΔtm，初步算出傳熱面積S，并確定換熱器的基本尺寸(如d、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列標準選擇設備規格。2．計算管、殼程壓強降根據初定的設備規格，計算管、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。若壓強降不符合要求，要調整流速，再確定管程數或折流板間距，或選擇另一規格的設備，重新計算壓強降直至滿足要求為止。3．核算總傳熱系數計算管、殼程對流傳熱系數αi和αo，確定污垢熱阻Rsi和Rso，再計算總傳熱系數K'，比較K得初始值和計算值，若K'/K＝1.15～1.25，則初選的設備合適。否則需另設K選值，重復以上計算步驟。通常，進行換熱器的選擇或設計時，應在滿足傳熱要求的前提下，再考慮其他各項的問題。它們之間往往是互相矛盾的。例如，若設計的換熱器的總傳熱系數較大，將導致流體通過換熱器的壓強降(阻力）增大，相應地增加了動力費用；若增加換熱器的表面積，可能使總傳熱系數和壓強降降低，但卻又要受到安裝換熱器所能允許的尺寸的限制，且換熱器的造價也提高了。此外，其它因素(如加熱和冷卻介質的用量，換熱器的檢修和操作)也不可忽視。總之，設計者應綜合分析考慮上述諸因素，給予細心的判斷，以便作出一個適宜的設計。第二篇：列管式換熱器設計第一章列管式換熱器的設計1.1概述列管式換熱器是一種較早發展起來的型式，設計資料和數據比較完善，目前在許多國家中已有系列化標準。列管式換熱器在換熱效率，緊湊性和金屬消耗量等方面不及其他新型換熱器，但是它具有結構牢固，適應性大，材料范圍廣泛等獨特優點，因而在各種換熱器的競爭發展中得以繼續應用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中換熱器的主要類型，在高溫高壓和大型換熱器中，仍占絕對優勢。例如在煉油廠中作為加熱或冷卻用的換熱器、蒸餾操作中蒸餾釜（或再沸器）和冷凝器、化工廠中蒸發設備的加熱室等，大都采用列管式換熱器[3]。1.2列管換熱器型式的選擇列管式換熱器種類很多，目前廣泛使用的按其溫度差補償結構來分，主要有以下幾種：（1）固定管板式換熱器：這類換熱器的結構比較簡單、緊湊，造價便宜，但管外不能機械清洗。此種換熱器管束連接在管板上，管板分別焊在外殼兩端，并在其上連接有頂蓋，頂蓋和殼體裝有流體進出口接管。通常在管外裝置一系列垂直于管束的擋板。同時管子和管板與外殼的連接都是剛性的，而管內管外是兩種不同溫度的流體。因此，當管壁與殼壁溫度相差較大時，由于兩者的熱膨脹不同，產生了很大的溫差應力，以致管子扭彎或使管子從管板上松脫，甚至毀壞整個換熱器。為了克服溫差應力必須有溫度補償裝置，一般在管壁與殼壁溫度相差50℃以上時，為安全起見，換熱器應有溫差補償裝置。（2）浮頭換熱器：換熱器的一塊管板用法蘭與外殼相連接，另一塊管板不與外殼連接，以便管子受熱或冷卻時可以自由伸縮，但在這塊管板上來連接有一個頂蓋，稱之為“浮頭”，所以這種換熱器叫做浮頭式換熱器。這種型式的優點為：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨脹不受殼體的約束，因而當兩種換熱介質的溫差大時，不會因管束與殼體的熱膨脹量的不同而產生溫差應力。其缺點為結構復雜，造價高。（3）填料函式換熱器：這類換熱器管束一端可以自由膨脹，結構與比浮頭式簡單，造價也比浮頭式低。但殼程內介質有外漏的可能，殼程終不應處理易揮發、易爆、易燃和有毒的介質。（4）U型管換熱器：這類換熱器只有一個管板，管程至少為兩程管束可以抽出清洗，管子可以自由膨脹。其缺點式管子內壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少。對于列管式換熱器，一般要根據換熱流體的腐蝕性及其它特性來選擇結構與材料，根據材料的加工性能，流體的壓力和溫度，換熱器管程與殼程的溫度差，換熱器的熱負荷，檢修清洗的要求等因素決定采用哪一類型的列管式換熱器。1.3換熱器內流體通入空間的選擇哪一種流體流經換熱器的殼程，哪一種流體流經管程，下列各點可供參考（以固定管板式為例）。（1）不清潔和易結垢的流體易走管內，因為管內清洗比較方便。（2）腐蝕性的流體易走管內，以免管子和殼體同時受腐蝕，而且管子也便于清洗和檢修。（3）壓強高的流體易走管內，以免殼體受壓，可節省金屬消耗量。（4）飽和蒸汽易走管間，以便于及時排除冷凝液，且蒸汽較潔凈，它對清洗無要求。（5）有毒流體易走管內，使泄露機會較少。（6）被冷卻的流體易走管間，可利用外殼向外的散熱作用，以增強冷卻效果。（7）粘度大的液體或流量較小的流體，易走管間，因流體在有折流板的殼程流動時，由于流速和流量的不斷改變。在低Re值（Re＞100）下即可達到湍流，以提高對流傳熱系數。對于剛性結構的換熱器，若兩流體的溫差較大，對流傳熱系數較大者易走管間，因壁面溫度與α大的流體溫度相近，可以減少熱應力。1.4流體流速的選擇增加流體在換熱器中的流速，將加大對流換熱系數，減少污垢在管子表面上沉積的可能性，即降低了污垢熱阻，使傳熱系數增大，動力消耗就增多。所以適宜的流速要通過經濟衡算才能確定。此外，在選擇流速時，還要考慮結構上的要求。例如，選擇高的流速，使管子數目減少，對一定的換熱面積，不得不采用較長的管子或增加程數。管子太長不易清洗，且一般管長都有一定的標準；單程變成多程使平均溫度降下來。這些也是選擇流速時應考慮的問題。表1-1至表1-3列出了常用的流速范圍，可供設計參考。所選的流速，應盡可能避免在滯流下流動。表1-1常用的流速范圍Table1-1Thescopeofcommonuseincurrentvelocity流體種類管程流速m/s殼程流速m/s一般流體0.5～30.2～1.5易結垢液體＞＞1＞＞0.5氣體5～303～15表1-2安全允許速度Table1-2Thespeedofthesafeadmissionoftheliquid液體名稱安全允許速度/m/s乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油＜1＜2～1.5丙酮＜10表1-3不同粘度液體的常用流速Table1-3Thedifferentoftheliquidincommonusecurrentvelocity液體粘度/mPa.s最大流速/m/s＞15000.61500～500500～100100～3535～1＜10.751.11.51.82.41.5確定設計方案的原則1.5.1滿足工藝和操作的要求。設計出的流程和設備首先要保證質量，操作穩定，這就必須配置必要的閥門和計量儀表等，并在確定方案時，考慮到各種流體的流量，溫度和壓強變化時采取什么措施來調節，而在設備發生故障時，檢修應方便。1.5.2滿足經濟上的要求。在確定某些操作指標和選定設備型式以及儀表配置時，要有經濟核算的觀點，既能滿足工藝和操作要求，又使施工建簡便，材料來源容易，造價低廉。如過有廢熱可以利用，要盡量節省熱能，充分利用，或者采取適當的措施達到降低成本的目的。1.5.3保證安全。在工藝流程和操作中若有爆炸，燃燒、中毒、燙傷等危險性，就要考慮必要的安全措施。又如設備的材料強度的驗算，除按規定應有一定的安全系數外，還應考慮防止由于設備中壓力突然升高或者造成真空而需要裝置安全閥等。以上所提的都是為了保證安全生產所需要的。第二章列管式換熱器熱力計算2.1穩態傳熱穩態傳熱的基本方程式為：Q=KA△tm（1）QKA△tm熱負荷，W；總傳熱系數，W/m2?℃；換熱器總傳熱面積，m2；進行換熱的兩流體之間的平均溫度，℃。2.1.1熱負荷當忽略換熱器對周圍環境的散熱損失時，根據能量平衡，熱流體所放出的熱量應等于冷流體所吸收的熱量，即Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)(2)式中QWH換熱器的熱負荷，kJ/h或W；流體的質量流量，kg/h；單位質量流體的焓，kJ/kg；下標c,h分別表示冷流體和熱流體，下標1和2表示換熱器的進出口。若換熱器中兩流體無相變化，且流體的比熱容不隨溫度而變或可取平均溫度下的比熱容時，即Q=WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1)（3）式中CptT流體的平均比熱容，kJ/（kg?℃）；冷流體的溫度，℃；熱流體的溫度，℃。若換熱器中有熱流體的相變化，即Q=Whγ=WcCpc(t2-t1)（4）式中Whγ飽和蒸氣（即熱流體）的冷凝速率，kg/h；飽和蒸氣的冷凝熱，kJ/kg。2.1.2總傳熱系數（1）總傳熱系數的計算式兩流體通過管壁的傳熱包括以下過程[4]。a.熱流體在流動過程中把熱量傳給管壁的對流熱。b.通過管壁的熱傳導。c.管壁與流動中的冷流體之間的對流傳熱。d.換熱器在實際操作中，傳熱表面上常有污垢積存，對傳熱產生附加熱阻，使總傳熱系數降低。在估算K值時一般不能忽略污垢熱阻。由于污垢層的厚度及導熱系數難以準確地估計，因此通常選用污垢熱阻的經驗值，作為計算K值的依據，若管壁內、外側表面的污垢熱阻分別用Rsi及Rso表示。1/K=1/αo+do/αidi+Rso+Rsido/di+bdo/λdm(5)其中αoαiRsi、Rsodi、do、dmbλ2.1.3平均溫度變溫傳熱時，若兩流體的相互流向不同，則對溫度差的影響也不同，通常逆流傳熱效果好，以逆流為列，推導出計算平均溫度的通式。Δtmˊ=(Δt1+Δt2)/2(6)Δt1=T1-t2Δt2=T2-t1式中T1,T2t1,t2熱流體的進出口溫度,℃；冷流體的進出口溫度,℃；Δtm=ΦΔtΔtmˊ(7)Δtmˊ管外流體傳熱膜系數，w/m2·℃；管內流體傳熱膜系數，w/m2·℃；管壁內、外側表面的污垢熱阻，m2·℃/w；管內徑、外徑和內、外徑的平均直徑，m；管子壁厚，mm；管壁材料的導熱系數，w/m2·℃；按逆流計算時的平均溫度差,℃；ΦΔt溫度差校正系數,無量綱；溫度差校正系數ΦΔt與冷熱流體的溫度變化與關,是P和R兩因素的函數,即ΦΔt=f(P,R)式中P=(t2-t1)/(T1-t1)=冷流體溫升/兩流體的最初溫度差R=(T2-T1)/(t2-t1)=熱流體的溫降/冷流體的溫升溫度校正系數ΦΔt值可根據P和R兩因素從相應的圖中查得溫度差校正系數圖是基于以下假設作出的。殼程任一截面上流體溫度均勻一致。（1）管方各程傳熱面積相等。（2）總傳熱系數K和流體比熱容Cp為常數。（3）流體無相變化。（4）換熱器的熱損失可以忽略不計。2.2對流傳熱膜系數無相變對流傳熱的傳熱膜系數2.2.1管內傳熱膜系數對低黏度流體，Re＞10000，0.7αi=0.023λi/diRei0.8Prin(8)加熱n取0.4；冷卻n取0.32.2.2管外傳熱膜系數αo=0.36(λ/dm)Rei0.55Pri1/3(μ/μw)0.14(9)Re=2×103～1×106有相變對流傳熱的傳熱膜系數[5]1/3蒸汽在水平管外冷凝ao=1.163×0.945（λf3ρf2g/μfGg/）（10）2.3流體壓強降的計算2.3.1管程流動阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其總阻力∑ΔPi等于直管阻力、ΔP2阻力及進、出口阻力之和。一般進、出口阻力可忽略不計，故管程阻力的計算式為∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNp（11）式中ΔP1、ΔP2Ft分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，Pa；結垢校正因數，無量綱，對Φ25×2.5mm的管子，取1.4，對Φ19×2mm的管子，取1.5；Np管程數；ΔP1=λ(L/d)×(ρu2/2)（12）ΔP2=3ρu2/2（13）2.3.2殼程流動阻力現已提出的殼程流動阻力的計算公式雖然較多，但是由于流體的流動狀況比較復雜，因此使計算得到的結果相差很多。下面殼程壓強降ΔP0的公式，即∑ΔP0=（ΔP1ˊ+ΔP2ˊ）FsNs（14）式中ΔP1ˊ流體橫過管束的壓強降ΔP2ˊ流體通過折流板缺口的壓強降，Fs殼程壓強降的結垢校正因數，無量綱，液體可取1.15，氣體可取1.0ΔP1ˊ=Ff0nc(NB+1)(ρu2/2)（15）ΔP2ˊ=NB（3.5-2h/D）ρu2/2（16）式中F管子排列方法對壓強降的校正因數，對正三角形排列F=0.5，對轉角正方形為0.4，正方形為0.3。f0殼程流體的摩擦系數，當Reo＞500時，f0=5.0Re0-0.228；nc橫過管束中心線的管子數，管子按正三角形排列nc=1.1×n1/2管子按正方形排列nc=1.19×n1/2NB折流擋板數；H折流擋板間距，m；u0按殼程流通截面積A0計算的流速，m/s，而A0=H(D-ncd0)一般來說，液體流經換熱器的壓強降為10～100kPa，氣體的為1～10kPa。第三章工藝流程汽提塔（E101）底部的溶液經減壓閥LC9202減壓到1.76Mpa進入中壓分解分離器（V102），溶液在此閃蒸并分解，分離后尿液進入中壓分解塔（E102A/B），甲銨在此分解E102A殼體用0.5Mpa蒸汽供熱，E102B用汽提塔蒸汽冷凝液分離器（V109）的2.5Mpa蒸汽冷凝供熱。從中壓分解塔分離器頂部出來的含有氨和二氧化碳的氣體先送到真空預濃縮器（E104）殼程中，被中壓碳銨液泵（P103A/B）送來的碳銨液吸收，其吸收和冷凝熱用來蒸發尿液中的部分水份，然后進入中壓冷凝器（E106）用冷卻水冷卻，最終進入中壓吸收塔（C101）。中壓吸收塔為泡罩塔，它用氨升泵（P105A/B）來的液氨和氨水泵（P107A/B）送來的氨水共同洗滌二氧化碳。中壓吸收塔頂部含有微量惰性氣氨進入氨冷器（E109）冷凝成液氨，收集于氨收集器（V105），不凝氣通過氨回收塔（C105）進入中壓惰性氣體洗滌塔（C103）。惰性氣體放空，其吸收熱通過中壓氨吸收塔（E111）用冷卻水帶走，氨水通過氨水泵（P107A/B）被送到中壓吸收塔。中壓吸收塔底部溶液通過高壓甲銨泵（P102A/B）加壓到15.5Mpa送到甲銨冷凝器（E105），返回合成圈。這里所做的換熱器設計就是對中壓吸收塔出來的氣氨進行冷凝成液氨的設備進行設計計算，以下是氨冷凝器所在工藝流程中的位置（見附圖3-1）。第四章換熱器工藝過程計算4.1設計任務和條件物料：NH3、循環水等。其中循環水走管程。工藝條件：殼程：操作壓力：1.62MPa溫度43℃～38℃（入/出）管程：操作壓力：0.4MPa溫度32℃～36℃（入/出）其中：NH3：流量：580m3/h密度13Kg/m34.2設計過程列管式換熱器的選型和設計計算步驟4.2.1試算并初選設備規格(1)確定流體在換熱器中的流動途徑。(2)根據傳熱任務計算熱負荷Q。(3)確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計算定性溫度，并確定在定性溫度下的流體物性。(4)計算平均溫度差，并根據溫度差校正系數不應小于0.8的原則，決定殼程數。(5)依據總傳熱系數的經驗值范圍，或按生產實際情況，選定總傳熱系數K值。(6)由總傳熱速率方程Q=KSΔtm,初步算出傳熱面積S，并確定換熱器的基本尺寸（如d、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列標準選擇設備規格。4.2.2計算管程、殼程壓強降根據初定的設備規格，計算殼程、管程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。若壓強降不符合要求，要調整流速，再確定管程數或折流板間距，或選擇另一規格的換熱器，重新計算壓強降直至滿足要求為止。4.2.3核算總傳熱系數計算管程、殼程對流傳熱系數，確定污垢熱阻Rsi和Rso，再計算總傳熱系數K/，比較K的初設值和計算值，若Kˊ/K=1.15～1.25或（Kˊ-K）/K=15.5%～30%，則初選的換熱器合適。否則需另設K值，重復以上計算步驟[6]。4.3工藝計算過程4.3.1定性溫度下流體物性NH3：ρ=13kg/mμ=0.918×10-5Pa·sλ=0.0215W/M·℃γ=1373kJ/kgCp=0.67kJ/kg·℃V=580m3/h循環水：ρ=995.7kg/m3μ=80.07×10-5Pa·sλ=0.6176W/M·℃Cp=4.174kJ/kg·℃液氨：ρf=583kg/m3λf=0.432kcal/m·h·℃μf=0.306kg/m·hg=12.7×107本設計中涉及到氨的相變化傳熱過程，根據兩流體的情況，循環水走管程，氨走殼程進行計算。4.3.2試算和初選換熱器的型號(1)計算熱負荷和冷卻水流量Q=Q1(顯熱)+Q2(潛熱)Q1=WCp(T1-T2)=VρCp(T1-T2)=(580×13/3600)×0.67×103×(43-38)=7016.4wQ2=Wγ=Vργ=(580×13/3600)×1373×103=2875672.2wQ=Q1+Q2=7016.4+2875672.2=2882688.6wWH20=Q/CpΔt=2882688.6/(4.174×103×(36-32))=172.657kg/sVH2O=WH20/ρ=172.657/995.7=0.173m3/s(2)計算兩流體的平均溫度差暫按單殼程、多管程進行計算。逆流時平均溫度差為NH343℃→38℃水36℃←32℃Δt7℃6℃Δtmˊ=(Δt1+Δt2)/2=6.5℃而R=(T1-T2)/（t2-t1）=1.25P=（t2-t1）/（T1-t1）=0.364由P、R值查圖4—17查得ΦΔt=0.92所以Δtm=ΦΔt×Δtmˊ=0.92×6.5=5.98℃（3）初選換熱器型號根據兩流體的情況，假設K=1100W/M·℃故S=Q/K×Δtm=2882688.6/1100/5.98=438.2m2由于Tm-tm=5-4=1℃＜50℃因此不需要考慮熱補償。據此，由換熱器系列標準，有關參數如下表4-1：表4-1換熱器系列標準Tab.4-1Heatexchangeisrelatedtodata參數殼徑D/mm公稱面積S0/m2公稱壓強/MPa管子尺寸/mm管子總數管長/m管子排列方法管程數1000446.21.62Φ19×212676三角形1實際傳熱面積S0=ПndL=1267×3.14×0.019×(6-0.1)=446m2。若采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為1100W/M·℃。4.3.3核算壓強降（1）管程壓強降∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNp其中Ft=1.5Np=1管程流通面積Ai=(п/4)di2n/Np=0.785×0.0152×1267/2=0.2239m2ui=Vs/Ai=0.173/0.2239=0.8m/sRei=diuiρ/μ=0.019×0.8×995.7/(80.07×10-5)=14922.4設管壁粗糙度ε=0.1mm,ε/d=0.1/15=0.0067,由第一章中的λ-Re關系圖中查得λ=0.039所以ΔP1=λ(L/d)×(ρu2/2)=0.039×(6/0.015)×(995.7×0.82/2)=4970.5PaΔP2=3ρu2/2=3×995.7×0.82/2=955.9Pa則∑ΔPi=（4970.5+955.9）×1.5×1=29839.35Pa＜100Kpa（2）殼程壓強降∑ΔP0=（ΔP1ˊ+ΔP2ˊ）FsNs其中Fs=1.0Ns=1ΔP1ˊ=Ff0nc(NB+1)(ρu2/2)管子為三角形排列，F=0.5nc=1.1n1/2=1.1×12671/2=39取折流擋板間距h=0.3mNB=L/h-1=6/0.3-1=19殼程流通面積A0=H(D-ncd0)=0.3×(1-39×0.019)=0.0777m2u0=V0/A0=580/3600/0.0777=2.07m/sRe0=d0u0ρ/μ=0.019×2.07×13/(0.918×10-5)=55696.1＞500f0=5.0Re0-0.228=5.0×55696.1-0.228=0.414所以ΔP1ˊ=0.5×0.414×39×（19+1）×13×2.072/2=4497PaΔP2ˊ=NB（3.5-2h/D）ρu2/2=19×(3.5-2×0.3/1)13×2.072/2=1534.6Pa∑ΔP0=(4497+1534.6)×1×1=6031.6Pa＜10kPa計算表明，管程和殼程壓強降都能滿足題設的要求。4.3.4核算總傳熱系數（1）管程對流傳熱系數αiRei=14922.4Pri=μCp/λ=80.07×10-5×4.174×103/0.6176=5.41αi=0.023λ/dRei0.8Pri0.4=0.023×(0.6176/0.02)×14922.40.85.410.4=4061.6W/m2·℃(2)殼程對流傳熱系數α0由于發生相變傳熱可有公式αˊ0=0.945（λ3fρf2g/μfGgˊ）1/3Ggˊ=W/(L(Nt)2/3)=Vρ/(L(Nt)2/3)=580×13/(6×12672/3)=10.7kg/sαˊ0=0.945（λ3fρf2g/μfGgˊ）1/3=0.945×(0.4323×5832×12.7×107/(0.306×10.7))1/3=9635.2kcal/m2·h·℃α0=1.163αˊ0=1.163×9635.2=11205.7W/m2·℃(3)污垢熱阻查閱資料，管內、外側污垢熱阻分別取為Rsi=0.00017m2·℃/WRs0=0.00017m2·℃/W(4)總傳熱系數K0管外側熱阻忽略時，總傳熱系數K0為K0=1/（1/α0+Rso+Rsid0/di+d0/di/αi）=1/(1/11205.7+0.00017+0.00017×0.019/0.015+0.019/(0.015×4061.6))=1272.3W/m2·℃由前面的計算可知，選用該型號的換熱器時要求過程的總傳熱系數為1100W/m2·℃。在規定的流動條件下，計算出的K0為1272.3W/m2·℃，故所選擇的換熱器是合適的，安全系數為（K0-K）/K×100%=（1272.3-1100）/1100×100%=15.7%。第五章換熱器主體設備工藝尺寸的確定5.1管子的規格和排列方法選擇管徑時，應盡可能使流速高些，但一般不超過前面介紹的流速范圍。易結垢、粘度較大的液體宜采用較大的管徑。我國目前試用的列管換熱器系列標準中僅為Ф25mm×2.5mm及Ф19mm×2mm兩種規格的管子[7]。管長的選擇是以清洗方便即合理使用管材為原則。長管不便于清洗，且容易彎曲。一般出廠的標準管長為6m，則合理的換熱管長應為1.5m、2m、3m和6m。系列標準中也采用這四種管長。此外管長和殼徑應相適應，一般去L/D為4～6（對直徑小的換熱器可取大些）。如前所述，管子在管板上的排列方法有正三角形、正方形和轉角正方形等。正三角形排列的優點有：相同殼程內可排列更多的管子；管板的強度高；流體走短路的機會少，且管外流體擾動較大，因而對流傳熱系數高。正方形排列的優點是便于清洗列管外壁，使用與殼程流體易產生污垢的場所；但其對流傳熱系數較正三角形排列時低。轉角正方形排列則介于上述兩者之間，與直列排列相比，對流傳熱系數可適當的提高。管子在管板上排列的間距t（指相鄰兩管子的中心距），隨管子和管板的連接方法的不同而異。通常，脹管法取t=(1.3～1.5)d0，且相鄰兩管外壁間距不應小于6mm,即t≥(d0+6)。焊接法取t=1.25d0。5.2管程和殼程數的確定當流體的流量較小或傳熱面積較大而需管數很多時，有時會使管內流速降低，因而對流傳熱系數較小。為了提高管內流速，可采用多管程。但是程數過多時，導致管內流動阻力增大，增加動力費用；同時多程會使平均溫度差下降；此外多程隔板使管板上可利用面積減少。設計時應考慮這些問題。列管換熱器的系列標準中管程數有1、2、4和6程等四種。采用多程時，通常應使每程的管子數大致相等[8]。管程數m可按下式計算，即m=u/uˊ其中u管程內流體的適宜流速m/s；uˊ管程內流體的的實際流速m/s。當溫度差校正系數Ф△t低于0.8時，可采用殼方多程。如殼體內安裝一塊與管束平行的隔板，流體在殼體內流經兩次，稱為兩殼程。但由于殼程隔板在制造、安裝和檢修等方面都有困難，故一般不采用殼方多程的換熱器，而是將幾個換熱器串聯起來使用，以代替殼方多程。例如當需殼方兩程時，即將總管數等分為兩部分，分別裝在兩個內徑相同而直徑較小的外殼中，然后把兩個換熱器串聯使用。5.3折流擋板安裝折流擋板的目的，是為加大殼程流體的速度，是湍流程度加劇，以提高殼程對流傳熱系數[9]。最常用的為圓缺型擋板，切去的弓形高度約為外殼內徑的10%～40%，一般取20%～25%，過高或過低都不利于傳熱。兩相鄰檔板的距離（板間距）h為外殼內徑D的（0.2～1）倍。系列標準中采用的h值為：固定管板的有150、300和600三種，單位均為mm；浮頭的有150、200、300、480和600五種，單位均為mm。板間距過小，不便于制造和檢修，阻力也較大。板間距過大，流體就難于垂直的流過管束，使對流傳熱系數下降。5.4外殼直徑的確定換熱器的殼體的內徑應等于或稍大于（對浮頭式換熱器而言）管板的直徑。根據計算出的實際管數、管徑、管中心距及管子的排列方法等，可采用作圖的方法確定殼體內徑。但是，當管數較多又要反復計算時，用作圖法就太麻煩了。一般在初步設計中，可先選定兩流體的流速，然后計算所需的管程和殼程的流通截面積，與系列標準中查出外殼的直徑。待全部設計完后，仍用作圖法畫出管子排列圖。為了使管子均勻排列，防止流體走“短途”，可適當增減一些管子[10]。另外，初步設計中也可用下式計算殼體的內徑，即D=t(nc-1)+2b其中Dtncb殼體內徑，m；管中心距，m；橫過管束中心線的管數；管束中心線上最外層的中心至殼體內壁的距離，一般取b=(1～1.5)d0；m。nc值可用下面公式估算，即管子按正三角形排列nc=1.1n1/2管子按正方形排列nc=1.19n1/2式中n為換熱器的總管數。表5-1殼體標準尺寸Table5-1Hullstocksize殼體外徑/mm最小壁厚/mm32584005006007008009001000110012005.5主要附件封頭：封頭有方形和圓形兩種，方形用于直徑小（一般小于400mm）的殼體，圓形用于大直徑的殼體[11]。緩沖擋板：為防止殼程流體進入換熱器時對管束的沖擊，可以在進料口裝設緩沖擋板。導流筒：殼程流體的進、出口和管板間必存在有一段流體不能流動的空間（死角），為了提高傳熱效果，常在管束外增設導流筒，使流體進、出殼程時必然經過這個空間。放氣孔、排液孔：換熱器的殼體上常安有放氣孔和排液孔，以排除不凝氣體和冷凝液等。換熱器中流體進、出口的接管直徑按下式計算，即D=(4Vs/∏u)1/2式中Vsu流體的體積流量，m3/s；流體在接管中的流速，m/s；流速u的經驗值可取為對液體u=1.5～2m/s對蒸汽u=20～50m/s對氣體u=(0.15～0.2)p/ρ(ρ為壓強，KPa；ρ為氣體密度，Kg/m3)。5.6材料選用列管換熱器的材料應根據操作壓力、溫度及流體的腐蝕性等來選用。在高溫下一般材料的機械性能及腐蝕性能下降。同時具有耐熱性、高強度及耐腐蝕性的材料是很少有的。目前常用的金屬材料有碳鋼、不銹鋼、低合金鋼、銅和鋁等；非金屬材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不銹鋼和有色金屬雖然耐腐蝕性能好，但價格高且較稀缺，應盡量少用[12]。表5-2列管換熱器各部件的常用材料Table5-2Thecommonmaterialforeachpartsofthetubeheatexchanger部件或零件名稱材料牌號碳素鋼不銹鋼殼體、法蘭A3F、A3R、16MnR16MN+0Cr18Ni9Ti法蘭、法蘭蓋16Mn、A316MN+1CrNi9Ti管板A41CrNi9Ti膨脹節A3F、16MnR1CrNi9Ti擋板和支撐板A3F1CrNi9Ti螺栓16Mn、40Mn、40MnB換熱管10號螺母A3、40Mn1CrNi9Ti墊片石棉橡膠板支座A3F5.7管板尺寸的確定5.7.1管板受力情況分析列管換熱器的管板，一般采取平板管，在圓平板上開孔裝設管束，管板又與殼體相連。管板所受載荷除管程和殼程壓力外，還承載管壁和殼壁的溫差引起的變形不協調作用等[13]。管板受力情況較為復雜，影響管板應力大小又如下因素：（1）與圓平板類似，管板直徑、厚度、壓力大小，使用溫度等對管板應力又顯著影響。（2）管束的承載作用。換板與許多換熱管剛性的固定在一起，因此，管束起著支撐的作用，阻礙著管板的變形。在進行受力分析時，常把管板看成是放在彈性基礎上的平板，列管就起著彈性基礎的作用。其中固定式換熱器管板的這種支撐作用最為明顯。（3）管孔對管板強度和剛度的影響。由于管孔的存在，削弱了管板的強度和剛度，同時在管孔邊緣產生高峰應力。當管子連接在管束之后，管板孔內的管子又能增強管板的強度和剛度，而且也抵消一部分的高峰應力。通常采用管板的強度與剛度削弱系數來估計它的影響。（4）管板邊緣固定的形式。類似與圓平板、管板邊界條件不同，管板應力狀態是不同的。管板邊緣有不同的固定形式，如夾持，兼支、半夾持等。通常以介于簡支和夾持之間為多。這些不同的固定結構對管板應力產生不同程度的影響，在計算中，管板邊緣中的固定形式是以固定系數來反映的。（5）管壁和殼壁的溫度所引起的熱應力。由于管壁和殼壁溫度不同產生變形量的差異，不僅使管子、殼體的應力有顯著的增加，而且使管板的應力有很大的增加，在設備啟動和停車過程中，特別容易發生這種情況。如采用非剛性（非固定管板式）結構換熱器，這種情況影響會減少或消除。（6）當管板又兼做法蘭時，擰緊法蘭螺栓，在管板上又會產生附加彎矩。（7）其它，當管板厚度較大，管板上下兩平面存在有溫差，則產生附加熱應力。當管子太長而無折流板支托時，管子會彎曲造成管板附加壓力。當管板在制造、脹接或焊接管子時，也會產生一些附加壓力。目前設計管板厚度的方法很多，由于處理問題的出發點不同，考慮問題周密程度不同，而結果往往彼此相差很大。5.7.2管板尺寸當管子與管板采用脹接時，應考慮脹管時對管板的剛度要求，管板的最小厚度（不包括腐蝕余量），按表5-3規定，包括厚度附加量在內建議不小于20mm。表5-3管板最小厚度(mm)Table5-3Thethicknessofthethickwoodenboardthatminimumdealstakecareof(mm)換熱器外徑d0(mm)管板厚度b(mm)≤253/4dc322238255732結論本次是對中壓分解和回收工段中對氨冷凝器的設計通過對所需冷凝器進行物料衡算及熱量衡算，首先估算換熱面積而后選擇適合的換熱器型號，對選定的換熱器進行面積的計算和壓降核算以及總傳熱系數的核算，在滿足這些計算中得到了設計的換熱器是單殼程單管程換熱器，殼徑D=1000mm、公稱面積S0=446.2m2、公稱壓強P=1.75Mpa、管子尺寸d=Φ19×2mm、管子總數n=1267、管長L=6m，理論計算值出來的換熱器與實際生產中的換熱器有不同。這次設計換熱器沒有溫度的補償，而實際生產中有溫度的補償，而且設計的換熱器是單殼程單管程的，實際生產中的是單殼程雙管程的。設計出的換熱器都滿足設計條件，但是從經濟角度來考慮，可能不是很經濟造價或設計出的設備所花代價會比較高，不過通過本次設計讓我也學到了很多的東西，理論還是和實際有差距，在滿足理論要求的同時還要考慮其經濟性。第三篇：列管式換熱器江西科技師范大學食品科學與工程專業《化工原理課程設計》說明書題目名稱列管式換熱器的設計專業班級11級食品科學與工程學號201119122011187820111911學生姓名胡利君呂亞瓊鐘翠指導教師常軍博士2012年11月06日目錄1.概述…………………1.1設計方案………………………11.1.1設計條件…………………11.1.2選擇換熱器類型…………11.1.3傳熱器管程安排…………1.2設計換熱器的要求……………22.衡算…………………22.1傳熱面積的計算………………22.1.1定性溫度的確定…………32.1.2計算平均傳熱溫差………32.1.3初算傳熱面積……………32.2工藝結構尺寸…………………32.2.1管徑和管內流速…………32.2.2管程數和傳熱數管數……………………32.2.3平均傳熱溫差校正及殼程數……………2.2.4傳熱管排列和分程方法…………………42.2.5殼體直徑…………………42.2.6折流板……………………42.2.7接管………………………2.3換熱器核算……………………52.3.1傳熱面積校正……………52.3.2殼程傳熱膜系數…………62.3.3污垢熱阻和壁管熱阻……………………62.3.4換熱器內壓降得核算……………………73.總結………………84.附錄………………94.1計算總表………………………94.2設備選型表…………………105.圖紙………………116.參考文獻及資料…………………121.概述1.1設計方案換熱器是化工、石油、食品及其他許多部門的通用設備，在生產中常用的一種換熱機械裝置。按用途它可分為加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發皿和再沸器等。根據冷、熱流體熱量交換的原理和方式可分為三大類：混合式、蓄熱式、間璧式。本設計以列管式換熱器為模型，以進口溫度5℃、出口溫度70℃、流量為30m3/h為設計條件，針對列管式換熱器生產過程中最主要的設備部件進行模擬設計和選型，本論文進行工藝設計、主要設備及附件尺寸的設計。1.1.1設計條件兩流體的溫度變化情況：熱流體進口溫度160℃，出口溫度105℃；流體進口溫度5℃，出口溫度70℃。冷流體的流量為30m3/h。1.1.2選擇換熱器的類型列管式換熱器可分為固定管板式換熱器、浮頭式換熱器和U型管式換熱器。該換熱器用飽和水蒸氣加熱，冬季操作時，其進口溫度會降低，故而會加大管壁溫度和殼體溫度之差，所以溫差較大。同時，在清洗和檢修時，整個管束可以從殼體中抽出，因此應選用浮頭式換熱器。1.1.3傳熱管管程安排由于水較易結垢，如果流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降；因此，飽和水蒸汽應走殼程，水走管程。1.2設計換熱器的要求（1）合理的實現所規定的工藝條件傳熱量流體的物熱力學參數與物理化學性質是工藝過程所規定的條件。設計者應根據這些條件進行熱力學和流體力學的計算，經過反復比較，使所設計的換熱器具有盡可能小的傳熱面積，在單位時間內傳遞盡可能多的熱量，其具體做法如下。增大傳熱系數?在綜合考慮流體阻力及不發生流體誘發振動的前提下，盡量選擇高的流速。提高平均溫差？對于無相變的流體，盡量采用接近逆流的傳熱方式。因為這樣不僅可以提高平均溫差，還有助于減少結構中的溫差應力，在允許的條件下，可提高熱流體的進口溫度或降低冷流體的進口溫度。妥善布置傳熱面？例如在管殼式換熱器中，采用合適的管間距和排列方式，不僅可以加大單位空間內的傳熱面積，還可以改善流體的流動性質，錯列管束的傳熱方式比并列管束的好。如果換熱器中的一側有相變，另一側流體為氣相，可在氣相一側的傳熱面上加翅片，以增大傳熱面積，更有利于熱量的傳遞（2）安全可靠換熱器是壓力容器，在進行強度，剛度，溫差應力以及疲勞壽命計算時，應遵循我國《鋼制石油化工壓力容器設計規定》與《鋼制管殼式換熱器設計規定》等有關規定與標準。這對保證設備的安全可靠起著重要作用（3）有利于安裝，操作與維修直立設備的安全費往往低于水平或傾斜的設備。設備與部件應便于運輸與裝拆，在廠房移動時不會受到樓梯，梁柱的妨礙，根據需要可添置氣，液排放口，檢查孔與敷設保溫層（4）經濟合理評價換熱器的最終指標是：在一定的時間內固定費用（設置的購置費和安裝費等）與操作費（動力費，清洗費，維修費等）的總和為最小。在設計或選型時如果有幾種換熱器都能完成生產任務的需要，這一指標尤為重要。傳熱面上垢層的產生和增厚，使傳熱系數不斷降低，傳熱量隨之減少，故有必要停止操作進行清洗。在清洗時不僅無法傳遞熱量，還要支付清洗費，這部分費用必須從清洗后傳熱條件的改善得到補償，因此存在一最適宜的運行周期嚴格的講，如果孤立的從換熱器本身來進行經濟核算已確定適宜的操作條件與適宜的尺寸是不夠全面的，應以整個設備為對象進行經濟核算或設備的優化。但要解決這樣的問題難度很大，當影響換熱器的各項因素改變后對整個系統的效益關系影響不大時，按照上述觀點單獨地對換熱器進行經濟核算仍然是可行的選擇換熱器時，要遵循經濟，傳熱效果優，方便清洗，符合實際需要等原則2.衡算2.1傳熱面積的計算2.1.1定性溫度的確定57037.5C2T1T2160105132.5C熱流體的定性溫度：T22冷流體的定性溫度：Tt1t221附錄三水在平均溫度37.5C下的有關物性數據由可得Cp,c4.174103J/kg.K,992.2kg/m3,653.3106pa.s0.635W/(m.K)1附錄三飽和水蒸汽在平均溫度132.5C的有關物性數據由可得Cp,h4.266103J/(kg.K),1.650kg/m3,217.8106pa.s0.686W/(m.K)熱負荷（忽略熱損失）：30992.2QTqm,ccp,c(t2t1)4.174103(705)2.24106W3600飽和水蒸汽用量（忽略熱損失）：qm,hQT2.241069.55kg/s3cp,ht4.26610552.1.2計算平均傳熱溫差t1T1t11055100Ct2T2t21607090C因為t11002，所以t290tm逆=t1t21009095C222.1.3初算傳熱面積由于殼程氣體的壓力較大，故可選較大的K值。假設K610W/(m2.C)，則可估算傳熱面積為：QT2.24106S估=38.65m2Ktm610952.2工藝結構和尺寸2.2.1管徑和管內流速取管內流速u1.8m/s，傳熱數管數n10d4qv430/36000.024mun1.8102由附錄二十一查閱可選用33.53.25mm規格的鋼管得d0.027m根據4q430/3600uv21.4m/sd0.02722.2.2管程數和傳熱管數4qv430/3600Ns11d2u0.02721.4按單程管設計，所需的傳熱管長度為：LS估d0NS38.6533.4340.033511按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。根據本設計實際情況采用非標準設計，先去傳熱管長度l8.5m，則該換熱管的管程數為：L34Np4l8.5傳熱管總數：n114442.2.3平均傳熱溫差校正及殼程數平均溫差校正系數如下：pt2t17050.42T1t11605T1T21601050.85t2t17051R按單殼程，雙管程結構，查參考文獻圖4-25得t0.943平均傳熱溫差：tmttm逆=0.94395=89.585C由于平均傳熱溫差校正系數大于0.8，同時殼程流體流量較小，故取雙殼程合適。2.2.4傳熱管排列和分程方法采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。取管心距pt1.25d0，則pt1.2533.541.87542mm隔板中心到離其最近一排管中心距離：PZt627mm各程相鄰管的管心距為54mm。2.2.5殼體直徑采用多管程結構，殼體直徑可按參考文獻式（4-15）估算。取管板利2用率，則殼體直徑為：D1.05Ptn/1.054244/0.75337.78mm按卷制殼體的進級檔，可取D400mm。2.2.6折流板采用弓形折流板，取弓形折流板園缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為h0.25400100mm可取h100mm。取折流板間距B0.3D(0.2DBD)，則B0.3400120mm可取B為120mm。折流板數目NB傳熱管長8500-1=-1=69.870折流板間距1202.2.7接管殼程流體進出口接管：取接管內流體流速ui2.5m/s，則接管內徑為：D4qvui40.009550.0698m2.5圓整后可取管內徑為70mm。管程流體進出口接管，取接管內流體流速u27m/s，則接管內徑為：D430/36000.389m72.3換熱器核算2.3.1傳熱面積校正管程傳熱膜系數0.023diRe0.8pr0.4管程流體流通截面積nSid20.0272441/80.01258m242管程流體流速和雷諾數分別為：uiqv30/36000.6624m/sSi0.01258Rediu/0.0270.6624992.2271626653.310普朗特數：4.174103653.3106Pr4.290.635Cpi0.023diRe0.8Pr0.40.0230.635271620.84.290.43414W/(m2.C)0.0272.3.2殼程傳熱膜系數00.36id'eRe00.55Pr(/w)0.1413管子按正三角形排列，傳熱當量直徑為：4(d'e3223Ptd0)4(0.0422-0.03352)2424==0.025m2d00.0335殼程流通截面積：s0=BD(1-d033.5)=120400(1-)=9.71410-3m2pt42殼程流體流速及其雷諾數分別為：9.55/1.65u0==60m/s0.0097140.027595.81.655Re0==1.2210-6217.810普朗特數:4.266103217.810-6Pr0==1.36268.210-2粘度校正：(/w)0.14=1.0510.68250=0.36(1.2210)1.36231.05=7171W/m2.C0.0252.3.3污垢熱阻和管壁熱阻查參考文獻表4-6，管外側污垢熱阻R00,管內側污垢熱阻1Ri=0.0002(m2.C)/W，根據我們的清洗方式估計管內污垢熱阻變化大概是在10％-20％已知管壁厚度b=0.0335m，碳鋼在該條件下的熱導率為50W/(m.C)。總傳熱系數k：dm=0.0225m2K111223W/(m2.C)d0Rdbd0.03350.00020.80.03350.03350.033511i00R00.0270.6350.02257171ididdm059270.027傳熱面積校核：QT2.24106S'==19m2Ktm逆122395換熱器的實際傳熱面積為S:Sd0lNT0.03358.54439m2換熱器面積裕度為：s/s'39/192.05傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。2.3.4換熱器內壓降得核算管程阻力：pi(p1p2)NsNpFtlui2Ns1,Np2,P1d21由Re27162，傳熱管相對粗糙度0.01，查參考文獻中Re雙對數坐標圖得0.038，流速ui1.40m/s，992.2kg/m3，所以：8.5992.21.42p10.03811632.3pa0.0272992.21.42p2332917pa22pi(111632.32917)1141.489623paui2管程流體阻力在允許范圍內。殼程阻力：p0(p1'p2')FtNs其中Ns1,Ft1流體流經管束的阻力：p1'Ff0nc(Nb1)u0220.2288512200F0.5f05Re00.220.35nc1.1n1.1447.3NB70u0595.m8s/1.65595.82p1'0.50.357.3(701)2656282流體流過折流板缺口的阻力：2hu02p2'NB(3.5)D2其中h0.1m,D0.4m1.65595.82p2'70(3.50.5