列管式换热器的设计

列管式换热器的设计 列管式换热器的应用已有很悠久的历史。现在，它被当作一种传统的换热设备在很多工业部门中大量使用，尤其在化工、石油、能源设备等部门所使用的换热设备中，列管式换热器仍处于主导地位。同时板式换热器也已成为高效、紧凑的换热设备，大量地应用于工业中。为此本章对这两类换热器的工艺设计进行介绍。 　　列管式换热器的设计资料较完善，已有系列化标准。目前我国列管式换热器的设计、制造、检验、验收按“钢制管壳式(即列管式)换热器”(GB151)标准执行。 　　列管式换热器的设计和包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计。其中以热力设计最为重要。不仅在设计一台新的换热器时需要进行热力设计，而且对于已生产出来的，甚至已投人使用的换热器在检验它是否满足使用要求对，均需进行这方面的工作。 　　热力设计指的是根据使用单位提出的基本要求，合理地选择运行参数，并根据传热学的知识进行传热计算。 　　流动设计主要是计算压降，其目的就是为换热器的辅助设备——例如泵的选择做准备。当然，热力设计和流动设计两者是密切关联的，特别是进行热力计算时常需从流动设计中获取某些参数。 　　结构设计指的是根据传热面积的大小计算其主要零部件的尺寸，例如管子的直径、长度、根数、壳体的直径、折流板的长度和数目、隔板的数目及布置以及连接管的尺寸，等等。 　　在某些情况下还需对换热器的主要零部件——特别是受压部件做应力计算，并校核其强度。对于在高温高压下工作的换热器，更不能忽视这方面的工作。这是保证安全生产的前提。在做强度计算时，应尽量采用国产的标准材料和部件，根据我国压力容器安全技术进行计算或校核(该部分内容属设备计算，此处从略)。 列管式换热器的工艺设计主要包括以下内容： 　　①根据换热任务和有关要求确定设计； 　　②初步确定换热器的结构和尺寸； 　　③核算换热器的传热面积和流体阻力； 　　④确定换热器的工艺结构。 1.1设计方案的确定 1.1.1换热器类型的选择 （1）固定管板式换热器 这类换热器如图2-1(a)所示。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构使壳侧清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管子和壳体的壁温差大于50℃时，应在壳体上设置温差补偿——膨胀节，依靠膨胀节的弹性变形可以减少温差应力。膨胀节的形式较多，常见的有U形、平板形和Ω形等几种。由于U形膨胀节的挠性与强度都比较好，所以使用得最为普遍。当管子和壳体的壁温差大于60℃和壳程压强超过0.6MPa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。由此可见，这种换热器比较适合用于温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合。 （2）浮头式换热器 　　浮头式换热器针对固定管板式的缺陷做了结构上的改进。两端管板只有一端与壳体完全固定，另一端则可相对于壳体作某些移动，该端称之为浮头，如图2-1(b)所示。换热器管束膨胀不受壳体约束，所以壳体与管束之间不会由于膨胀量的不同而产生热应力。而且在清洗和检修时，仅需将管束从壳体中抽出即可，所以能适用于管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合。但该类换热器结构复杂、笨重，造价约比固定管板式高20％左右，材料消耗量大，而且由于浮头的端盖在操作中无法检查，所以在制造和安装时要特别注意其密封，以免发生内漏，管束和壳体的间隙较大，在设计时要避免短路。至于壳程的压力也受滑动接触面的密封限制。 （3）填料函式换热器 　　此类换热器的管板也仅有一端与壳体固定，另一端采用填料函密封，如图2-1(C)所示。它的管束也可自由膨胀，所以管壳之间不会产生热应力，且管程和壳程都能清洗，结构较浮头式简单，造价较低，加工制造方便，材料消耗较少。但由于填料密封处易于泄漏，故壳程压力不能过高，也不宜用于易挥发、易燃、易爆、有毒的场合。 （4）U型管换热器 　　U形管式换热器仅有一个管板，管子两端均固定于同一管板上，如图2-1(d)所示。这类换热器的特点是：管束可以自由伸缩，不会因管壳之间的温差而产生热应力，热补偿性能好；管程为双管程，流程较长，流速较高，传热性能较好；承压能力强；管束可从壳体内抽出，便于检修和清洗，且结构简单，造价便宜。但管内清洗不便，管束中间部分的管子难以更换，又因最内层管子弯曲半径不能太小，在管板中心部分布管不紧凑，所以管子数不能太多，且管束中心部分存在间隙，使壳程流体易于短路而影响壳程换热。此外，为了弥补弯管后管壁的减薄，直管部分必须用壁较厚的管子。这就影响了它的使用场合，仅宜用于管壳壁温相差较大，或壳程介质易结垢而管程介质不易结垢，高温、高压、腐蚀性强的情形，价格比固定管板式高10％。 (a) (b) (c) 图2-1 几种列管式换热器的结构 1—管箱; 2—封头; 3—管箱或封头; 4—管箱盖板; 5—封头接管; 6—固定管板; 7—管子; 8—壳体; 9—壳盖; 10—壳体法兰(固定端); 11—壳体法兰(后盖端); 12—壳体接管; 13—壳盖法兰; 14—膨胀节; 15—浮动管板;??? 16—浮头盖; 17—浮头法兰;单位18—浮头衬托构件; 19—部分剪切环; 20—活套靠背法兰; 21—浮头盖(外部); 22—浮动管板套; 23—填料函法兰; 24—填料; 25—填料压盖; 26—拉杆和定距管; 27—横向折流板或支撑板; 28—缓冲挡板; 29—纵向折流板; 30—分程隔板; 31—排气接口; 32—排液接口; 33—仪表接口; 34—鞍式支座; 35—吊环; 36—悬挂式支座 1.1.2 流动空间的选择 在管壳式换热器的计算中，首先需决定何种流体走管程，何种流体走壳程，这需遵循一些一般原则。 　　①应尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热面两侧的传热系数接近。 　　②在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装置，应尽量减少其冷量损失。 　　③管、壳程的决定应做到便于清洗除垢和修理，以保证运行的可靠性。 　　④应减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力。从这个角度来说，顺流式就优于逆流式，因为顺流式进出口端的温度比较平均，不像逆流式那样，热、冷流体的高温部分均集中于一端，低温部分集中于另一端，易于因两端胀缩不同而产生热应力。 　　⑤对于有毒的介质或气相介质，必使其不泄漏，应特别注意其密封，密封不仅要可靠，而且还应要求方便及简单。 　　⑥应尽量避免采用贵金属，以降低成本。 以上这些原则有些是相互矛盾的，所以在具体设计时应综合考虑，决定哪一种流体走管程，哪一种流体走壳程。 （1）宜于通入管内空间的流体 　　①不清洁的流体 因为在管内空间得到较高的流速并不困难，而流速高，悬浮物不易沉积，且管内空间也便于清洗。 　　②体积小的流体 因为管内空间的流动截面往往比管外空间的截面小，流体易于获得必要的理想流速，而且也便于做成多程流动。 　　③有压力的流体 因为管子承压能力强，而且还简化了壳体密封的要求。 ④腐蚀性强的流体 因为只有管子及管箱才需用耐腐蚀材料，而壳体及管外空间的所有零件均可用普通材料制造，所以造价可以降低。此外，在管内空间装设保护用的衬里或覆盖层也比较方便，并容易检查。 　　⑤与外界温差大的流体 因为可以减少热量的逸散。 （2）宜于通入管间空间的流体 　　①当两流体温度相差较大时，α值大的流体走管间，这样可以减少管壁与壳壁间的温度差，因而也减少了管束与壳体间的相对伸长，故温差应力可以降低。 　　②若两流体给热性能相差较大时，α值小的流体走管间，此时可以用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。 　　③和蒸汽 对流速和清理无甚要求，并易于排除冷凝液。 　　④粘度大的流体 管间的流动截面和方向都在不断变化，在低雷诺数下，管外给热系数比管内的大。 　　⑤泄漏后危险性大的流体 可以减少泄漏机会，以保安全。 此外，易析出结晶、沉渣、淤泥以及其他沉淀物的流体，最好通入比较更容易进行机械清洗的空间。在管壳式换热器中，一般易清洗的是管内空间。但在U形管、浮头式换热器中易清洗的都是管外空间。 1.1.3 流速的确定 当流体不发生相变时，介质的流速高，换热强度大，从而可使换热面积减少、结构紧凑。成本降低，一般也可抑止污垢的产生。但流速大也会带来一些不利的影响，诸如压降ΔP增加，泵功率增大，且加剧了对传热面的冲刷。 换热器常用流速的范围见表2-2和表2-3。 表2-2 换热器常用流速的范围 ??????? 介质 循环水 新鲜水 一般液体 易结垢液体 低粘度油 高粘度油 气体 流速 管程流速，m/s 1.0~2.0 0.8~1.5 0.5~3 >1.0 0.8~1.8 0.5~1.5 5~30 壳程流速，m/s 0.5~1.5 0.5~1.5 0.2~1.5 >0.5 0.4~1.0 0.3~0.8 2~15 表2-3 列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许的安全流速 液体名称 乙醚、二氧化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮 氢气 安全流速，m/s <1 <2~3 <10 ≤8 1.1.4 加热剂、冷却剂的选择 物料在换热器内加热和冷却时，除采用两股工艺流体进行热交换外，常要用另一种流体来给出或带走热量，此流体就称为载热体。起加热作用的载热体叫做加热剂，起冷却或冷凝作用的载热体称为冷却剂。载热体质量的多少和本身的价格，涉及到投资费用的问，所以选用一种适当的载热体，也是传热过程中的一个重要问题。在选择时应考虑以下几个原则： （1）载热体能满足工艺上的要求达到的加热（冷却）温度； （2）载热体的温度易于调节； （3）载热体的饱和蒸汽压小，加热过程不会分解； （4）载热体的毒性小，对设备的腐蚀性小； （5）载热体不易爆炸； （6）载热体的价格低廉，来源充分。 常用加热剂有饱和水蒸汽、烟道气、导热油等。水和空气是最常用的冷却剂，冷却水温度一般为10～25℃，如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。 工业上常用的载热体及其适用场合列于表2-4，供选用时参考。 1.1.5 流体出口温度的确定 换热终温有时是由工艺过程的需要决定的。当换热终温可以选择时，由于该温度影响到热强度和换热效率，因此对换热器操作的经济合理性由影响。在冷流体的出口温度与热流体的进口温度相等的极限情况下，换热效率虽然很大，但热强度很小，需要的传热面积为最大。另外在决定换热终温时，一般不希望冷流体的出口温度高于热流体的出口温度，否则会出现反传热现象，当遇到这种情况时，可采用几个换热器串联的方法解决。为了合理地规定换热终温，可参考下述数据。 （1）热端的温差≤20℃。 （2）冷端的温差分三种情况考虑： ①两种工艺流体换热时，在一般情况下，冷端温差≥20℃； ②两种工艺流体换热时，若热流体尚需进一步加热，则冷端温差≥15℃； 表2-4? 载热体的种类及适用范围   载热体名称 温度范围/℃ 优? 点 缺? 点 加热剂 热 水 40～100 可利用工业废水和冷凝水废热作为回收 只能用于低温，传热情况不好，本身易冷却，温度不易调节 饱和蒸汽 100～180 易于调节，冷凝潜热大，热利用率高 温度升高，压力也高，设备有困难。180℃时对应的压力为10MPa 高温载热体 联苯混合物 液体：15～255 蒸汽：255～380 加热均匀，热稳定性好，温度范围宽，易于调节，高温时的蒸汽压很低，热焓值与水蒸汽接近，对普通金属不腐蚀 价昂，易渗透软性石棉填料，蒸汽易燃烧，但不爆炸，会刺激人的鼻粘膜 水银蒸汽 400～800 热稳定性好，沸点高，加热温度范围大，蒸汽压低 剧毒，设备操作困难 氯化铝-溴化铝共熔混合物蒸汽 200～300 500℃以下，混合物蒸汽是热稳定的，不含空气时对黑色金属无腐蚀，不燃烧，不爆炸，无毒，价廉，来源较方便 蒸汽压较大，300℃为1.22MPa 矿物油 ≤250 不需高压加热，温度较高 粘度大，传热系数小，热稳定性差，超过250℃时易分解，易着火，用节困难 甘油 200～250 无毒，不爆炸，价廉，来源方便，加热均匀 极易吸水，且吸水后出点急剧下降 四氯联苯 100～300 400℃以下有较好的热稳定性，蒸汽压低，对铁、钢、不锈钢、青铜等均不腐蚀 蒸汽可使人体肝脏发生疾病 熔盐 142～530 常压下温度高 比热变小 烟道气 ≥1000 温度高 传热差，比热害小，易局部过热 电热法 可达3000 温度范围大，可得特高温度，易调节 成本高 冷却剂 水 0～80 价廉，来源方便   空气 ＞30 价廉，在缺水地区尤为适宜   盐水 -15～0 用于低温冷却   氨蒸汽 ＜-15 用于冷冻工业   ③采用水或其他冷却剂冷却时，冷端温差≥5℃。如果超出上述数据，应通过技术经济比较来决定换热终温。 （3）冷却水的出口温度不宜太高，否则会加快水垢的生成。对于经过良好净化的新鲜水，出口温度可达到45℃或稍高一些；对于净化较差的冷却水，出口温度建议不要超过40℃。 1.1.6 材质的选择 在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。 一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。 （1）碳钢 价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。 （2）不锈钢 奥氏体系不锈钢以1Crl8Ni9Ti为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。 1.2 列管式换热器的结构 1.2.1 管程结构 介质流经传热管内的通道部分称为管程。 （1） 换热管布置和排列问距 常用换热管规格有ф19×2 mm、ф25×2 mm(1Crl8Ni9Ti)、ф25×2.5 mm(碳钢10)。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用ф19mm×2mm直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子，有时采用ф38mm×2.5mm或更大直径的管子。 标准管子的长度常用的有1500mm，2000mm，3000mm，6000mm等。当选用其他尺寸的管长时，应根据管长的规格，合理裁用，避免材料的浪费。 换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列，如图2-2所示。     INCLUDEPICTURE "http://jpkc.jpu.edu.cn/hgyl/kcsjImages/kcsj_d5_clip_image010.jpg" \* MERGEFORMATINET (a) 正方形直列    （b）正方形错列   (c) 三角形直列     （d）三角形错列  （ e）同心圆排列 图2-2>管子布置方式 正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。 对于多管程换热器，常采用组合排列方式。每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。 管板上两管子中心的距离a称为管心距（或管间距）。管心距取决于管板的强度、清洗管子外表面时所需的空隙、管子在管板上的固定方法等。当管子采用焊接方法固定时，相邻两根管的焊缝太近，会相互受到影响，使焊接质量不易保证。而常用胀接法固定时，过小的管心距会造成管板在胀接时由于挤压力的作用发生变形，失去管子与管板之间的连接力。 根据生产实际经验，当管子外径为d0时，管心距a一般采用： 焊接法? a = 1.25 do； 胀接法? a = （1.30～1.50）do； 小直径的管子? a ≥ do+10mm； 最外层管中心至壳体内表面的距离≥ d0+10mm； 管子材料常用的为碳钢、低合金钢、不锈钢、铜、铜镍合金、铝合金等。应根据工作压力。温度和介质腐蚀性等条件决定。此外还有一些非金属材料，如石墨、陶瓷、聚四氟乙烯等亦有采用。在设计和制造换热器时，正确选用材料很重要。既要满足工艺条件的要求，又要经济。对化工设备而言，由于各部分可采用不同材料，应注意由于不同种类的金属接触而产生的电化学腐蚀作用。 （2） 管板 管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。 管板与管子的连接可胀接或焊接。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过350℃的场合。 焊接法在高温高压条件下更能保证接头的严密性。 管板与壳体的连接有可拆连接和不可拆连接两种。固定管板常采用不可拆连接。两端管板直接焊在外壳上并兼作法兰，拆下顶盖可检修胀口或清洗管内。浮头式、U型管式等为使壳体清洗方便，常将管板夹在壳体法兰和顶盖法兰之间构成可拆连接。 （3） 封头和管箱 封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。 1 封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。 2 管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱,壳径较大的换热器大多采用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。如图2-3(a)所示的管箱结构，在清洗时必须拆下外部管道；若改为图2-3(b)的管箱结构，由于为侧向接管，则不必拆下外部管道就可以将管箱拆下；图2-3(c)所示结构是将管箱上盖做成可拆的，清洗或检修时只需拆卸盖子即可，不必拆管箱，但需要增加一对法兰连接。 (a)    (b)     (c) 图2-3 管箱的结构 ③分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6程，其布置方案见表2-5。在布置时应尽量使管程流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短路。 表2-5 平行与T形的管程分程表 程数 1 2 4 6 流动顺序 管箱隔板 介质返回侧隔板 1.2.2 壳程结构 介质流经传热管外面的通道部分称为壳程。 壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。由于各种换热器的工艺性能、使用的场合不同，壳程内对各种元件的设置形式亦不同，以此来满足设计的要求。各元件在壳程的设置，按其不同的作用可分为两类：一类是为了壳侧介质对传热管最有效的流动，来提高换热设备的传热效果而设置的各种挡板，如折流板、纵向挡板。旁路挡板等；另一类是为了管束的安装及保护列管而设置的支承板、管束的导轨以及缓冲板等。 （1）壳体 壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进人和排出之用。直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mrn的可用钢板卷焊而成。壳体材料根据工作温度选择，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。 介质在壳程的流动方式有多种型式，单壳程型式应用最为普遍。如壳侧传热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。用两个换热器串联也可得到同样的效果。为降低壳程压降，可采用分流或错流等型式。 壳体内径D取决于传热管数N、排列方式和管心距t。计算式如下： 单管程 D=t(nc-1)+(2~3)d0(2-1) 式中 t——管心距，mm； d0——换热管外径，mm； nc——横过管束中心线的管数，该值与管子排列方式有关。 正三角形排列： 2-2) 正方形排列： 2-3) 多管程 (2-4) 式中 N——排列管子数目； η——管板利用率。 正角形排列：2管程 η=0.7~0.85 >4管程? η=0.6~0.8 正方形排列：2管程 η=0.55~0.7 >4管程? η=0.45~0.65 壳体内径D的计算值最终应圆整到标准值。 （2）折流板 在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增加流体速度，以增强传热；同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用。 折流板的型式有圆缺型、环盘型和孔流型等。 圆缺形折流板又称弓形折流板，是常用的折流板，有水平圆缺和垂直圆缺两种，如图2-4(a)、(b)所示。切缺率(切掉圆弧的高度与壳内径之比)通常为20％~50％。垂直圆缺用于水平冷凝器、水平再沸器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等。垂直圆缺时，不凝气不能在折流板顶部积存，而在冷凝器中，排水也不能在折流板底部积存。弓形折流板有单弓形和双弓形，如图2-5，双弓形折流板多用于大直径的换热器中。 环盘型折流板如图2-4(C)所示，是由圆板和环形板组成的，压降较小，但传热也差些。在环形板背后有堆积不凝气或污垢，所以不多用。 孔流型折流板使流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，压降大，仅适用于清洁流体，其应用更少。 折流板的间隔，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50 mm，最大值决定于支持管所必要的最大间隔。 （3）缓冲板 在壳程进口接管处常装有防冲挡板，或称缓冲板。它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。也有在管束两端放置导流筒，不仅起防冲板的作用，还可改善两端流体的分布，提高传热效率。 （4）其他主要附件 ①旁通挡板 如果壳体和管束之间间隙过大，则流体不通过管束而通过这个间隙旁通，为了防止这种情形，往往采用旁通挡板。 3 假管 为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流板焊接以便固定。假管通常是每隔3~4排换热管安置一根。 ③拉杆和定距管 为了使折流板能牢靠地保持在一定位置上，通常采用拉杆和定距管。 INCLUDEPICTURE "http://jpkc.jpu.edu.cn/hgyl/kcsjImages/kcsj_d5_clip_image052.jpg" \* MERGEFORMATINET INCLUDEPICTURE "http://jpkc.jpu.edu.cn/hgyl/kcsjImages/kcsj_d5_clip_image054.jpg" \* MERGEFORMATINET (a)　　 　　　　　　　　　　　　　(b)　　　　　　　　　　　　　(c) 图2-4 折流板型式 (a)水平圆缺? (b)垂直圆缺? (c)环盘形 　 (a)　　　　　　　　　　　　　　　　　　　　　(b) 图2-5 弓形折流板型式 (a)单弓形　 (b)双弓形 （5）壳程接管 壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。当加热蒸汽或高速流体流入壳程时，对换热管会造成很大的冲刷，所以常将壳程接管在入口处加以扩大，即将接管做成喇叭形，以起缓冲的作用，如图2-6所示；或者在换热器进口处设置挡板，其结构如图2-7、图2-8、图2-9所示。 图2-7左图的结构为筒形，常称为导流筒，它可将加热蒸汽或流体导至靠近管板处才进入管束间，更充分地利用换热面积，目前常用这种结构来提高换热器的换热能力。通常采用的挡板还有圆形和方形，图2-8为圆形挡板，为了减少流动阻力，挡板与换热器壳壁的距离e不小于30mm，至少应保持此处的通道截面积不小于流体进口接管的截面积。若距离太大会妨碍管子的排列，减少传热面积。当需要加大流道时，可在挡板上开些圆孔。图2-9是方形挡板，上面开了小孔以增大流体通过的截面积。 　 图2-6? 缓冲接管　　　　　　　　　　　 图2-7 壳程入口挡板 图2-8 圆形挡板　　　　　　　　　　 图2-9　 方形挡板 1.3 列管式换热器的设计计算 1.3.1 设计步骤 目前，我国已制订了管壳式换热器系列标准，设计中应尽可能选用系列化的标准产品，这样可简化设计和加工。但是实际生产条件千变万化，当系列化产品不能满足需要时，仍应根据生产的具体要求自行设计非系列标准的换热器。此处将扼要介绍这两者的设计计算的基本步骤。 （1）非系列标准换热器的一般设计步骤 ①了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。 ②由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 ③决定流体通入的空间。 ④计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据。 ⑤初算有效平均温差。一般先按逆流计算，然后再校核。 ⑥选取管径和管内流速。 ⑦计算传热系数K值，包括管程对流传热系数和壳程对流传热系数的计算。由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此一般先假定一个壳程对流传热系数，以计算K值，然后再作校核。 ⑧初估传热面积。考虑安全系数和初估性质，常取实际传热面积是计算值的1.15~1.25倍。 ⑨选择管长L。 ⑩计算管数N。 ⑾校核管内流速，确定管程数。 ⑿画出排管图，确定壳径D和壳程挡板形式及数量等。 ⒀校核壳程对流传热系数。 ⒁校核有效平均温差。 ⒂校核传热面积，应有一定安全系数，否则需重新设计。 ⒃计算流体流动阻力。如阻力超过允许范围，需调整设计，直至满意为止。 （2）系列标准换热器选用的设计步骤 ①至⑤步与(1)相同。 ⑥选取经验的传热系数K值。 ⑦计算传热面积。 ⑧由系列标准选取换热器的基本参数。 ⑨校核传热系数，包括管程、壳程对流传热系数的计算。假如核算的K值与原选的经验值相差不大，就不再进行校核；如果相差较大，则需重新假设K值并重复上述③以下步骤。 ⑩校核有效平均温差。 ⑾校核传热面积，使其有一定安全系数，一般安全系数取1.1 ~1.25，否则需重行设计。 ⑿计算流体流动阻力，如超过允许范围，需重选换热器的基本参数再行计算。 从上述步骤来看，换热器的传热设计是一个反复试算的过程，有时要反复试算2~3次。所以，换热器设计计算实际上带有试差的性质。 2.3.2 传热计算主要公式 传热速率方程式 Q=KSΔtm 　　　　　(2-5) 式中? Q——传热速率(热负荷)，W； K——总传热系数，W/(m2·℃)； S——与K值对应的传热面积，m2； Δtm——平均温度差，℃。 （1）传热速率(热负荷)Q ①传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则 Q=Whcph(T1-T2)=Wccpc(t2-t1)　　　　　 (2-6) 式中? W——流体的质量流量，kg/h或kg/s； cp——流体的平均定压比热容，kJ/(kg·℃)； T——热流体的温度，℃； ?t——冷流体的温度，℃。 下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。 ②流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，且冷凝液在饱和温度下排出，则 Q=Whr=Wccpc(t2-tl)　　　　　 (2-7) 式中? W——饱和蒸汽的冷凝速率，kg/h或kg/s； r——饱和蒸汽的气化热，kJ/kg。 （2）平均温度差Δtm ①恒温传热时的平均温度差 Δtm=T-t　　　　　　(2-8) ②变温传热时的平均温度差 逆流和并流 　 　　　　　　2-9) 　 　　　　　　(2-10) 式中 Δt1、Δt2——分别为换热器两端热、冷流体的温差，℃。 错流和折流 　　　　　　2-11) 式中? ——按逆流计算的平均温差，℃； ——温差校正系数，无量纲， 　　　　　　 (2-12) 　　　　　　　　(2-13) 温差校正系数根据比值P和R，通过图2-10~图2-13查出。该值实际上表示特定流动形式在给定工况下接近逆流的程度。在设计中，除非出于必须降低壁温的目的，否则总要求，如果达不到上述要求，则应改选其他流动形式。 （4） 总传热系数K(以外表面积为基准) （5） 注意在通常的操作过程中，传热系数是个变量，由于污垢热阻是变化的，因此设计中选择污垢热阻时，应结合清洗周期来考虑。若污垢热阻选得太小，清洗周期会很短，所需传热面积会较小；反之，所需传热面积会较大，所以应该全面衡量，做出选择。总传热系数的计算公式为： 图2-10 对数平均温差校正系数φΔt 图2-11对数平均温差校正系数φΔt   图2-12 对数平均温差校正系数φΔt 图2-13 对数平均温差校正系数φΔt 　　　　(2-14) 式中 K——总传热系数，W/(m2·℃)； αi，αo——传热管内、外侧流体的对流传热系数，W/(m2·℃)； Rsi，Rso——传热管内、外侧表面上的污垢热阻，m2·℃/W； di，do，dm——传热管内径、外径及平均直径，m； λ——传热管壁导热系数，W/(m·℃)； b——传热管壁厚，m。 总传热系数的经验值见表2-6，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值，可供设计时参考。选择时，除要考虑流体物性和操作条件外，还应考虑换热器的类型。 表2-6 总传热系数的选择 管  程 壳  程 总传热系数/［W/（m2·K）］ 水（流速为0.9～1.5m/s） 水（流速为0.9～1.5m/s） 582～698 水 水（流过较高时） 814～1163 冷水 轻有机物μ＜0.5mPa·s 467～814 冷水 中有机物μ＝0.5～l mPa·s 290～698 冷水 重有机物μ＞l mPa·s 116～467 盐水 轻有机物μ＜0.5mPa·s 233～582 有机溶剂 有机溶剂μ＝0.3～0.55mPa·s 198～233 轻有机物μ＜0.5mPa·s 轻有机物μ＜0.5mPa·s 233～465 中有机物μ＝0.5～l mPa·s 中有机物μ＝0.5～l mPa·s 116～349 重有机物μ＞l mPa·s 重有机物μ＞l mPa·s 58～233 水（流速为1m/s） 水蒸气（有压力）冷凝 2326～4652 水 水蒸气（常压或负压）冷凝 1745～3489 水溶液μ＜2mPa·s 水蒸气冷凝 1163～1071 水溶液μ＞2mPa·s 水蒸气冷凝 582～2908 有机物μ＜0.5mPa·s 水蒸气冷凝 582～1193 有机物μ＝0.5～l mPa·s 水蒸气冷凝 291～582 有机物μ＞1mPa·s 水蒸气冷凝 114～349 水 有机物蒸汽及水蒸气冷凝 582～1163 水 重有机物蒸汽（常压）冷凝 116～349 水 重有机物蒸汽（负压）冷凝 58～174 水 饱和有机溶剂蒸汽（常压）冷凝 582～1163 水 含饱和水蒸气的氯气（＜50℃） 174～349 水 SO2冷凝 814～1163 水 NH3冷凝 698～930 水 氟里昂冷凝 756 （4）对流传热系数 传热膜系数的关联式与传热过程是否存在相变、换热器的结构及流动状态等因素有关。关于传热膜系数的关联式很多，在选用时应注意其适用的范围。具体形式见表2-7及表2-8。 表2-7 流体无相变时的对流传热系数 流动状态 关  联  式 适  用  条  件 强制对流 有夹套的槽 m=0.67? 有盘管的槽 m=0.62 搅拌器 换热器 涡流 桨式 推进式 锚式 夹套的a 0.62 0.36 0.54 0.46 蛇管的a 1.5 0.87 0.83   装有搅拌器的圆槽 定性温度：取槽内液体的平均温度 Re=d2nρ/μ , Nu=αD/λ D:容器（搅拌器）直径 d:搅拌器浆叶直径 管内强制对流 圆直管内湍流 低粘度流体； 流体被加热n=0.4,被冷却n=0.3; Re>10000, 0.760 L/di<60, α×(1+di/ L)0.7 弯管、蛇管 α×(1+1.77di/ R) 高粘度流体； Re>10000, 0.760 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(μW取壁温) 圆直管内滞流 管径较小，流体与壁面温度差较小， μ/ρ较大；Re<2300, 0.6100;  特征尺寸：di 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(μW取壁温) 圆直管内过渡流 23003000 特征尺寸：管外径do 流速取通道最狭窄处。 管间流动 壳方流体圆缺挡板（25%）, Re=2×103～1×106 特征尺寸：当量直径de 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(μW取壁温) 用前面的管内强制湍流或层流公式计算 但要用当量直径de代替d。 无折流挡板 圆缺形折流挡板 Re=102～6×104 特征尺寸：当量直径de 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(μW取壁温) 盘环形折流挡板 Re=3×102～2×104 特征尺寸：当量直径de 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(μW取壁温) 表2-8 流体相变对流传热系数 流动状态 关  联  式 适  用  条  件 蒸? 汽? 冷? 凝 垂直管外膜滞流 特征尺寸：垂直管的高度 定性温度：tm=(tw+ts)/2 kcsjImages\ 水平管束外冷凝 n水平管束在垂直列上的管数，膜滞流 特征尺寸：管外径do （6） 污垢热阻 （7） 在设计换热器时，必须采用正确的污垢系数，否则热交换器的设计误差很大。因此污垢系数是换热器设计中非常重要的参数。污垢热阻因流体种类、操作温度和流速等不同而各异。常见流体的污垢热阻参见表2-9和表2-10。 （8） 表2-9 流体的污垢热阻 加热流体温度，℃ <115 115~205 水的温度，℃ <25 >25 水的流速，(m/s) <1.0 >1.0 <1.0 >1.0 污垢热阻，(m2·℃/W) 海水 0.8598×10-4 1.7197×10-4 自来水、井水、锅炉软水 1.7197×10-4 3.4394×10-4 蒸馏水 0.8598×10-4 0.8598×10-4 硬水 5.1590×10-4 8.5980×10-4 河水 5.1590×10-4 3.4394×10-4 6.8788×10-4 5.1590×10-4 表<2-10流体的污垢热阻 流体名称 污垢热阻m2·℃/W 流体名称 污垢热阻m2·℃/W 流体名称 污垢热阻m2·℃/W 有机物蒸汽 0.8598×10-4 有机物 1.7197×10-4 石脑油 1.7197×10-4 溶剂蒸汽 1.7197×10-4 盐水 1.7197×10-4 煤油 1.7197×10-4 天然气 1.7197×10-4 熔盐 0.8598×10-4 汽油 1.7197×10-4 焦炉气 1.7197×10-4 植物油 5.1590×10-4 重油 8.5980×10-4 水蒸汽 0.8598×10-4 原油 (3.4394~12.098)×10-4 沥青油 1.7197×10-3 空气 3.4394×10-4 柴油 (3.4394~5.1590)×10-4     1.3.3 流体流动阻力计算主要公式 流体流经列管式换热器时由于流动阻力而产生一定的压力降，所以换热器的设计必须满足工艺要求的压力降。一般合理压力降的范围见表2-11。 表2-11合理压力降的选取 操作情况 操作压力p/MPa 合理的压力降Δp /MPa 减 压 0～0.1（绝压） P/10 低 压 0～0.07（表压） P/2 0.07～l（表压） 0.035 中 压 l～3（表压） 0.035～0.18 较高压 3～8（表压） 0.07～0.25 （1） 管程压力降 （2） 多管程列管换热器，管程压力降∑ΔPi： （3） ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNp　　　　　 (2-15) （4） 式中ΔP1——直管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa； ΔP2—— 回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；可由经验公式估算； Ft—— 结垢校正系数，无因次，ф25×2.5mm的换热管取1.4；ф19×2mm的换热管取 1.5； Ns—— 串联的壳程数； Np—— 管程数。 （2）壳程压力降 ①壳程无折流挡板 壳程压力降按流体沿直管流动的压力降计算，以壳方的当量直径de代替直管内径di。 ②壳程有折流挡板 计算方法有Bell法、Kern法、Esso法等。Bell法计算结果与实际数据一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。工程计算中常采用Esso法，该法计算公式如下： ∑ΔPo=(ΔP′1+ΔP′2)FtNs　　　　(2-16) 式中 ΔP′1——流体横过管束的压力降，Pa； ΔP′2——流体流过折流挡板缺口的压力降，Pa； Ft——结垢校正系数，无因次，对液体Ft=0.15；对气体Ft=1.0； 　　　　 (2-17) 　　　　　 (2-18) 式中 F——管子排列方式对压力降的校正系数：三角形排列F=0.5，正方形直列F=0.3，正方形错列F=0.4； fO——壳程流体的摩擦系数，fO=5.0×Reo-0.228(Re＞500)； nc——横过管束中心线的管数，可按式3-2及式3-3计算； B——折流板间距，m； D——壳体直径，m； NB——折流板数目； uO——按壳程流通截面积SO(SO=h(D-ncdO))计算的流速，m/s。 2.2.3.4 壳体直径及厚度的计算 （1）壳体直径计算 壳体的内径应等于或大于（在浮头式换热器中）管板的直径，所以，从管板直径的计算可以决定壳体的内径。通过按下式确定壳径： D = a（b-l）+2 e　　　　（2-19） 式中 D——壳体内径，mm； a——管心距，mm； b——横过管束中心线的管数，管子按正三角形排列：；管子按正方形排　　　 列：，n为换热器的总管数； e——管束中心线上最外层管中心到壳体内壁的距离，一般取e =（1～1.5）d0。 壳径的计算值应圆整到最接近部颁标准尺寸，见表2-12。 表2-12 标准尺寸 壳体内径/mm 325 400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200 最小壁厚/mm 8 10 12 14 （2）体壁厚度的计算 当换热器受内压时，壳体壁厚度可用下式计算 　　　　(2-20) 式中? S——外壳壁厚，cm； p——操作时的内压力（表压），1×104Pa； [σ]——材料许用应力，1×104Pa； ф——焊缝系数，单面焊缝ф =0.65，双面焊缝ф =0.85； C——腐蚀裕度，其范围在0.1～0.8cm之间，根据流体的腐蚀性而定； D——壳体内径，cm。 根据上式计算出的壳体留厚后，还应适当考虑安全系数，以及开孔的强度补偿措施，一般都应大于表2-12中的最小壁厚。 若壳体受外压时，其计算方法参见有关文献