列管式换热器的选用与设计原则（五篇）

列管式换热器的选用与设计原则五篇第一篇列管式换热器的选用与设计原则列管式换热器的选用与设计原则换热器的设计即是通过传热过程计算确定经济合理的传热面积以及换热器的结构尺寸，以完成生产工艺中所要求的传热任务换热器的选用也是根据生产任务，计算所需的传热面积，选择合适的换热器由于参与换热流体特性的不同，换热设备结构特点的差异，因此为了适应生产工艺的实际需要，设计或选用换热器时需要考虑多方面的因素，进行一系列的选择，并通过比较才能设计或选用出经济上合理和技术上可行的换热器本节将以列管式换热器为例，说明换热器选用或设计时需要考虑的问题

一、流体通道的选择流体通道的选择可参考以下原则进行不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；

1.腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便

2.于检修和清洗；高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金

3.属的消耗量；.饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净,不易4污染壳程；被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；

5.有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；

6.粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流

7.动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数下即可Re100达到湍流，可提高对流传热系数但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数在选择流体通道时，以上各点常常不能兼顾，在实际选择时应抓住主要矛盾如首先要考虑流体的压力、腐蚀性和清洗等要求，然后再校核对流传热系数和阻力系数等，以便作出合理的选择

二、流体流速的选择壳体内径，D m;管中心距，t m;横过管束中心线的管数；nc--一管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，一般b F,b=l-

1.5doo值可由下面的公式计算nc管子按正三角形排列时管子按正方形排列时4-1234-124式中为换热器的总管数n按计算得到的壳径应圆整到标准尺寸，见表4-15封头封头有方形和圆形两种方形用于直径小的壳体般小于主要构件

8.圆形用于大直径的壳体400mm,缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板导流筒壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间死角，为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝性气体和冷凝液等接管尺寸换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即式中流体的体积流量，接管中流体的流速,m/s/s;Vs--u--o流速的经验值为:对液体对蒸汽对气体u u=

1.5-2m/s u=20~50m/s为压强，单位为为气体密度，单位为u=15~20p/pp atm;p kg/材料选用

9.列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好，但价格高且较稀缺,应尽量少用流体流动阻力压强降的计算

10.管程流体阻力1管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得对于多程换热器，其总阻力等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和一般进、出口阻Api力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起；式中ApL Ap24-125的压强降，N/结垢校正因数，无因次，对于的管子,取为Ft-----p25x

2.5mm

1.4,对的管子，取为pl9x2mm

1.5;管程数;Np-----一串联的壳程数Ns---上式中直管压强降可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强Api降由下面的经验公式估算，即Ap24-126壳程流体阻力现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较多，但是2由于流体的流动状况比较复杂，使所得的结果相差很多下面介绍埃索法计算壳程压强的公式，即Ap4-127----------；式中流体横过管束的压强降，Apr N/----------------------流体通过折流板缺口的压强降，壳程压Ap2,N/Fs强降的结垢校正因数，无因次，对液体可取对气体或可凝蒸气可取而

1.15,

1.04-128式中管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列4-129F---,对正方形斜转为,正方形排列为F=

0.

5450.

40.3;----壳程流体的摩擦系数，当时，横过管束中心f Reo500nC----线的管子数；折流板数;折流板间距，h----m;按壳程流通截面积计算的流速，而uo—A一般来说,液体流经换热器的压强降为

0.1〜latm,气体的为设计时，换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间予以

0.01~

0.1atmo权衡，使既能满足工艺要求，又经济合理

三、列管式换热器的选用和设计计算步骤试算并初选设备规格

1.确定流体在换热器中的流动途径1根据传热任务计算热负荷2Q确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式；计算定3性温度，并确定在定性温度下流体的性质计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于的原则，决定

40.8壳程数依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系5数选值K由总传热速率方程,初步算出传热面积,并确定换热6Q=KSAtm S器的基本尺寸如、、及管子在管板上的排列等，或按系列标准选择d Ln设备规格计算管、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管、壳程流体的流

2.速和压强降检查计算结果是否合理或满足工艺要求若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至满足要求为止.核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数和,确定污3ai ao垢热阻和,再计算总传热系数比较得初始值和计算值,Rsi RsoK1,K若,则初选的设备合适否则需另设选值，重K1/K=

1.15~

1.25K复以上计算步骤通常，进行换热器的选择或设计时，应在满足传热要求的前提下,再考虑其他各项的问题它们之间往往是互相矛盾的例如，若设计的换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能使总传热系数和压强降降低，但却又要受到安装换热器所能允许的尺寸的限制，且换热器的造价也提高了此外，其它因素（如加热和冷却介质的用量，换热器的检修和操作）也不可忽视总之，设计者应综合分析考虑上述诸因素，给予细心的判断，以便作出一个适宜的设计第二篇列管式换热器设计第一章列管式换热器的设计概述

1.1列管式换热器是一种较早发展起来的型式，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家中已有系列化标准列管式换热器在换热效率,紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器，但是它具有结构牢固，适应性大，材料范围广泛等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中得以继续应用下去目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类型，在高温高压和大型换热器中，仍占绝对优势例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸储操作中蒸储釜（或再沸器）和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等，大都采用列管式换热器［］3列管换热器型式的选择

1.2列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有以下几种（）固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、1紧凑，造价便宜，但管外不能机械清洗此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体因此，当管壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱,甚至毁坏整个换热器为了克服温差应力必须有温度补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置5rc浮头换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管2板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上来连接有一个顶盖，称之为浮头〃，所以这种换热器叫做浮头式换热器这种型式的优点为管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力其缺点为结构复杂，造价高填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构与比3浮头式简单，造价也比浮头式低但壳程内介质有外漏的可能，壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有毒的介质型管换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程管束4U可以抽出清洗，管子可以自由膨胀其缺点式管子内壁清洗困难,管子更换困难，管板上排列的管子少对于列管式换热器，一般要根据换热流体的腐蚀性及其它特性来选择结构与材料，根据材料的加工性能，流体的压力和温度，换热器管程与壳程的温度差，换热器的热负荷，检修清洗的要求等因素决定采用哪一类型的列管式换热器换热器内流体通入空间的选择

1.3哪一种流体流经换热器的壳程，哪一种流体流经管程，下列各点可供参考以固定管板式为例不清洁和易结垢的流体易走管内，因为管内清洗比较方便1腐蚀性的流体易走管内，以免管子和壳体同时受腐蚀，而且管子2也便于清洗和检修压强高的流体易走管内，以免壳体受压，可节省金属消耗量3饱和蒸汽易走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净,它对4清洗无要求有毒流体易走管内，使泄露机会较少5被冷却的流体易走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷6却效果粘度大的液体或流量较小的流体，易走管间，因流体在有折流7板的壳程流动时，由于流速和流量的不断改变在低值下Re Re100即可达到湍流，以提高对流传热系数对于刚性结构的换热器，若两流体的温差较大，对流传热系数较大者易走管间，因壁面温度与大的流体温度相近，可以减少热应力a流体流速的选择

1.4增加流体在换热器中的流速，将加大对流换热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使传热系数增大，动力消耗就增多所以适宜的流速要通过经济衡算才能确定此外，在选择流速时，还要考虑结构上的要求例如，选择高的流速，使管子数目减少，对一定的换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变成多程使平均温度降下来这些也是选择流速时应考虑的问题表至表列出了常用的流速范围，可供设计参考所选的流速，1-11-3应尽可能避免在滞流下流动表常用的流速范围1-1Table1-1The scopeof commonuse incurrent velocity流体种类管程流速壳程流速m/s m/s一般流体

0.5~

30.2~

1.5易结垢液体

10.5气体5~303~15表安全允许速度1-2Table1-2The speed of thesafe admissionof theliquid液体名称安全允许速度/m/s乙醛、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油12~

1.5丙酮10表不同粘度液体的常用流速1-3Table1-3The differentof theliquidin commonuse currentvelocity液体粘度最大流速/mPa.s/m/s

15000.61500〜500500〜100100〜3535〜

110.

751.

11.

51.8确定设计方案的原则

1.

1.

11.5满足工艺和操作的要求151设计出的流程和设备首先要保证质量，操作稳定，这就必须配置必要的阀门和计量仪表等，并在确定方案时，考虑到各种流体的流量,温度和压强变化时采取什么措施来调节，而在设备发生故障时，检修应方便满足经济上的要求

1.

1.2在确定某些操作指标和选定设备型式以及仪表配置时，要有经济核算的观点，既能满足工艺和操作要求，又使施工建简便，材料来源容易，造价低廉如过有废热可以利用，要尽量节省热能，充分利用,或者采取适当的措施达到降低成本的目的保证安全

1.

1.3在工艺流程和操作中若有爆炸，燃烧、中毒、烫伤等危险性，就要考虑必要的安全措施又如设备的材料强度的验算，除按规定应有一定的安全系数外，还应考虑防止由于设备中压力突然升高或者造成真空而需要装置安全阀等以上所提的都是为了保证安全生产所需要的第二章列管式换热器热力计算稳态传热

2.1稳态传热的基本方程式为热负荷,总传Q=KAAtm1Q KA Atm热系数，℃换热器总传热面积,W/m

2.;m2;进行换热的两流体之间的平均温度，℃o热负荷

2.

1.1当忽略换热器对周围环境的散热损失时，根据能量平衡，热流体所放出的热量应等于冷流体所吸收的热量，即Q=WhHhl-Hh2=WcHc2-Hcl2式中换热器的热负荷，或流体的质量流量,单位质量Q WH kJ/h W;kg/h;流体的始，kJ/kg;下标分别表示冷流体和热流体，下标和表示换热器的进出c,h12□o若换热器中两流体无相变化，且流体的比热容不随温度而变或可取平均温度下的比热容时，即Q=WhCphTl-T2=WcCpct2-tl3式中流体的平均比热容，℃冷流体的温度，℃;热流体的Cp tT kJ/kg.;温度,℃0若换热器中有热流体的相变化，即式中Q=Why=WcCpct2-tl4Wh Y饱和蒸气即热流体的冷凝速率，饱和蒸气的冷凝热，kg/h;kJ/kg总传热系数总传热系数的计算式1两流体通过管壁的传热包括以下过程［］热流体在流动过程中把4a.热量传给管壁的对流热通过管壁的热传导b.管壁与流动中的冷流体之间的对流传热c.换热器在实际操作中，传热表面上常有污垢积存，对传热产生附加d热阻，使总传热系数降低在估算值时一般不能忽略污垢热阻由于污K垢层的厚度及导热系数难以准确地估计，因此通常选用污垢热阻的经验值，作为计算值的依据，若管壁内、外侧表面的污垢热阻分别用及K Rsi Rso表示入⑸其中1/K=1/ao+do/ai di+Rso+Rsido/di+bdo/dm、、、ao aiRsi Rsodi ddm bA平均温度变温传热时，若两流体的相互流向不同，则对温度差的影响也不同，通常逆流传热效果好，以逆流为列，推导出计算平均温度的通式△z式中tm=Atl+At2/26Atl=Tl-t2At2=T2-tl热流体的进出口温度,冷流体的进出口温度;Tl,T2tl,t2°C;△

①⑺tm=At Atm Atm管外流体传热膜系数，℃管内流体传热膜系数，w/m

2.;℃w/m2-;管壁内、外侧表面的污垢热阻，℃管内径、外径和内、外径m2-/w;的平均直径，管子壁厚，m;mm;管壁材料的导热系数，℃w/m2-;按逆流计算时的平均温度差,℃;

①温度差校正系数,无量纲;At温度差校正系数

①似与冷热流体的温度变化与关，是和两因素P R的函数即

①二式中冷流体温升/两流体的最初温度差At fRRP=t2-tl/Tl-tl=二二热流体的温降/冷流体的温升R T2-Tl/t2-t1温度校正系数

①值可根据和两因素从相应的图中查得温度At P R差校正系数图是基于以下假设作出的壳程任一截面上流体温度均匀一致管方各程传热面积相等1总传热系数和流体比热容为常数流体无相变化2K Cp3换热器的热损失可以忽略不计4对流传热膜系数

2.2无相变对流传热的传热膜系数管内传热膜系数对低黏度流体，Re10000,

0.7加热取;冷却取管ai=

0.023Ai/di Rei

0.8Prin8n

0.4n

0.

32.

2.2外传热膜系数ao=

0.36A/dmRei

0.55Pril/3|i/|iw

0.149Re=2xl03~1x106有相变对流传热的传热膜系数

[5]蒸汽在水平管外冷凝1/3ao=

1.163x

0.945J3pf2g/|jfGg/10流体压强降的计算23管程流动阻力

2.

3.1管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得对于多程换热器，其总阻力等于直管阻力、阻力及进、出口阻力之和一般进、出口阻力2Api AP2可忽略不计，故管程阻力的计算式为IAPi=APl+AP2FtNp11式中△分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pls AP2Ft Pa;结垢校正因数，无量纲，对

①的管子，取对

①25x

2.5mm

1.4,19x2mm的管子，取

1.5;管程数;Np△二人P1L/dxpu2/212AP2=3pu2/213壳程流动阻力

2.

3.2现已提出的壳程流动阻力的计算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，因此使计算得到的结果相差很多下面壳程压强降AP0的公式，即△△，,P0=P1+AP2FsNs14式中△流体横过管束的压强降流体通过折流板缺口的压强降,Pl AP2Fs壳程压强降的结垢校正因数，无量纲，液体可取气体可取

1.15,

1.0△z ZPl=Ff0ncNB+lpu2/215AP2=NB

3.5-2h/D换热器中流体流速的增加，可使对流传热系数增加，有利于减少污垢在管子表面沉积的可能性，即降低污垢热阻，使总传热系数增大然而流速的增加又使流体流动阻力增大，动力消耗增大因此，适宜的流体流速需通过技术经济核算来确定充分利用系统动力设备的允许压降来提高流速是换热器设计的一个重要原则在选择流体流速时,除了经济核算以外，还应考虑换热器结构上的要求表给出工业上的常用流速范围除此之外，还可按照液体的粘度5-4选择流速，按材料选择容许流速以及按照液体的易燃、易爆程度选择安全允许流速

三、流体两端温度的确定若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题若其中一流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定例如用冷水冷却一热流体，冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则可根据经济核算来确定为了节省冷水量，可使出口温度提高一些，但是传热面积就需要增加；为了减小传热面积，则需要增加冷水量两者是相互矛盾的一般来说，水源丰富的地区选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差不过，工业冷却用水的出口温度一般不宜高于℃因为工业用水中所含的部分盐类（如、45,CaC03和等）的溶解度随温度升高而减小，如出口温度CaS04MgC03MgS04s过高，盐类析出，将形成传热性能很差的污垢，而使传热过程恶化如果是用加热介质加热冷流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度

四、管径、管子排列方式和壳体直径的确定小直径管子能使单位体积的传热面积大，因而在同样体积内可布置更多的传热面或者说，当传热面积一定时，采用小管径可使管子长度缩短，增强传热，易于清洗但是减小管径将使流动阻力增加,容易积垢对于不清洁、易结垢或粘度较大的流体，宜采用较大的管径因此，管径的选择要视所用材料和操作条件而定，总的趋向是采用小直径管子管长的选择是以合理使用管材和清洗方便为原则国产管材的长（）pu2/216式中F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列对转角F=

0.5,正方形为正方形为

0.4,

0.3f0壳程流体的摩擦系数，当＞时，横Re500f0=

5.0ReO-

0.228;nc过管束中心线的管子数，管子按正三角形排列管子按正方nc=l.lxnl/2形排列nc=

1.19xnl/2NB折流挡板数；H折流挡板间距，m;u0按壳程流通截面积计算的流速，而（）一般来A0m/s,A0=H D-ncdO说,液体流经换热器的压强降为10〜100kPa,气体的为1〜10kPa第三章工艺流程汽提塔（）底部的溶液经减压阀减压到进入E101LC

92021.76Mpa中压分解分离器（）,溶液在此闪蒸并分解，分离后尿液进入中压分V102解塔（）甲镀在此分解壳体用蒸汽供热，E102A/B,E102A

0.5Mpa E102B用汽提塔蒸汽冷凝液分离器（）的蒸汽冷凝供热V

1092.5Mpa从中压分解塔分离器顶部出来的含有氨和二氧化碳的气体先送到真空预浓缩器（）壳程中，被中压碳镀液泵（）送来的碳镀液E104P103A/B吸收，其吸收和冷凝热用来蒸发尿液中的部分水份，然后进入中压冷凝器（）用冷却水冷却，最终进入中压吸收塔（）E106C101中压吸收塔为泡罩塔，它用氨升泵（）来的液氨和氨水泵P105A/B（）送来的氨水共同洗涤二氧化碳中压吸收塔顶部含有微量惰P107A/B性气氨进入氨冷器（）冷凝成液氨，收集于氨收集器（）不E109V105,凝气通过氨回收塔（）进入中压惰性气体洗涤塔（）惰性C105C103气体放空，其吸收热通过中压氨吸收塔（）用冷却水带走，氨水通过E111氨水泵（）被送到中压吸收塔P107A/B中压吸收塔底部溶液通过高压甲镀泵（）加压到P102A/B

15.5Mpa送到甲镀冷凝器（）,返回合成圈E105这里所做的换热器设计就是对中压吸收塔出来的气氨进行冷凝成液氨的设备进行设计计算，以下是氨冷凝器所在工艺流程中的位置（见附图）3-1第四章换热器工艺过程计算设计任务和条件

4.1物料、循环水等其中循环水走管程工艺条件NH3壳程操作压力

1.62MPa温度43℃〜38℃（入/出）管程操作压力

0.4MPa温度32℃〜36℃（入/出）其中NH3:流量580m3/h密度13Kg/m3设计过程

4.2列管式换热器的选型和设计计算步骤试算并初选设备规格（）确定流体在换热器中的流动途径（）根据传热任务计算热负12荷Qo（）确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定3性温度，并确定在定性温度下的流体物性（）计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于的原则,决

40.8定壳程数（）依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选5定总传热系数值（）由总传热速率方程初步算出传热面K6Q=KSAtm,积并确定换热器的基本尺寸（如、、及管子在管板上的排列等），S,d Ln或按系列标准选择设备规格计算管程、壳程压强降422根据初定的设备规格，计算壳程、管程流体的流速和压强降检查计算结果是否合理或满足工艺要求若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻和，再计算RsiRs总传热系数比较的初设值和计算值，若或K/,K K7K=

1.15~

1.25则初选的换热器合适否则需另设值，K-K/K=

15.5%~30%,K重复以上计算步骤［］工艺计算过程

64.3定性温度下流体物性

1.

1.1℃NH3:p=13kg/mp=

0.918xl0-5Pa-s A=

0.0215W/M-℃y=1373kJ/kg Cp=

0.67kJ/kg-循环水V=580m3/h p=

995.7kg/m3p=

80.07xl0-5Pa s入℃=

0.6176W/M-℃Cp=

4.174kJ/kg-液氨pf=583kg/m3℃Af=

0.432kcal/m-h-pf=

0.306kg/m-hg=

12.7xl07本设计中涉及到氨的相变化传热过程，根据两流体的情况，循环水走管程，氨走壳程进行计算试算和初选换热器的型号

1.2计算热负荷和冷却水流量Q显热潜热Q=Q1+Q2Ql=WCpTl-T2=VpCpTl-T2=580xl3/3600x

0.67xl03x43-38=

7016.4wQ2=Wy=VpY=580x13/3600x1373x103=

2875672.2w Q=Q1+Q2=

7016.4+

2875672.2=

2882688.6wWH20=Q/CpAt=

2882688.6/

4.174xl03x36-32=

172.657kg/s计算两流体的平均温度VH2O=WH20/p=

172.657/

995.7=

0.173m3/s2差暂按单壳程、多管程进行计算逆流时平均温度差为℃一℃NH34338水℃一℃3632△℃℃t76△，℃tm=Atl+At2/2=

6.5而由、值R=T1-T2/t2-tl=

1.25P=t2-tl/Tl-tl=

0.364PR查图查得

①所以△

①△，℃4—17At=

0.92tm=At xtm=

0.92x

6.5=

5.98初选换热器型号3根据两流体的情况，假设℃故K=U00W/M-S=Q/KxAtm=

2882688.6/1100/

5.98=

438.2m2由于因此不需要考虑热补偿据此，由换Tm-tm=5-4=TC50oC热器系列标准，有关参数如下表4-1:表换热器系列标准4-1Tab.4-1Heat exchangeis relatedto data参数壳径公称面积公称压强管子尺寸管子总数D/mm S0/m2/MPa/mm管长管子排列方法管程数/m

①三角形实际传热面积

1000446.

21.6219x2126761若采用此换热面积的换热S0=nndL=1267x

3.14x

0.019x6-

0.1=446m2器，则要求过程的总传热系数为℃1100W/M-o核算压强降管程压强降12APi=APl+AP2FtNp其中管程流通面积Ft=

1.5Np=lui=Vs/Ai=

0.173/

0.2239=

0.8m/s设管壁粗糙度Rei=diuip/p=

0.019x

0.8x

995.7/

80.07xl0-5=

14922.4由第一章中的人关系图中查得s=O.lmm,E/d=

0.1/15=

0.0067,-Re入所以=

0.039二人贝」API IJAPi=壳程压强降

4970.5+

955.9x

1.5x1=2983935PalOOKpa2△，,其中JAPO=P1+AP2FsNs Fs=

1.0Ns=l△管子为三角形排歹」，Pl=Ff0ncNB+lpu2/2I F=

0.5nc=l.l nl/2=取折流挡板间距壳程l.lxl2671/2=39h=

0.3m NB=L/h-l=6/

0.3-1=19流通面积AO=HD-ncdO=

0.3x1-39x

0.019=

0.0777m2u0=V0/A0=580/3600/

0.0777=

2.07m/s ReO=尸dOuOp/

0.019x

2.07x13/

0.918x10-5=

55696.1500fO=

5.0所以Re0-

0.228=

5.0x

55696.1-

0.228=

0.414API=

0.5x

0.414x39x19+1xl3x

2.072/2=4497Pa AP2=NB

3.5-2h/D pu2/2=19x

3.5-2xO3/l13x

2.O72/2=

1534.6Pa二计算表明，管程和壳WAPO4497+

1534.6x1x1=

6031.6PalOkPa程压强降都能满足题设的要求核算总传热系数管程对流传热系数1cdRei=

14922.4Pri=|jCp/A=

80.07xl0-5x

4.174x103/

0.6176=

5.41ai=

0.023A/d Rei

0.8Pri

0.4=

0.023x

0.6176/

0.02x

14922.

40.

85.

410.4=

4061.6・℃壳程对流传热系数由于发生相变传热可有公式W/m22a0az0=

0.945Az3fpf2g/pfGg1/3zGg=W/LNt2/3=Vp/LNt2/3=580x13/6x12672/3=

10.7kg/szaO=

0.945A3fpf2g/pfGg1/3=

0.945x

0.4323x5832x

12.7x107/

0.306xl

0.7l/3=

9635.2k℃℃cal/m2-h-a0=

1.163a0=

1.163x

9635.2=

11205.7W/m2-污垢热阻3查阅资料，管内、外侧污垢热阻分别取为℃Rsi=

0.00017m2-/W总传热系数管外侧热阻忽略时，总传热系数Rs0=

0.00017m2t/W4K0为K0K0=l/l/a0+Rso+RsidO/di+dO/di/ai=1/1/

11205.7+

0.00017+

0.00017x

0.019/

0.015+

0.019/

0.01℃5x

4061.6=

1272.3W/m2-由前面的计算可知，选用该型号的换热器时要求过程的总传热系数为℃在规定的流动条件下，计算出的为1100W/m2-K

01272.3o℃故所选择的换热器是合适的，安全系数为W/m2-,K0-K/Kxl00%=

1272.3-1100/1100xl00%=

15.7%o第五章换热器主体设备工艺尺寸的确定管子的规格和排列方法

5.1选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不超过前面介绍的流速范围易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径我国目前试用的列管换热器系列标准中仅为

①及

①两种规格的管子25mmx

2.5mm19mmx2mm［］7管长的选择是以清洗方便即合理使用管材为原则长管不便于清洗，且容易弯曲一般出厂的标准管长为则合理的换热管长应为、6m,

1.5m、和系列标准中也采用这四种管长此外管长和2m3m6m0壳径应相适应，一般去L/D为4〜6对直径小的换热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、正方形和转角正方形等正三角形排列的优点有相同壳程内可排列更多的管子；管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数高正方形排列的优点是便于清洗列管外壁，使用与壳程流体易产生污垢的场所；但其对流传热系数较正三角形排列时低转角正方形排列则介于上述两者之间，与直列排列相比，对流传热系数可适当的提高管子在管板上排列的间距指相邻两管子的中心距，随管子和管板t的连接方法的不同而异通常，胀管法取t二

1.3〜L5d0,且相邻两管外壁间距不应小于，即焊接法取6mm td0+6t=

1.25d0o o管程和壳程数的确定

5.2当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速降低，因而对流传热系数较小为了提高管内流速，可采用多管程但是程数过多时，导致管内流动阻力增大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用面积减少设计时应考虑这些问题列管换热器的系列标准中管程数有、、和程等四种采用1246多程时，通常应使每程的管子数大致相等［］管8程数可按下式计算，即mzm=u/u其中管程内流体的适宜流速u m/s;管程内流体的的实际流速u m/s0当温度差校正系数

①管低于时，可采用壳方多程如壳体内安装

0.8一块与管束平行的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程但由于壳程隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而是将几个换热器串联起来使用，以代替壳方多程例如当需壳方两程时，即将总管数等分为两部分，分别装在两个内径相同而直径较小的外壳中，然后把两个换热器串联使用折流挡板53安装折流挡板的目的，是为加大壳程流体的速度，是湍流程度加剧，以提高壳程对流传热系数［］9最常用的为圆缺型挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的10%~40%,一般取20%〜25%,过高或过低都不利于传热两相邻档板的距离（板间距）h为外壳内径D的（

0.2〜1）倍系列标准中采用的值为固定管板的有、和三种，单位均为h150300600浮头的有、、、和五种，单位均为板间距mm;150200300480600mm过小，不便于制造和检修，阻力也较大板间距过大，流体就难于垂直的流过管束，使对流传热系数下降外壳直径的确定

5.4换热器的壳体的内径应等于或稍大于（对浮头式换热器而言）管板的直径根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可采用作图的方法确定壳体内径但是，当管数较多又要反复计算时，用作图法就太麻烦了一般在初步设计中，可先选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，与系列标准中查出外壳的直径待全部设计完后，仍用作图法画出管子排列图为了使管子均匀排列，防止流体走短途〃，可适当增减一些管子［］10另外，初步设计中也可用下式计算壳体的内径，即其中D=tnc-l+2b壳体内径，管中心距,D tnc bm;m;横过管束中心线的管数；管束中心线上最外层的中心至壳体内壁的距离,一般取b=l-

1.5dO;值可用下面公式估算，即管子按正三角形排列管子m ncnc=l.lnl/2o按正方形排列式中为换热器的总管数nc=

1.19nl/2n表壳体标准尺寸5-1Table5-1Hull stocksize壳体外径最小壁厚/mm/mm3258主要附件

4005006007008009001000110012005.5封头封头有方形和圆形两种，方形用于直径小一般小于的壳体,圆形用于大直径的壳体［］400mm11缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可以在进料口装设缓冲挡板导流筒壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间死角，为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即D=4Vs/nul/2式中流体的体积流量，流体在接管中的流速，Vs u m3/s;m/s;流速的经验值可取为对液体对蒸汽对u u=

1.5-2m/s u=20~50m/s气体为压强,为气体密度，u=

0.15~

0.2p/pp KPa;p Kg/m3o材料选用

5.6列管换热器的材料应根据操作压力、温度及流体的腐蚀性等来选用在高温下一般材料的机械性能及腐蚀性能下降同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少有的目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等不锈钢和有色金属虽然耐腐蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用［］12表列管换热器各部件的常用材料5-2Table5-2The commonmaterial foreach partsof thetube heatexchanger部件或零件名称材料牌号碳素钢不锈钢壳体、法兰、、法兰、法兰盖A3F A3R16MnR16MN+0Cr!8Ni9Ti、管板膨胀节、16Mn A316MN+lCrNi9Ti A4!CrNi9Ti A3F16MnR挡板和支撑板螺栓、lCrNi9Ti A3F lCrNi9Ti16Mn40Mns换热管号40MnB10螺母、垫片石棉橡胶板支座管板尺A340Mn!CrNi9Ti A3F

5.7寸的确定列管换热器的管板般采取平板管，在圆平板上开孔装设管束,管板受力情况分析

5.

7.1管板又与壳体相连管板所受载荷除管程和壳程压力外，还承载管壁和壳壁的温差引起的变形不协调作用等［］管板受力情况较为复杂,影响13管板应力大小又如下因素与圆平板类似，管板直径、厚度、压力大小，使用温度等对管板1应力又显著影响管束的承载作用换板与许多换热管刚性的固定在一起，因此，2管束起着支撑的作用，阻碍着管板的变形在进行受力分析时，常把管板看成是放在弹性基础上的平板，列管就起着弹性基础的作用其中固定式换热器管板的这种支撑作用最为明显管孔对管板强度和刚度的影响由于管孔的存在，削弱了管板的3强度和刚度，同时在管孔边缘产生高峰应力当管子连接在管束之后，管板孔内的管子又能增强管板的强度和刚度，而且也抵消一部分的高峰应力通常采用管板的强度与刚度削弱系数来估计它的影响管板边缘固定的形式类似与圆平板、管板边界条件不同，管板应力4状态是不同的管板边缘有不同的固定形式，如夹持，兼支、半夹持等通常以介于简支和夹持之间为多这些不同的固定结构对管板应力产生不同程度的影响，在计算中，管板边缘中的固定形式是以固定系数来反映的管壁和壳壁的温度所引起的热应力由于管壁和壳壁温度不同产生5变形量的差异，不仅使管子、壳体的应力有显著的增加，而且使管板的应力有很大的增加，在设备启动和停车过程中，特别容易发生这种情况如采用非刚性非固定管板式结构换热器，这种情况影响会减少或消除当管板又兼做法兰时，拧紧法兰螺栓，在管板上又会产生附加弯矩6其它，当管板厚度较大，管板上下两平面存在有温差，则产生附加热应7力当管子太长而无折流板支托时，管子会弯曲造成管板附加压力当管板在制造、胀接或焊接管子时，也会产生一些附加压力目前设计管板厚度的方法很多，由于处理问题的出发点不同，考虑问题周密程度不同，而结果往往彼此相差很大管板尺寸

5.

7.2当管子与管板采用胀接时，应考虑胀管时对管板的刚度要求，管板的最小厚度不包括腐蚀余量，按表规定，包括厚度附加量在内建议不5-3小于20mm表管板最小厚度5-3mmTable5-3The thicknessof thethickwooden boardthat minimumdeals takecare ofmm换热器外径管板厚度dOmm bmm253/4dc322238255732结论本次是对中压分解和回收工段中对氨冷凝器的设计通过对所需冷凝器进行物料衡算及热量衡算，首先估算换热面积而后选择适合的换度一般为因此管壳式换热器系列标准中换热管的长度分为、、6m,

1.523或几种，常用或的规格长管不易清洗，且易弯曲此外，6m3m6m管长L与壳体D的比例应适当，一般L/D=4〜6O管子的排列方式有等边三角形、正方形直列和正方形错列三种等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大；正方形直列比较松散，对流传热系数较三角形排列时低，但管外壁清洗方便，适用于壳程流体易结垢的场合；正方形错列则介于上述两者之间，对流传热系数较直列高管子在管板上的间距跟管子与管板的连接方式有关胀管法一般取t且相邻两管外壁的间距不小于;焊接法t=

1.3~

1.5do,6mm换热器壳体内径应等于或稍大于管板的直径通常是根据管径、取t=

1.25do管数、管间距及管子的排列方式用作图法确定

五、管程和壳程数的确定当流体的流量较小而所需的传热面积较大时，需要管数很多，这可能会使流速降低，对流传热系数减小为了提高流速，可采用多管程但是管程数过多将导致流动阻力增大，平均温差下降，同时由于隔板占据一定面积，使管板上可利用的面积减少设计时应综合考虑采用多管程时，一般应使各程管数大致相同当列管式换热器的温差修正系数时，可采用多壳程，如壳体内安装与管束平行的隔板但由于在壳体内纵向隔板的制造、安装和检修都比较困难，故一般将壳体分为两个或多个，将所需总管数分装在直径相等而较小的壳体中，然后将这些换热器串联使用，如图所示5-23

六、折流板折流板又称折流挡板，安装折流板的目的是为了提高壳程流体的对流传热系数其常用型式有弓形折流板、圆盘形折流板如图所示以及5-24螺旋折流板等常用型式为弓形折流板折流板的形状和间距对壳程流体的流动和传热具有重要影响通常弓形缺口的高度约为壳体直径的10%〜40%,一般取20%~热器型号，对选定的换热器进行面积的计算和压降核算以及总传热系数的核算，在满足这些计算中得到了设计的换热器是单壳程单管程换热器，壳径、公称面积、公称压强D=1000mm S0=

446.2m2P=

1.

75、管子尺寸二

①、管子总数

二、管长，Mpa d19x2mm n1267L=6m理论计算值出来的换热器与实际生产中的换热器有不同这次设计换热器没有温度的补偿，而实际生产中有温度的补偿，而且设计的换热器是单壳程单管程的，实际生产中的是单壳程双管程的设计出的换热器都满足设计条件，但是从经济角度来考虑，可能不是很经济造价或设计出的设备所花代价会比较高，不过通过本次设计让我也学到了很多的东西，理论还是和实际有差距，在满足理论要求的同时还要考虑其经济性第三篇列管式换热器江西科技师范大学食品科学与工程专业《化工原理课程设计》说明书题目名称列管式换热器的设计专业班级级食品科学与工程11学号学生姓名201119122011187820111911胡利君吕亚琼钟翠指导教师常军博士年月日20121106目录概

2.

2.

2.

2.

2.

2.

2.

2.

642.

12.概述设计方案

11.1换热器是化工、石油、食品及其他许多部门的通用设备，在生产中常用的一种换热机械装置按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发皿和再沸器等根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类混合式、蓄热式、间璧式本设计以列管式换热器为模型，以进口温度出口温度℃流量570s为为设计条件，针对列管式换热器生产过程中最主要的设备部件30m3/h进行模拟设计和选型，本论文进行工艺设计、主要设备及附件尺寸的设计设计条件

1.

1.1两流体的温度变化情况热流体进口温度出口温度℃;16TC,105流体进口温度出口温度配冷流体的流量为5,7030m3/h选择换热器的类型

1.

1.2列管式换热器可分为固定管板式换热器、浮头式换热器和型管式换U热器该换热器用饱和水蒸气加热，冬季操作时，其进口温度会降低，故而会加大管壁温度和壳体温度之差，所以温差较大同时，在清洗和检修时，整个管束可以从壳体中抽出，因此应选用浮头式换执器

八、、口口o传热管管程安排

1.

1.3由于水较易结垢，如果流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降；因此，饱和水蒸汽应走壳程，水走管程设计换热器的要求

1.2合理的实现所规定的工艺条件1传热量流体的物热力学参数与物理化学性质是工艺过程所规定的条件设计者应根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量，其具体做法如下□增大传热系数在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速□提高平均温差？对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式因为这样不仅可以提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力，在允许的条件下，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度□妥善布置传热面？例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距和排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的两相邻折流板的间距也需选择适当，间距过大，则不能保证流25%0体垂直流过管束，流速减小，对流传热系数降低；间距过小，则流动阻力增大，也不利于制造和检修一般折流板的间距取为壳体内径的20%〜100%

七、换热器中传热与流体流动阻力计算有关列管式换热器的传热计算可按已选定的结构型式，按前一章相关内容，根据传热过程各个环节分别计算出两侧流体的对流传热热阻及导热热阻，得到总传热系数，再按本章前述内容进行换热器传热计算列管式换热器中流动阻力计算应按壳程和管程两个方面分别进行它与换热器的结构型式和流体特性有关一般对特定型式换热器可按经验方程计算，计算式比较繁杂，具体内容可参阅有关的换热器设计教科书或手册

八、列管式换热器的选用和设计的一般步骤列管式换热器的选用和设计计算步骤基本上是一致的，其基本步骤如下:.估算传热面积，初选换热器型号1根据传热任务，计算传热速率；1确定流体在换热器中两端的温度，并按定性温度计算流体物性；2计算传热温差，并根据温差修正系数不小于的原则，确定壳

30.8程数或调整加热介质或冷却介质的终温；根据两流体的温差，确定换热器的型式；4选择流体在换热器中的通道；5依据总传热系数的经验值范围，估取总传热系数值；6依据传热基本方程，估算传热面积，并确定换热器的基本尺寸或7按系列标准选择换热器的规格；选择流体的流速，确定换热器的管程数和折流板间距

8.计算管程和壳程流体的流动阻力2根据初选的设备规格，计算管程和壳程流体的流动阻力，具体的计算方法可参考文献［、、］的有关内容检查计算结果是否合理和满135足工艺要求若不符合要求，再调整管程数或折流板间距，或选择其他型号的换热器，重新计算流动阻力，直到满足要求为止.计算传热系数，3校核传热面积计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算传热系数和所需的传热面积一般选用换热器的实际传热面积比计算所需传热面积大否则另设总传热系数，另选换热器，返回第一步,重新进行校10%~25%,核计算上述步骤为一般原则，可视具体情况作适当调整，对设计结果应进行分析，发现不合理处要反复计算在计算时应尝试改变设计参数或结构尺寸甚至改变结构型式，对不同的方案进行比较，以获得技术经济性较好的换热器列管式换热器列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分,主要有以下几种固定管板式换热器

1.这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的,而管内管外是两种不同温度的流体因此，当管壁与壳壁温差较大时,由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置但补偿装置膨5rc胀节只能用在壳壁与管壁温差低于60〜7rc和壳程流体压强不高的情况一般壳程压强超过时由于补偿圈过厚,难以伸缩，失去温差补偿

0.6Mpa的作用，就应考虑其他结构源头或换热器:

2.换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为浮头，所以这种换热器叫做浮头式换热器其优点是管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力其缺点为结构复杂，造价高填料函式换热器

3.这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质型管式换热器

4.U形管式换热器，每根管子都弯成形，两端固定在同一块管板上，U U每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题管程至少为两程,管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀其缺点是管子内壁清洗困难,管子更换困难，管板上排列的管子少优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件列管式换热器的设计计算.流体流径的选择1哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考以固定管板式换热器为例⑴不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也2便于清洗和检修压强高的流体宜走管内，以免壳体受压3饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝4传热系数与流速关系不大被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却5效果需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通6面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板7的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低下即可达ReRe100到湍流，以提高对流传热系数在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择.流体流速的选择2增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降这些也是选择流速时应予考虑的问题.流体两端温度的确定3若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定为了节省水量，可使水的出口温度提高些，但传热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增加水量两者是相互矛盾的一般来说，设计时可采取冷却水两端温差为℃缺水地区选用较大的温度差，水源5~10o丰富地区选用较小的温度差.管子的规格和排列方法4选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速范围易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有及两种规格的管子cp25x

2.5mm cpl9xmm管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则长管不便于清洗，且易弯曲一般出厂的标准钢管长为则合理的换热器管长应为6m,、、或系列标准中也采用这四种管长止匕外，管长和壳径

1.5236m应相适应，一般取L/D为4〜6对直径小的换热器可大些如前所述，管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，如第五节中图所示等边三角形排列的优点4-25有:管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高；相同的壳径内可排列更多的管子正方形直列排列的优点是便于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合；但其对流传热系数较正三角排列时为低正方形错列排列则介于上述两者之间，即对流传热系数较直列排列的可以适当地提高管子在管板上排列的间距指相邻两根管子的中心距，随管子与管板的连接方法不同而异通常，胀管法取且相邻两管外壁间t=

1.3~

1.5do,距不应小于焊接法取6mm,BPtd+6t=

1.25do.管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数5很多时，有时会使管内流速较低，因而对流传热系数较小为了提高管内流速，可采用多管程但是程数过多，导致管程流体阻力加大,增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题列管式换热器的系列标准中管程数有、

1、和程等四种采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等管程246数可按下式计算，即m4-121式中管程内流体的适宜速度，管程内流体的实际速度，m/s;um/s图串联列管换热器4-49当壳方流体流速太低时，也可以采用壳方多程如壳体内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程，如前述的图4-47和图所示但由于纵向隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，4-48故一般不采用壳方多程的换热器，而是将几个换热器串联使用，以代替壳方多程例如当需二壳程时，则将总管数等分为两部分，分别安装在两个内径相等而直径较小的外壳中，然后把这两个换热器串联使用，如图4-49所示.折流挡板6安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍动程度加剧，以提高壳程对流传热系数第五节的图已示出各种挡板的形式最常用的为圆缺形挡板，4-26切去的弓形高度约为外壳内径的一般取过高或过低都10~40%,20~25%,不利于传热两相邻挡板的距离（板间距）为外壳内径的（）倍系列h D

0.2~1标准中采用的值为:固定管板式的有、和三种；浮头式h150300600mm的有、、、和五种板间距过小，不便于制造和150200300480600mm检修，阻力也较大板间距过大，流体就难于垂直地流过管束,使对流传热系数下降挡板切去的弓形高度及板间距对流体流动的影响如图所示3-

42.外壳直径的确定7换热器壳体的内径应等于或稍大于（对浮头式换热器而言）管板的直径根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法确定壳体的内径但是，当管数较多又要反复计算时，作图法太麻烦费时，一般在初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径待全部设计完成后，仍应用作图法画出管子排列图为了使管子排列均匀，防止流体走”短路〃，可以适当增减一些管子另外，初步设计中也可用下式计算壳体的内径，即式中4-122。