管壳式换热器设计和选型.ppt

3-3 管壳式换热器设计和选型,管壳式换热器是一种传统的标准换热设备。 它具有制造方便、选材面广、适应性强、处理量大、清洗方便、运行可靠、能承受高温、高压等优点。 在许多工业部门中大量使用，尤其是在石油、化工、热能、动力等工业部门所使用的换热器中，管壳式换热器居主导地位。,鉴于管壳式换热器应用极广，为便于设计、制造、安装和使用，有关部门已制定了管壳式换热器系列标准。 可查 GB151管壳式换热器的标准,U式换热器型号标称,例： (1) BIU 800-2.5-245-6/19-4 I 封头管箱，公称直径800mm，管、壳程压力均为2.5MPa，公称换热面积245平方米，较高级冷拔换热管，外径19mm，管长6m，4管程，单壳程的U形管式换热器。 (2) BIU 600-1.6-90-6/25-2 II 封头管箱，公称直径600mm，管、壳程压力均为1.6MPa，公称换热面积90平方米，普通级冷拔换热管，外径25mm，管长6m，2管程，单壳程的U形管式换热器。,DN-PN-F-L/dw-N(I,II)(l.b.d)： 按GB151规定，其中l.b.d分别为菱形管、波纹管、螺纹管。,RCBOS1000-1.6-270-6/25-6I、BXRCBOS900-1.6-210-6/25-6I 是洛阳石油化工工程公司的浮头式折流杆换热器 R：折流杆 E（C）：E为换热器，C为冷凝器 B：封头管箱 O：壳体为外导流筒结构 S：钩圈式浮头 一般的可查GB151规定，现在新型的设备型号越来越多 ，可联系一下出图的设计院 。,压强的单位换算关系： 1kgf/cm2=98066.5Pa 1MPa=106Pa 1bar=0.1MPa=106dyn/cm2 1atm=760mmHg=101325Pa,管壳式换热器的设计与选型 换热器的设计是通过计算，确定经济合理的传热面积及换热器的其它有关尺寸，以完成生产中所要求的传热任务。,1设计的基本原则 （1）流体流径的选择流体流径的选择是指在管程和壳程各走哪一种流体，此问题受多方面因素的制约，下面以固定管板式换热器为例，介绍一些选择的原则: 不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。 腐蚀性的流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管程便于检修与更换。 压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。 被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外的散热作用，增强冷却效果。 饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗。 有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。,流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变，在低Re（Re100）下即可达到湍流，以提高传热系数。 若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。 以上原则并不是绝对的，对具体的流体来说，上述原则可能是相互矛盾的。因此，在选择流体的流径时，必须根据具体的情况，抓住主要矛盾进行确定。,（2）流体流速的选择流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面。 流速加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大； 但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。 因此，需通过多方面权衡选择适宜的流速。,表1至3列出了常用的流速范围，可供设计时参考。 选择流速时，应尽可能避免在层流下流动。 表1管壳式换热器中常用的流速范围 流体种类：一般流体 易结垢液体 气体 流速m/s 管程 0.5 3.0 1.0 5.0 30 壳程 0.2 1.5 0.5 3.0 15 表2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速 液体粘度mPas 1500 1500 500 500 100 10035 35 1 1 最大流速 m/s 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4 表3 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度 液体名称 乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮 安全允许速度，m/s 1 2 3 10,（3）管子的规格和管间距 管子规格管子规格的选择包括管径和管长。目前试行的管壳式换热器系列只采用252.5mm及192mm两种管径规格的换热管。对于洁净的流体，可选择小管径，对于易结垢或不洁净的流体，可选择大管径。 管间距管子的中心距 称为管间距，管间距小，有利于提高传热系数，且设备紧凑。但由于制造上的限制。常用对比关系见表4。 表4管壳式换热器外径与中心距 的关系 换热管外径 ， mm 10 14 19 25 32 38 45 57 换热管中心距 ， mm 14 19 25 32 40 48 57 72,管壳式换热器的选用和设计计算步骤： 设有一热流体需要冷却， 已知：qm1,cp1,t1,t”1,qm2,cp2,t2,选择了t”2.可以计算出Q，tml。K，与换热器结构形式及尺寸有关。为确定换热器的传热面积A，必须通过试差计算。试差计算的步骤如下：,（1）初选换热器的尺寸规格 a. 初步选定换热器的流动方式，由t1 ,t”1 ，t2, t”2确定流体在换热器中两端的温度，计算定性温度，确定在定性温度下的流体物性。计算tml，和， 的数值应大于0.8。确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温 (t”2 ) 。 b. 根据经验（或查相关的表）估计传热系数K估，计算传热面积A估。 c.根据A估的数值，参照系列标准选定换热管的直径、长度及排列；如果是选换热器，可根据A估在系列标准中选择适当的换热器型号。 接下去的计算步骤是检验初选的换热器是否符合实际条件下的要求。 （2） （3） （4）,（2）计算管程的压降和传热系数,a、参考表选定流速，确定管程数目，计算管程压降 若管程允许压降已经有规定，可由上式计算管程数Ns. b、计算管内传热系数hi K估,和 ,则应重新估计K估(减小)，另选一台换热器型号进行试算。,（3）计算壳程的压降和传热系数,a、参考表选定流速，选定挡板间距，计算壳程压降。 若压降不符合要求，要调整流速，再确定管程和折流挡板间距，或选择其它型号的换热器，重新计算压降直至满足要求为止。 b 、计算壳程传热系数hO，若其太小，可减少挡板间距，增加挡板数。,（4）计算传热系数，校核传热面积,例：管壳式换热器的计算：某化工厂拟采用管壳式换热器回收甲苯的热量将正庚烷从80预热到130。已知：正庚烷的流量qm2=40000kg/h,甲苯的流量qm1=39000kg/h;T1=200；管壳两侧的压降皆不应超过3kPa.正庚烷在进出口