列管式换热器设计

1、第一章列管式换热器的设计1.1 概述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 01.2 列管换热器型式的选择列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其

2、温度差补偿结构来分， 主要有以下几种：(1)固定管板式换热器：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50c以上时，为 安全起见，换热器应有温差补偿装置。(2)浮头换

3、热器：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。(3)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。(4) U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可以抽

4、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。1.3 换热器内流体通入空间的选择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)。(1)不清洁和易结垢的流体易走管内，因为管内清洗比较方便。(2)腐蚀性的流体易走管内，以免管子和壳体同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检 修。(3)压强高的流体易走管内，以免壳体受压，可

5、节省金属消耗量。(4)饱和蒸汽易走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，它对清洗无要求。(5)有毒流体易走管内，使泄露机会较少。(6)被冷却的流体易走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。(7)粘度大的液体或流量较小的流体，易走管间，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流速和流量的不断改变。在低R值(R100)下即可达到湍流，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a大的流体温度相近，可以减少热应力。1.4 流体流速的选择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

6、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。止匕外，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1-1至表1-3列出了常用的流速范围，可供设计参考。所选的流速，应尽可能避免 在滞流下流动表1-1常用的流速范围Table 1-1 The scope of common use in current velocity一般流体易结垢液体管程流速m/s0.5 3 1530壳程流速m

7、/s0.2 1.50.5315表1-2安全允许速度Table 1-2 The speed of the safe admission of the liquid二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油内酮安全允许速度/m/s12-1.515001500500500100100 35351 10000, 0.7Pr 60 时产0.023 入 i/di Rei0.8 Pr in(8)加热n取0.4 ;冷却n取0.32.2.2 管外传热膜系数oo=0.36(入 /d m) Re y5 Pr i1/3(正向0.14(9)Re=2X 1031X1062.2.3 传热的传热膜系数5蒸汽在水平管外冷凝 a o=1.16

8、3X0.945 (铲p2g/ G/)1/3(10)2.3 流体压强降的计算2.3.1 管程流动阻力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E ZP等于直管阻力、 反阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程阻力的计算式为式中EZPi=( AR+AP2)FtN(11)AB、不2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；Ft结垢校正因数，无量纲，对25X2.5 mm勺管子，取1.4,对19X2mm的管子，取1.5 ;N管程数；AP尸入(L/d) X(pu2/2)(12)AR=3 p u2/2(13)2.3.2 壳程流动阻力现已提出的壳程流动阻力的计算公式虽

9、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AP。的公式，即E APo= (AR +AP2 ) FsN(14)式中 / . . . . AP1流体横过管束的压强降/ . . . . 、 -. -. . A P2流体通过折流板缺口的压强降，Fs壳程压强降的结垢校正因数，无量纲，液体可取1.15,气体可取1.0AP1 =Ffonc(NB+1)( p u2(15)AP2 = Nb (3.5-2h/D ) p u2/2(16)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 F=0.5,对转角正方形为0.4 ,正方形为0.3。f 0壳程流体的摩擦系数，当

10、Rs 500时，f 0=5.0 Re/28;nc横过管束中心线的管子数，管子按正三角形排列nc=1.1Xn1/2管子按正方形排列nc=1.19Xn1/2N b折流挡板数；H折流挡板间距，m；u 0按壳程流通截面积Ao计算的流速，m/s,而A0=H(D-ncd。)一般来说，液体流经换热器的压强降为10100 kPa,气体的为110 kPa。第三章工艺流程汽提塔（E101）底部的溶液经减压阀LC9202减压至ij 1.76Mpa进入中压分解分离器 （V102）,溶液在此闪蒸并分解，分离后尿液进入中压分解塔（E102A/B）,甲俊在此分解E102A壳体用0.5Mpa蒸汽供热，E102B用汽提塔蒸汽冷

11、凝液分离器（V109）的2.5Mpa蒸 汽冷凝供热。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（E104）壳程中，被中压碳俊液泵（P103A/B）送来的碳钱液吸收，具吸收和冷凝热用来 蒸发尿液中的部分水份，然后进入中压冷凝器（E106）用冷却水冷却，最终进入中压吸收 塔（C10。中压吸收塔为泡罩塔，它用氨开泵（P105A/B）来的液氨和氨水泵（P107A/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性气氨进入氨冷器（E109）冷凝成液氨，收集于氨收集器（V105）,不凝气通过氨回收塔（C105进入中压惰性气体洗涤塔（C103） 惰性气体放空，具吸收热通过

12、中压氨吸收塔（E111）用冷却水带走，氨水通过氨水泵 （P107A/B）被送到中压吸收塔。中压吸收塔底部溶液通过高压甲俊泵（P102A/B）加压到15.5Mpa送到甲俊冷凝器 （E105,返回合成圈。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4.1 设计任务和条件物料：NH、循环水等。其中循环水走管程。工艺条件：壳程：操作压力：1.62 MPa 温度43 c38c (入/出)管程：操作压力：0.4 MPa 温度32 c36c (入/出)其中：NH:流量：580 m3/h密度 13

13、Kg/m34.2 设计过程列管式换热器的选型和设计计算步骤4.2.1 试算并初选设备规格(1)确定流体在换热器中的流动途径。(2)根据传热任务计算热负荷Q(3)确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定 在定性温度下的流体物性。(4)计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。(5)依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K值。(6)由总传热速率方程Q=K肉tm,初步算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸(如 d、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列标准选择设备规格。4.2.2 计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格

14、，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。4.2.3 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 R和R。，再计算总传热系数K,比较K / .一 / 、,一 的初设值和计算值，若 K /K=1.151.25或(K -K) /K=15.5%30%则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤6。4.3工艺计算过程4.2.4 定性温度下流体物性NH: p=13kg/m3仙=0.918X10-5 Pa s 入=0.0215W/M C T

15、 =1373kJ/kgCp=0.67kJ/kg C V=580 m 3/h循环水：p =995.7 kg/m 3=80.07 X 10-5 Pa s 入=0.6176 W/M CCp=4.174 kJ/kg C液氨：p f=583 kg/m3入 f=0.432kcal/m h -C 仙 f=0.306kg/m hg=12.7 X107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。4.2.5 试算和初选换热器的型号(1)计算热负荷和冷却水流量Q=Q 1(显热)+Q(潜热)Q=WCp(T-T2)=V P Cp(-T2)=(580 乂 13/3600) 乂 0

16、.67 X 103X (43-38)=7016.4wC2=VW =Vp 丫 =(580 X 13/3600) X 1373X 103=2875672.2wQ= Q+ Q2=7016.4+2875672.2=2882688.6wW=Q/CpA t=2882688.6/(4.174 乂 103 X (36-32)=172.657kg/sWo= WH20/ p =172.657/995.7=0.173m 3/s(2)计算两流体的平均温度差暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为NH 43 C - 38 c水 36 C 32 cAt 7 C 6 C /cAtm =( At1 + A t2)/2=

17、6.5 C而 R=(T 1-T2)/ (t2- t 1) =1.25 P=(t2- t 1)/ (T1- t 1) =0.364由P、R值查图417查得At=0.92所以 A t m= A t X A t m =0.92 X 6.5=5.98 C(3)初选换热器型号根据两流体的情况，假设 K=1100 W/M-C故 S=Q/KX A t m=2882688.6/1100/5.98=438.2m由于Tm-t m=5-4=lC50C 因此不需要考虑热补偿。据此，由换热器系列标准，有关参数如下表4-1 :表4-1换热器系列标准Tab.4-1 Heat exchange is related to d

18、ata参数壳径 D/mm1000公称面积S/m2446.2公称压强/MPa1.62管子尺寸/mm19X2管子总数1267管长/m6管子排列方法三角形管程数1实际传热面积Sc=n ndL=1267X 3.14 X 0.019 X (6-0.1) =446 m2。若采用此换热面积的 换热器，则要求过程的总传热系数为1100 W/M -C。4.2.6 核算压强降(1)管程压强降E AP=( APi + A P)FtN其中 Ft=1.5 N p=1管程流通面积 A=( n /4)d i2n/Np=0.785 X 0.0152X 1267/2=0.2239m2ui =VS/A i =0.173/0.22

19、39=0.8m/sRe=du p / p =0.019X0.8 乂 995.7/(80.07 乂 10-5)=14922.4设管壁粗糙度=0.1mm, /d=0.1/15=0.0067,由第一章中的人-Re关系图中查得入=0.039所以 A Pi=入(L/d) X ( p u2=0.039 乂 (6/0.015) 乂 (995.7 乂 0.8 2/2)=4970.5PaA P2=3 p u2/2=3 X 995.7 乂 0.8 2/2=955.9 Pa贝U EAP= (4970.5+955.9 ) X 1.5 X 1=29839.35 Pa 500f 0=5.0 Re0-0.228=5.0 X

20、 55696.1-0.228 =0.414所以 A Pi =0.5 X0.414 X39X ( 19+1) X 13X 2.07 2/2=4497 PaAP2 = Nb (3.5-2h/D ) p u2/2=19 X (3.5-2 X 0.3/1)13 X 2.07 2/2=1534.6PaE A F0=(4497+1534.6)义 1 义 1=6031.6 Pa 10kPa计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。4.2.7 核算总传热系数(1)管程对流传热系数”Re=14922.4Pn= Cp/ 人=80.07 X 10-5X 4.174 X 103/0.6176=5.41a i=0.

21、023 人/d ReJ8 Pri.4=0.023X (0.6176/0.02) 乂 14922.405.41 0.42-=4061.6 W/m C(2)壳程对流传热系数a 0由于发生相变传热可有公式a 0 =0.945 (入f3p f2g/ t fGg ) 1/3G =W/(L(Nt) 2/3)=V p /(L(N t) 2/3)=580 乂 13/(6 乂 12672/3)=10.7kg/sa 0 =0.945 (入 f3p f2g/ uG)1/3=0.945 x (0.432 3x 5832x 12.7 x 107/(0.306 乂 10.7) 1/3=9635.2kcal/m 2 h :

22、Ca 0=1.163 a 0 =1.163X9635.2=11205.7 W/m2 ：C污垢热阻查阅资料，管内、外侧污垢热阻分别取为Rs=0.00017 m2 -C/W Rs0=0.00017 m2 ：C /W(4)总传热系数K0管外侧热阻忽略时，总传热系数 Kp为K0=1/ (1/ao+ Rso+ Rsido/di+do/di/a i)=1/(1/11205.7+0.00017+0.00017 X 0.019/0.015+0.019/(0.015 X 4061.6) =1272.3 W/m2 -C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1100 W/m2 -C在规定的流动

23、条件下，计算出的 K0为1272.3 W/m2：C,故所选择的换热器是合适的，安全 系数为 (KrK) /KX 100%= (1272.3-1100 ) /1100 X 100%=15.7%第五章换热器主体设备工艺尺寸的确定5.1 管子的规格和排列方法选择管径时，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中25m锦5.2 mm及19mm(do+6)( 焊接法取t=1.25d 0o5.3 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

24、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1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等 8o 管程数m可按下式计算，即m=u/u其中u管程内流体的适宜流速 m/s；u管程内流体的的实际流速m/s。当温度差校正系数人低于0.8时，可采用壳方多程。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。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

25、 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。5.4 折流挡板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（0.21）倍。系列标准中采用的h 值为：固定管板的有150、300和600三种，单位均为mm浮头的有150、200、300、480 和600五种，单位均为mm板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大， 流体

26、就难于垂直的流过管束，使对流传热系数下降。5.5 外壳直径的确定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D=t（nc-1）+2b其中D 壳体内径，m；t 管中心距，m；nc

27、横过管束中心线的管数；b管束中心线上最外层的中心至壳体内壁的距离，一般取 b=（11.5）d;ni nc值可用下面公式估算，即 管子按正三角形排列n c=1.1n1/2管子按正方形排列n c=1.19n1/2式中n为换热器的总管数。表5-1壳体标准尺寸Table 5-1 Hull stock size壳体外径/mm325400 500 600 700800 900 10001100 1200最小壁厚/mm81012145.6 主要附件封头：封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm的壳体，圆形用于大直径的壳体11。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

28、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1/2D=（4V/ Efu）式中vs流体的体积流量，m/s ；u流体在接管中的流速，m/s；流速u的经验值可取为对液体u=1.52m/s对蒸汽u=2050m/s对气体u=（0.150.2）p/ p （ p为压强，KP; p为气体密度，Kg/m3）。5.7 材料选用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

29、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5-2列管换热器各部件的常用材料Table 5-2 The common material for each parts of the tube heat exchanger部件或零件名称碳素钢壳体、法兰A3F、AR 16MR16Mn+ 0Cr18Ni9Ti法兰、法兰盖16Mn、A16MN+1CNi9Ti管板A41CNigTi膨胀节A3F

30、、16MR1CNigTi挡板和支撑板A3F1CNigTi螺栓16Mn、40M、40 MnB换热管10号A3、40M1CNi9Ti垫片石棉橡胶板支座A3F5.7管板尺寸的确定5.7.1 管板受力情况分析列管换热器的管板，一般采取平板管，在圆平板上开孔装设管束，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 13 0管板受力情况较为复杂，影响管板应力大小又如下因素：(1)与圆平板类似，管板直径、厚度、压力大小，使用温度等对管板应力又显著影 响。(2)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，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。(3)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。(4)管板边缘固定的形式。类似与圆平板、管板边界条件不同，管