管壳式换热器设计和选型
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计< 算。p允若,改则变应管重程新不估能计同K估时(减满小足)h，i>另K选估,一和台∑换热p i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。
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,t’1,t”1,qm2,cp2,t’2,选择了t”2.可以计算出Q， △tml。K，ψ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：
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
（ ） p i p 1 p 2 F tN sN p λ d l 32 u 2F tN sN p
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估则应增加管壳数，重新）
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:
管壳式换热器设计和选型
• 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
• 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、BXRCBOS900-1.6210-6/25-6I 是洛阳石油化工工程公司的浮头式折流杆换热器
①不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比 较方便。 ②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。 ③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。 ④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。 ⑤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。 ⑥有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。
甲苯在进出口温度下的物性如下：
换热器，其主要参数如下： 外壳直径D＝500mm,公称压强P＝1.6MPa,公称面积A＝54m2,管程 数NP＝2，管子排列方式：正方形。管子尺寸φ25×2.5mm,管长 L=6m,管数NT＝124，管中心距t=32mm.
（2）
（3）
（4）
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
⑦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（Re>100）下即可达到湍流，以 提高传热系数。 ⑧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α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。
（1）初选换热器的尺寸规格 • at度和”.2，ψ初确，确步定定ψ选流的在定体数定换在值性热换应温器热大度的器于下流中0的动两.8流方。端体式确的物，定温性由壳度。t程，’1计数计,t”算或算1 △，调定tt整性m’2l,，加温
热介质或冷却介质的终温 (t”2 ) 。 • b计. 算根传据热经面验积（A或估查。相关的表）估计传热系数K估， • c径系.根、列据长标A度 准估及 中的排 选数列择值；适，如当参果的照是换系选热列换器标热型准器号选，。定可换根热据管A的估直在
（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 壳程 0.2 ~1.5 > 0.5
5.0 ~30 3.0 ~15
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.正庚烷在进出口平均温度下的有关物性为：
表2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速
液体粘度mPa·s > 1500 1500 ~500 500 ~100 100~35 35 .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 ①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25×2.5mm及 19×2mm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。
②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。
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。
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,t’1,t”1,qm2,cp2,t’2,选择了t”2.可以计算出Q， △tml。K，ψ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：
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
（ ） p i p 1 p 2 F tN sN p λ d l 32 u 2F tN sN p
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估则应增加管壳数，重新）
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:
管壳式换热器设计和选型
• 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
• 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、BXRCBOS900-1.6210-6/25-6I 是洛阳石油化工工程公司的浮头式折流杆换热器
①不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比 较方便。 ②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。 ③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。 ④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。 ⑤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。 ⑥有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。
甲苯在进出口温度下的物性如下：
换热器，其主要参数如下： 外壳直径D＝500mm,公称压强P＝1.6MPa,公称面积A＝54m2,管程 数NP＝2，管子排列方式：正方形。管子尺寸φ25×2.5mm,管长 L=6m,管数NT＝124，管中心距t=32mm.
（2）
（3）
（4）
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
⑦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（Re>100）下即可达到湍流，以 提高传热系数。 ⑧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α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。
（1）初选换热器的尺寸规格 • at度和”.2，ψ初确，确步定定ψ选流的在定体数定换在值性热换应温器热大度的器于下流中0的动两.8流方。端体式确的物，定温性由壳度。t程，’1计数计,t”算或算1 △，调定tt整性m’2l,，加温
热介质或冷却介质的终温 (t”2 ) 。 • b计. 算根传据热经面验积（A或估查。相关的表）估计传热系数K估， • c径系.根、列据长标A度 准估及 中的排 选数列择值；适，如当参果的照是换系选热列换器标热型准器号选，。定可换根热据管A的估直在
（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 壳程 0.2 ~1.5 > 0.5
5.0 ~30 3.0 ~15
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.正庚烷在进出口平均温度下的有关物性为：
表2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速
液体粘度mPa·s > 1500 1500 ~500 500 ~100 100~35 35 .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 ①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25×2.5mm及 19×2mm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。
②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。