列管式换热器选型设计计算

第一部分列管式换热器选型设计计算
一．列管式换热器设计过程中的常见问题
换热器设计的优劣最终要以是否适用、经济、安全、负荷弹性大、操作可靠、检修清洗方便等为考察原则。

当这些原则相互矛盾时，应在首先满足基本要求的情况下再考虑一般原则。

1．流体流动空间的选择原则
（1）不洁净和易结垢的流体宜走管内，因为管内清洗比较方便。

（2）腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。

（3）压强高的流体宜走管内，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。

（4）饱和蒸气宜走管间，以便于及时排出冷凝液，且蒸气较洁净，它对清洗无要求。

（5）有毒流体宜走管内，使泄漏机会较少。

（6）被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。

（7）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的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re（Re>100）下即可达到湍流，可以提高对流传热系数。

（8）对于刚性结构的换热器，若两流体的温度差较大，对流传热系数较大者宜走管间，因壁面温度与α大的流体温度相近，可以减少热应力。

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。

2．流体流速的选择
根据管内湍流时对流传热系数αi∝u0.8，流速增大，则αi增大，同时污垢热阻R si 减小，利于传热，从而可减少传热面积，节约设备费用；但同时又使压降增大，加大了动力消耗，提高了操作费用。

可见应全面分析权衡比较适宜的流速。

（1）所选流速要尽量使流体湍流，有利传热。

（2）所选流速应使管长或程数恰当。

管子过长，不便于清洗管内污垢；而管子过短，管程数增加，使结构复杂化，传热温差减少，均会降低传热效果。

（3）粘度大的流体，流速应小些，可按滞流处理。

（4）高密度流体（液体），阻力消耗与传热速率相比一般较小，可适当提高流速。

在我们教材及换热器设计手册中均给了出一些经验数据，以供参考。

3．管子规格及排列情况
（1）管径选择：国内换热器系列标准件中管子规格为Φ25×2.5mm、Φ19×2mm，在再沸器中可采用Φ38×3mm。

（2）管长：以清洗方便和合理使用管材为原则，系列标准件中采用1.5m，2m，3 m和6m四种。

（3）管子排列方法
管子在管板上的排列方法有三种：正三角形，正方形直列和正方形错列（见化工原理下册，天大版，P256，图4-25）。

正三角形排列使用最普遍，在同一管板面积上可以排列较多传热管，管外流体搅动较大，对流传热系数较高，但相应阻力也较大，管间不易清洗；正方形直列便于清洗管外表面，但传热系数较小；正方形错列介于上述两者之间，对流传热系数高于正方形直列。

（4）管中心距t
管子与管板采用胀管法连接t=(1.3-1.5)d o，管子与管板采用焊管法连接t=1.25d o，相邻两管外壁间距不应小于6mm。

4．折流挡板
前面已述常用的有圆缺形和盘环形挡板（见化工原理下册，天大版，P257，图4-27），而又以缺口面积为壳体内截面积25%的圆缺形折板用的最广泛。

折流挡板间距h：h=0.2~1D（壳内径），系列标准件中采用的板间距为：固定管板式有150、300、600mm三种，浮头式有150、200、300、480和600mm五种。

5．流体流动阻力
一般分管程、壳程两部分。

一般对液体，流经换热器压降104-105Pa ，对气体，压降为103-104Pa 。

二．选型设计计算步骤
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：管程及壳程。

（2）根据传热任务计算热负荷Q ：Q=W h C ph (T 1-T 2)=W c C PC (t 2-t 1)或Q=Wr （3）确定载热体种类，进、出口温度，根据热量衡算式计算载热体用量
（4）计算冷、热流体的定性温度，并确定定性温度下流体的物性（可列表表示）：ρ、
μ、C P 、λ、 r 等。

（5）初算平均温度差(T-t)m ，并根据温度校正系数(φΔt )不应小于0.8的原则，决定壳程数
(T-t)m 逆=211/ln 2
t t t t ∆∆∆-∆， φ△t =f(P,R)
（6）根据实际操作情况，初选总传热系数K 值。

（7）根据传热速率方程，初算传热面积S 需，S 需=m t T K Q
)(-，按系列标准选择设备规格，并列出所选设备的基本参数（壳径、公称压强、公称面积、管程数、管子规格、管长、管子数、管子排列方法、管心距、折流挡板形式、折流板数以及折流板间距等） 2．校核
（1）总传热系数K ：
A. 管程αi ：无相变时αi =0.023i d λ
R e 0.8
P r n
B. 壳程αo ：无相变 1） 不装折流挡板时：
以当量直径d e 代替管内径d i ，注意d e 为流动当量直径 2）装折流挡板：若为25%圆缺形挡板
N u =0.36R e
0.55
P r
1/3
(ωμμ
)0.14
或αo =0.36de λ
(μ
ρ
0deu )0.55(λ
μ
P C )1/3(ωμμ
)0.14
应用范围：
a)定性温度：除ωμ取壁温外，其他均取流体进、出温度的算术平均值。

b) R e =2×103~1×106
c) 当量直径d e ：
若管子为正方形排列，则d e =
2
02
)
4(4d d t
ππ
-
若管子为正三角形排列，则d e =0
2
02
)
4
23(
4d d t
ππ
-
式中，t ——相邻两管中心距，m ；d o —— 管外径，m d) u o =v/A o ,A o =HD(1-d o /t)
式中，A o 为流体流过管间最大截面积,m 2；，H 为折板间距，m ；D 为换热器外壳内径，m 。

e) (μ/μω)0.14 近似值：对气体，可取1.0，对液体被加热时，取1.05，对液体被冷却时，
取0.95。

3) 壳程为蒸汽冷凝时（有相变），则管间不能装折流挡板，其对流传热系数α0按蒸汽冷凝传热系数关联式计算。

a) 确定管程，壳程污垢热阻R si 及R so
b) K o 核=00
1
1
αλα+
+++SO m i Si
i
i R d bd
d d R d d （2）平均温度差：
根据所选换热器结构，计算温差校正系数φΔt
(T-t)m =(T-t)m 逆φ
Δt
（3）传热面积S 校
S
校
=)m
O Q
K T t ⋅-校（
（4）比较与S 校和S 设备
若S 设备/S 校=1.10~1.15，则初选换热合适。

否则需要另设K 值，重复以上计算。

3．流体力学计算：包括管程和壳程 （1）管程流体阻力∑ΔP i ： ∑ΔP i =(ΔP 1+ΔP 2)F T N S N P
式中，ΔP 1---直管阻力的压强降,Pa ， ΔP 1=
2
2
i i
u l d ρλ
, Pa
ΔP 2---回弯管的压强降,Pa ，ΔP 2 =
2
2
3
22i
i
u u ρρξ
=，Pa F t -结垢校正系数，Φ25×
2.5mm ，F t =1.4，Φ19×2mm ，F t =1.5 N P ,N S -管程数，壳程数（或串联换热器个数） （2） 壳程流体阻力∑ΔP O
①无相变时，∑ΔP O =(ΔP 1/+ΔP 2/)F S ·N S
式中，F S ---壳程压降结垢校正因数，液体：F S =1.15；气体：F S =1.0 N S ---壳程数
ΔP 1/---流体横过管束的压降，Pa ，
ΔP 1/
=F ·f 0n c (N B +1)22
u ρ, Pa
式中，F---管子排列对压降校正因数，正三角形排列：F=0.5；正方形错列：F=0.4；
正方形直列：F=0.3 f 0---壳程流体磨擦系数，R e0>500:
0.228
0 5.0R e
f -=
n c ---横过管束中心线的管子数，正三角形排列：n c =1.1n ;正方形排列
n c =1.19n ;n 为总管数.
N B ---折流挡板数
ΔP 2/---流体通过折流挡板缺口处压降，Pa ，
ΔP 2/= N B （3.5 - D h
2）
2
2
u ρ
式中，H ——折流挡板间距，m ，u 0——流速，m/s ；u 0=A V
其中，A---壳程流道面积，m 2，A=h （D - n c d 0）； D---壳内径，m ；d 0---管外径，m ②有相变，如蒸汽冷凝时，为复杂的两相流，其阻力可以不作计算。