列管式换热器的选型和计算
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列管式换热器的设计和选用
冷、热流体流动通道的选择的一般原则：
a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。 b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。 c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。 d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与 流速无关，而且冷凝液容易排出。 e) 流量小而粘度大（）的流体一般以壳程为宜，因在壳程 Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许， 将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面 传热系数。 f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热 系数大的流体通入壳程，以减小热应力。 g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。
式中：－给热系数，W/m2.℃； R－污垢热阻，m2.℃／W； δ －管壁厚度，mm； λ －管壁导热系数，W/m.℃； 下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管内、管外和平均。 当时近似按平壁计算，即： 在用上式计算Ｋ值时，污垢热阻、通常采用经验值，常用的污垢 热阻大致范围可查《化工原理》相关内容。 式中的给热系数，在列管式换热器设计中常采用有关的经验 值公式计算给热系数，工程上常用的一些计算的经验关联式 在《化工原理》已作了介绍，设计时从中选用。
列管式换热器设计任务书
1 某合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收精馏系统内塔 釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至125℃，原
料液及釜液均为乙醇水溶液，其操作条件列表如下：
温度 ℃ 物料 流量 kg/h 组成（含乙醇量） mol% 进口 出口 操作压 力 MPa
釜液
120000
3.3
145
0.9
换热管规格 换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。 因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或 易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制 造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试 行的系列标准规定采用25×2.5和19×2两种规格，对 一般流体是适应的。此外，还有38×2.5，φ57×2.5 的无缝钢管和25×2, 38×2.5的耐酸不锈钢管。 按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传 热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢 管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m， 故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其 中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径 相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。
折流挡板
安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得 良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。 对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情 况有重要影响。由图3可以看出，弓形缺口太大或太小都会产 生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。
挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能 保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小， 不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径 的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为： 固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种 浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480）， 600mm八种。
原料 液
105000
ຫໍສະໝຸດ Baidu
7
95
125
0.53
2 苯－甲苯精馏塔顶冷凝器设计 生产能力（精馏塔进料量） 90000吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料组成 苯含量25％ （质量分率，下同） 塔顶产品组成 ≥97％ 塔底产品组成≤1% 操作条件：塔顶操作压力 自 选 （表压） 进料热状态 泡点进料 两侧流体的压降： ≯7 kPa 工作地点：兰州
推荐的设计程序 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体，求出载热体的流量。 4、确定冷、热流体的流动途径。 5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系 数等）。 6、初算平均传热温度差。 7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。 8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径 、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进 行圆整）等。 9、核算Ｋ。 10、校核平均温度差。 11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算。
3 核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污 垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取 用的传热系数K估进行比较。如果相差较多， 应重新估算。
4 计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差 △tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一 般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于 A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度H 的计算式为
传热总系数Ｋ的确定 计算Ｋ值的基准面积，习惯上常用管子的外表面 积。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、 流体物性等）与某已知Ｋ值的生产设备相同或相近时， 则可采用已知设备Ｋ值的经验数据作为自己设计的Ｋ 值。表3为常见列管式换热器Ｋ值的大致范围。由表3 选取大致Ｋ值。
用下式进行Ｋ值核算。
流体通过换热器时阻力的计算 换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定 允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设 计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验， 对于液体常控制在104～105 Pa范围内，对于气体则以 103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有 所差别，参考下表。
流动方式的选择
除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、 热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。 当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系 数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管 程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体 的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数 时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。 当采用多管程或多壳程时，列管式换热器 内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以 修正 。
换热管的排列 管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图a， 图b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管 外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽 比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易 结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45° 安装（图c），可在一定程度上提高表面传热系数。
流速的选择 流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系 数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对 于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致 管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流 体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验， 表1及表2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。
换热器操作允许压降△P
换热器操作压力P(Pa) 允许压降△P
<105 (绝对压力) 0～105 (表压) >105 (表压) 0.1Pa 0.5Pa >5×104 Pa
管程阻力损失
壳程阻力损失
图4. 壳程摩擦系数f0与Re0的关 系
列管式换热器的设计和选用的计算步骤
1 初选换热器的规格尺寸 ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系 数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。 ◆ 计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验 估计总传热系数K估，初估传热面积A估。 ◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估 的数值，确定换热管直径、长度及排列。 2 计算管、壳程阻力 在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热 器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻 力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和 折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可 以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进 行计算，直到合理为止。
冷、热流体流动通道的选择的一般原则：
a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。 b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。 c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。 d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与 流速无关，而且冷凝液容易排出。 e) 流量小而粘度大（）的流体一般以壳程为宜，因在壳程 Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许， 将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面 传热系数。 f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热 系数大的流体通入壳程，以减小热应力。 g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。
式中：－给热系数，W/m2.℃； R－污垢热阻，m2.℃／W； δ －管壁厚度，mm； λ －管壁导热系数，W/m.℃； 下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管内、管外和平均。 当时近似按平壁计算，即： 在用上式计算Ｋ值时，污垢热阻、通常采用经验值，常用的污垢 热阻大致范围可查《化工原理》相关内容。 式中的给热系数，在列管式换热器设计中常采用有关的经验 值公式计算给热系数，工程上常用的一些计算的经验关联式 在《化工原理》已作了介绍，设计时从中选用。
列管式换热器设计任务书
1 某合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收精馏系统内塔 釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至125℃，原
料液及釜液均为乙醇水溶液，其操作条件列表如下：
温度 ℃ 物料 流量 kg/h 组成（含乙醇量） mol% 进口 出口 操作压 力 MPa
釜液
120000
3.3
145
0.9
换热管规格 换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。 因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或 易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制 造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试 行的系列标准规定采用25×2.5和19×2两种规格，对 一般流体是适应的。此外，还有38×2.5，φ57×2.5 的无缝钢管和25×2, 38×2.5的耐酸不锈钢管。 按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传 热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢 管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m， 故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其 中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径 相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。
折流挡板
安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得 良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。 对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情 况有重要影响。由图3可以看出，弓形缺口太大或太小都会产 生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。
挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能 保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小， 不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径 的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为： 固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种 浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480）， 600mm八种。
原料 液
105000
ຫໍສະໝຸດ Baidu
7
95
125
0.53
2 苯－甲苯精馏塔顶冷凝器设计 生产能力（精馏塔进料量） 90000吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料组成 苯含量25％ （质量分率，下同） 塔顶产品组成 ≥97％ 塔底产品组成≤1% 操作条件：塔顶操作压力 自 选 （表压） 进料热状态 泡点进料 两侧流体的压降： ≯7 kPa 工作地点：兰州
推荐的设计程序 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体，求出载热体的流量。 4、确定冷、热流体的流动途径。 5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系 数等）。 6、初算平均传热温度差。 7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。 8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径 、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进 行圆整）等。 9、核算Ｋ。 10、校核平均温度差。 11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算。
3 核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污 垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取 用的传热系数K估进行比较。如果相差较多， 应重新估算。
4 计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差 △tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一 般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于 A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度H 的计算式为
传热总系数Ｋ的确定 计算Ｋ值的基准面积，习惯上常用管子的外表面 积。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、 流体物性等）与某已知Ｋ值的生产设备相同或相近时， 则可采用已知设备Ｋ值的经验数据作为自己设计的Ｋ 值。表3为常见列管式换热器Ｋ值的大致范围。由表3 选取大致Ｋ值。
用下式进行Ｋ值核算。
流体通过换热器时阻力的计算 换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定 允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设 计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验， 对于液体常控制在104～105 Pa范围内，对于气体则以 103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有 所差别，参考下表。
流动方式的选择
除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、 热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。 当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系 数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管 程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体 的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数 时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。 当采用多管程或多壳程时，列管式换热器 内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以 修正 。
换热管的排列 管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图a， 图b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管 外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽 比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易 结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45° 安装（图c），可在一定程度上提高表面传热系数。
流速的选择 流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系 数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对 于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致 管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流 体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验， 表1及表2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。
换热器操作允许压降△P
换热器操作压力P(Pa) 允许压降△P
<105 (绝对压力) 0～105 (表压) >105 (表压) 0.1Pa 0.5Pa >5×104 Pa
管程阻力损失
壳程阻力损失
图4. 壳程摩擦系数f0与Re0的关 系
列管式换热器的设计和选用的计算步骤
1 初选换热器的规格尺寸 ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系 数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。 ◆ 计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验 估计总传热系数K估，初估传热面积A估。 ◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估 的数值，确定换热管直径、长度及排列。 2 计算管、壳程阻力 在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热 器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻 力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和 折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可 以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进 行计算，直到合理为止。