管壳式热交换器设计全解5

1第二章管壳式热交换器2管程—与管束中流体相通的空间壳程—换热管外面流体及相通空间（a)BEM立式固定管板式换热器管程壳程管程二、结构设计31.管程结构(1)管束分程(分程隔板):①条件:当换热器所需换热面↑，而管子又不能太长时，就要管数n↑(v↓)为使管内v↑→提高传热效果→需分程②管程数:一般有1，2，4，6，8，10，12等七种,最简单、最常用的是单管程。③隔板布置方式平行布置法T形布置法④分程的要求:a.避免流体温差较大的两部分管束紧邻b.程与程之间温差不宜过大,不超过28℃c.应尽可能使各管程的换热管数大致相同d.分程隔板槽形状简单,密封面长度较短4隔板(a)(b)隔板箱盖（2）（1）(c)隔板箱盖管板(d)隔板(a)（b）(c)(d)图6-17管箱结构形式5管束分程布置图图序管箱隔板介质返回侧隔板管程数流动顺序214612123414231432213546146325bacdefg流向6⑤分程隔板与管板的连接形式:隔板密封面通常10mm;对卧式换热器:设置φ6mm的排液孔,其位置按具体情况而定7壳体折流板折流杆防短路结构壳程分程2.壳程结构⑴壳体①接管→焊在壳体上，供壳程流体进、出。②防冲挡板作用:减小流体的不均匀分布和对管束的侵蚀和震动，在壳程进口接管处设置防冲挡板.固定形式焊接在拉杆、定距管、折流板上焊接在圆筒上用U型螺栓固定在换热管上89设置条件:a.当壳程进口管流体的ρv2值为下列数值时，应在壳程进口管处设置防冲板或导流筒(i)非腐蚀,非磨蚀性单相流体ρv2＞2230kg/(m.s2)(ii)其他液体，包括沸点下液体ρv2＞740kg/(m.s2)b.有腐蚀或有磨蚀的气体、蒸汽及汽液混合物，应设置防冲板③导流筒作用:a.充分利用换热面积,减小壳程进出口处死区b.也起防冲作用c.减少壳程进出口处压降(外导流结构)条件:当壳程进出口接管距管板较远，流体停滞区过大时，应设置导流筒分类：内导流筒和外导流筒两种。101112作用:a.提高壳程流体流速，增加湍动程度；使壳程流体垂直冲刷管束，提高壳程传热系数；b.减少结垢。c.支承管束⑵折流板、支持板①折流板结构形式弓形圆盘-圆环形堰形折流板13过程设备设计(b)双弓形水平竖直转角（a）单弓形（C）三弓形（d）四弓形(b)双弓形水平竖直转角（a）单弓形（C）三弓形（d）四弓形(a)单弓形(d)圆盘-圆环形(c)三弓形(b)双弓形弓形缺口高度h应使流体流过缺口时与横向流过管束时的流速相近缺口大小用弓形弦高占壳体内直径的百分比来表示，如单弓形折流板，h=(0.20～0.45)Di，最常用0.25Di。1415圆盘-圆环形折流板16图2-22单弓形折流挡板图2-24圆盘—圆环形折流挡1718布置原则:a.一般应按等间距布置b.管束两端的折流板尽可能靠近壳程进出口接管折流板缺口布置原则:a.壳程为单相清洁流体时，折流板缺口(卧式）应水平上下布置。若气体中含有少量液体,应在缺口朝上的折流板最低处开设通液口;若液体中含有少量气体，应在缺口朝下的折流板最高处开通气口;b.壳程介质为气液共存或液体中含有固体颗粒时，折流板应垂直左右布置，并在折流板最低处开通液口;c.间距：Lmin不小于0.2管内径Di，且不小于50mm；Lmax不大于Di；19过程设备设计壳程为单相清洁液体时，折流板缺口上下布置折流板缺口布置通液口通气口(a)(b)20过程设备设计卧式换热器的壳程介质为气液相共存或液体中含有固体颗粒时，折流板缺口应垂直左右布置，并在折流板最低处开通液口通液口折流板缺口布置(c)21折流板上管孔与换热管折流板与壳体内壁之间（a)BEM立式固定管板式换热器过大—泄露严重,不利传热;易引起振动。过小—安装困难。间隙→折流板的排列方式：22缺口左右方交错排列。卧式热交换器中的排列方式缺口上下方交错排列23折流板的安装24●折流板的固定折流板的固定是通过拉杆和定距管来实现的。拉杆结构2526②支持板设置条件:当换热器在工艺上无须设置折流板，但管子又比较长，超过最大无支撑跨距时，需设置一定数量的支持板，按照折流板处理.作用:a.减小跨距→防振b.支承管子→增加管子刚度，防止管子产生过大挠度形状尺寸:同折流板最大无支撑跨距:换热管外径10121416192532384557最大无支撑跨距钢管--11001300150018502200250027503200有色金属管750850950110013001600190022002400280027过程设备设计A、换热管外径≤14mm时——点焊结构B、换热管外径＞14mm时——拉杆-定距管结构dndnd+1d点焊dndnd+1d点焊dndn③折流板、支持板固定方式：28拉杆数量:与拉杆直径，壳体DN有关拉杆布置:尽量布置在管束的外边缘，对于大直径的换热器，在布管区内或靠近折流板缺口处应布置适当数量的拉杆⑶折流杆123针对传统折流板:有传热死区,流体阻力↑,易产生管振动等缺点→开发新型折流杆结构:1支撑杆2折流杆3滑轨2930优点:a.传热量相同下，Δp比弓形折流板降低50%；b.没有传热死区c.结垢速度快；d.管束不易振动(壳程流体流向由横流变为轴流)(4)防短路结构目的:防止壳程流体，在某些区域短路→使传热效率增加结构：旁路挡板图挡管图中间挡板图31折流板旁路挡板旁路挡板折流板旁路挡板为了防止壳程边缘介质短路32挡管挡板挡管挡管挡管结构防止管间短路；分程隔板槽背面两管板之间设置两端堵死的管子，即挡管；挡管一般与换热管规格相同，可与折流板点焊固定，也可用拉杆（带定距管或不带定距管）代替。挡管每隔3～4排换热管设置一根，但不设置在折流板缺口处33中间挡板中间挡板U形管束中心部分存在较大间隙，防止管间短路；中间挡板一般与折流板点焊固定；壳体DN≤500mm时→设置1块挡板500＜DN＜1000mm时→设置2块挡板DN≥1000mm时→设置不少于3块挡板34(5)壳程分程(纵向隔板)目的:a.满足工艺设计要求b.增大壳程流体传热系数型式:E型、F型、G型、H型保证隔板与壳体间密封→防介质短路纵向隔板与壳体的连接形式:焊接—将隔板与壳体内壁焊接可拆—有密封元件壳程分程较管程分程困难，所以一般壳程≤2注:折流板仅改变流向而不是分程35壳程分程对分流双分流36第二节管壳式热交换器的结构计算任务:确定设备的主要尺寸内容:管程流通截面积确定壳体直径壳程流通截面积进出口连接管尺寸一、管程流通截面积的计算单管程热交换器的管程流通截面积为：37ttttwMA/式中：At——为管程流通截面积，m2；Mt——为管程流体的质量流量，Kg/s；ρt——为管程流体的密度，Kg/m3；Wt——为管程流体的流速，m/s；需管数n21td/4An式中：d1——管子内径，m；38每根管子的长度L为dn/FL式中：F——热计算所需要的传热面m2；d——管子的计算直径，m计算直径的选取方法：一般情况下，管子的计算直径取换热系数小的那一侧的，只有在两侧的换热系数相近时才取平均直径作为计算直径。39换热管的长度与壳体直径的比值在4－25之间；一般为6－10，对于立式热交换器而言比值为4－6。若算得的管长过长，则应该做成多程的热交换器。换热管长度取值：管程数Zt为：lL/Zt式中：l——所确定的管子的长度mL——管程总长，m；40管子的总根数ttnZnn——每程管数式中：流程数的选取：过多隔板在管板上占去过多的面积，管板排管数降低增加流体穿过隔板垫片短路的机会增加流体的转弯次数及流动阻力流程数适中41程数宜取偶数，以使流体的进、出口连接管做在同一封头管箱上，便于制造。二、壳体直径的确定内径方法作图（可靠，准确）估算bsbDs2142式中：b′——管束中心线上最外层管中心至壳体内壁距离，b′＝（1～1.5）d0(d0为管外径)。b——沿六边形对角线上的管数。估算当管子按照等边三角形排列时，；当管子接正方形排列时tnb1.1tnb19.1壳体的外径强度钢制压力容器标准的规定加以确定43公称直径小于或等于400mm的热交换器，可以采用无缝钢管制作圆筒，卷制圆筒的公称直径以400mm为基础，以100mm，为进级档，必要的时候允许以50mm为进级档。三、壳程流通截面积的计算内容：确定纵向隔板或折流板的数目与尺寸。纵向隔板sssswMA/式中：AS′——为壳程流通截面积，m2；Ms——壳程流体的质量流量，Kg/s；ρs——壳程流体的密度，Kg/m3ws——壳程流体的流速，m/s；44纵向隔板长度确定的基本原则：流体在纵向隔板转弯时的流速各流程中顺管束流动时速度。壳程流通截面积2024dnDZAtsss20224dnDAZtsss流程数45弓形折流板缺口高度缺口处的流通截面积两折流板间错流的流通截面积缺口高度确定原则为避免流动速度变化引起压降，流体在缺口处的流通截面积与流体在两折流板间错流的流通截面积接近。46流体在缺口处的流通截面积Abwtwgb缺口处管子所占面积A缺口总截面积AA472sin212142sswgDhDActwtFndA1820缺口总截面积缺口处管子所占面积FC——为错流区内管子数占总管数的百分数式中：LsLsLscDhDDhDDhDF2arccos22arccossin221h——表示折流板缺口高度，m；Ds——表示热交换器壳体内径，m；式中：DL——表示最大布管圆直径，m48θ——折流板切口中心角，弧度；sDh21arccos2两折流板间错流的流通截面积AC正方形斜转或直列排列时00dssdDDDlAnLLssc三角形排列时00dssdDDDlALLssc49式中：ls——折流板间距；d0——管子外径；s——管间距；sn——与流向垂直的管间距。As，Ab，Ac之间的关系cbsAAAAs——为保证流速所需要的流通截面积Ab——流体在缺口处的流通截面积AC—两折流板间错流的流通截面积50（3）盘环形折流板环板圆孔处的流通面积a1盘板的流通面积a2环板的流通面积a3321aaa32aaAsnmsdhDa021a3——盘周至圆筒内壁截面减去该处管子所占面积Dm——环内径D1和盘径D2的算术平均值sn——与流向垂直的管间距51第三节管壳式热交换器的传热计算一、传热系数的确定1、确定传热系数的主要方法：经验选用数据实验测定通过计算热阻AttttAQ间壁材料AR52圆管iwwddttLQ021ln2AttAQ1流体与洁净壁面LddRi2ln0AR1流体与结垢壁面定义:热交换器运行一段时间后，壁表面会形成一层污垢，引起附加热阻。53决定因素：污垢的导热系数λd及污垢的厚度污垢系数：rd=δd/λd污垢热阻ArARddd传热量AArttQdw1传热公式mtKFQKtqm1KR12、圆管的传热系数确定54以外表面积为基准时：0110001ln211jjnjiiidddddK式中：0——表示管外；i——表示管内；以内表面为基准时00111ln211dddddKijjnjjiii55近似计算外表面00,00,00111smwwiisiirddddrddK内表面0000,,111ddddrddrKiismiwwisii（管壁比较薄）式中rs,i——管内壁的污垢热阻，m2℃/W；rs,o——管外壁的污垢热阻，m2℃/W；δw——管壁厚度，m