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（Re100）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Rsi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，3m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)do，管子与管板采用焊管法连接t=1.25do，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=WhCph(T1-T2)=WcCPC(t2-t1)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、CP、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/ln2tttt，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=mtTKQ)(，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=0.023idRe0.8PrnB.壳程αo：无相变1）不装折流挡板时：以当量直径de代替管内径di，注意de为流动当量直径2）装折流挡板：若为25%圆缺形挡板Nu=0.36Re0.55Pr1/3()0.14或αo=0.36de(0deu)0.55(PC)1/3()0.14应用范围：a)定性温度：除取壁温外，其他均取流体进、出温度的算术平均值。b)Re=2×103~1×106c)当量直径de：若管子为正方形排列，则de=0202)4(4ddt若管子为正三角形排列，则de=0202)423(4ddt式中，t——相邻两管中心距，m；do——管外径，md)uo=v/Ao,Ao=HD(1-do/t)式中，Ao为流体流过管间最大截面积,m2；，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Rsi及Rsob)Ko核=000011SOmiSiiiRdbdddRdd（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φΔt（3）传热面积S校S校=)mOQKTt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∑ΔPi：∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FTNSNP式中，ΔP1---直管阻力的压强降,Pa，ΔP1=22iiuld,PaΔP2---回弯管的压强降,Pa，ΔP2=22322iiuu，PaFt-结垢校正系数，Φ25×2.5mm，Ft=1.4，Φ19×2mm，Ft=1.5NP,NS-管程数，壳程数（或串联换热器个数）（2）壳程流体阻力∑ΔPO①无相变时，∑ΔPO=(ΔP1/+ΔP2/)FS·NS式中，FS---壳程压降结垢校正因数，液体：FS=1.15；气体：FS=1.0NS---壳程数ΔP1/---流体横过管束的压降，Pa，ΔP1/=F·f0nc(NB+1)220u,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=0.3f0---壳程流体磨擦系数，Re0500:0.22805.0Refnc---横过管束中心线的管子数，正三角形排列：nc=1.1n;正方形排列nc=1.19n;n为总管数.NB---折流挡板数ΔP2/---流体通过折流挡板缺口处压降，Pa，ΔP2/=NB（3.5-Dh2）220u式中，H——折流挡板间距，m，u0——流速，m/s；u0=AV其中，A---壳程流道面积，m2，A=h（D-ncd0）；D---壳内径，m；d0---管外径，m②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。