管壳式换热器的设计

管壳式换热器的设计管壳式换热器结构封头壳体内部结构（包括管束等）单管程固定管板换热器接管壳体管束管板封头（端盖、管箱）折流挡板管程壳程列管式换热器列管式换热器列管式换热器1列管式换热器★卧式安装特点：重心稳，维修方便，用于冷凝时传热效果较好。但占地面积大，换热器内须装支承板。★具有补偿圈的固定管板式换热器膨胀节结构CtCoo带有补偿圈的固定管板式换热器的情况。且壳方流体压强不高于适用于温差小于kPaC6007010/312.浮头式换热器（一端不与外壳连接，称之为浮头）应用极为普遍。的各种物料的换热适用于两流体温差较大,11/313.U型管式换热器（管子可自由伸缩）流体必须清洁的场合适用于高温高压且管内管壳式换热器型号与系列标准•1）基本参数和型号•（1）基本参数公称换热面积SN公称直径DN公称压强PN换热器管长度L换热管规格和排列管程数NP•（2）型号表示方法•例G800II-1.0-110123451-换热器代号（G,F）2-公称直径，mm3-管程数Np：Ⅰ、Ⅱ、Ⅳ、Ⅵ4-公称压力PN,MPa5-公称换热面积SN,m2①不洁净和易结垢的液体宜在管内-清洗比较方便②腐蚀性流体宜在管内-避免壳体和管子同时腐蚀，便于清洗③压强高的流体宜在管内-免壳体受压，节省壳程金属消耗量④饱和蒸汽宜走管间-便于及时排除冷凝液及不凝性气体⑤有毒流体宜走管内，使泄露机会较少⑥被冷却的流体宜走管间-可利用外壳向外的散热作用⑦流量小或粘度大的液体，宜走管间-提高对流传热系数⑧若两流体的温差较大，对流传热系数较大者宜走管间-减少热应力一、流体流径的选择-冷、热流体走管程或壳程上述各点若不能同时兼顾，应视具体情况抓主要矛盾。先流体的压强、防腐蚀和清洗等要求，再校核对流传热系数和压强降。增加流速对流传热系数↑，污垢热阻↓→总传热系数↑→传热面积↓流动阻力↑和动力消耗↑还需考虑结构上：高流速→管子数目↓→较长管子或增加程数管子太长不易清洗，且管长都有一定标准；程数增加使平均温度差下降二、流体流速的选择一定传热面积常用的流速范围不同粘度液体的流速流体种类流速管程壳程一般流体0.5~30.2~1.5易结垢流体10.5气体5~303~15液体粘度最大流速15000.61500~5000.75500~1001.1100~351.535~11.812.4三、流体两端温度的确定若冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定两端温度的问题。若其中一个流体已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。例如：用冷水冷却某热流体，冷却水进口温度可根据当地气温条件作出估计，出口温度需根据经济衡算来决定。为节省水量，出口温度提高，则传热面积要大些；为减少传热面积，出口温度降低，则要增加水量。1.管径应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面的流速范围目前列管式换热器系列标准中管径仅有：Φ25mm×2.5mm、Φ19mm×2mm四、管子的规格和排列方法a.小直径管子单位传热面积的金属消耗量小，传热系数稍高，但容易结垢，不易清洗，用于较清洁的流体；b.大直径管子用于粘性大或易结垢的流体。2.管长以清洗方便及合理使用管材为原则合理的换热器管长：1.5m、2m、3m、6m等管子长度与公称直径之比，一般为l/d＝4～6，对直径小的换热器可取大些。3.管子排列方法正三角形、转角正三角形、正方形、转角正方形等管板强度高；流体走短路机会少，且扰动较大，因而对流传热系数较高；相同壳程内排更多管子。便于清洗，适于壳程流体易结垢的场合；但对流传热系数较正三角形的低。介于正三角形和正方形之间。对于固定管板式换热器（型号G）采用Φ25mm×2.5mm的管子和正三角形排列FA型浮头式换热器一般采用Φ19mm×2mm和正三角形排列FB型浮头式换热器Φ25mm×2.5mm和正方形排列。4.管间距t管间距:两相邻换热管中心的距离。其值的确定需要考虑以下几个因素：①管板强度；②清洗管子外表面时所需要的空隙；③换热管在管板上的固定方法。通常，取t=（1.25~1.5）d0。管外径mm管心距mm各程相邻管的管心距，mm192538253244324052384860五、管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低，对流系数较小。为提高管内流速，可采用多管程。但管程数过多，管程流动阻力加大，增加动力费用；多程会使平均温度差下降；多程隔板使管板上可利用面积减少标准中管程数有：1、2、4和6程，多程时应使每程管子数大致相等。管程数m计算：'umuu——管程内流体的适宜流速；u’——管程内流体的实际流体。1.管程数管程数折流挡板间距当温差校正系数低于0.8，可采用多壳程。t如：在壳体内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程。但由于隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而是几个换热器串联使用2.壳程数六、折流挡板形式：作用：①提高壳程内流体的流速；②加强湍流强度；③提高传热效率；④支撑换热管。圆缺形盘环形最常用的为圆缺形挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的10%~40%，一般取20%~25%。•板间距过小，不便于制造和维修，阻力较大；•板间距过大，流体难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。两相邻挡板的距离（板间距）h为外壳内径D的（0.2~1）倍。系列标准中，采用的h（mm）值为：•固定管板式：150,300,600；•浮头式：150,200,300,480和600.七、外壳直径的确定要求：壳体内径等于或稍大于管板的直径。单程管壳体内径：'(1)2cDtnb式中:t—管心距，m；nc—横过管束中心线的管数；b’—管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离.0'(1~1.5)bd1.11.19ccnn正三角形排列：n正方形排列：nD400mm,直接采用钢管D400mm,钢管卷焊而成缓冲板1.05NDt——管板利用率多管程壳体内径：N——排列管子数目；t—管心距正三角形排列——2管程：0.7-0.85；4管程：0.6-0.8正方形排列——2管程：0.55-0.7;4管程：0.45-0.65计算得到的壳内径应圆整。壳体标准尺寸壳体外径/mm325400500600700800900100011001200最小壁厚/mm8101214八、主要附件1.封头方形：用于直径小的壳体（400mm）；圆形：用于大直径的壳体。2.缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板3.导流筒壳程流体的进、出口与管板间存在一段流体不能流动的空间（死角），为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒。4.放气孔、排液孔壳体上常安有放气孔和排液孔，排出不冷凝气体和冷凝液等。5.接管换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即4sVduVs——流体的体积流量，u——流体在接管中的流速流速u的经验值可取为：对液体u=1.5~2m/s；对蒸气u=20~50m/s；对气体u=（0.15~0.2）p/ρ(p为压强，kPa；ρ为气体密度)。九、材料选用材料应根据操作压力、温度及流体的腐蚀性等来选用。目前常用的金属材料有：碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等。非金属材料有：石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。十、流体流动阻力（压强降）的计算1.管程流动阻力总阻力等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口之和。一般进、出口阻力可忽略不计，管程总阻力的计算式为：psNN管程数；串联的壳程数。psritNNppp)(力引起的压强降直管及回弯管中摩擦阻ripp,222iidulp)2(32upr2.壳程流动阻力19.02Re72.12)1(seBssudNDpedu0Re10smum为壳层中流体的流速，折流挡板数；；当量直径，BeNd设计步骤1、试算并初选设备规格①确定流体在换热器中流动途径。②根据传热任务计算热负荷Q。③确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。④计算平均温差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。⑤依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K值。⑥由传热速率方程，初步算出传热面积，并确定换热器的基本尺寸。2、计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。验算结果是否满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求。3、核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻，再计算总传热系数K’，比较K的初设值和计算值，若K’/K=1.15~1.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤。对流传热系数（无相变）对流传热系数（相变）设计任务书试选用一适当型号的列管式换热器，产量为50m3/h，温度为185℃的油品将流量为54m3/h的原油从65℃加热到115℃。管程和壳层的压降均不超过25kpa。两油料的污垢热阻均取0.0002m2.℃·W-1，碳钢的导热系数为45W·m-1·℃-1。实例主要物性参数表介质性质密度kg/m3比热kJ/(kg·℃)粘度Pa·s热导率W/(m·℃)油品热流体7152.50.64×10-30.133原油冷流体8152.26.65×10-30.128工艺设计计算一、估算传热面积1.热流量kWhkJttWCQp1450/1008.5)65115(2.28155405.1)(05.1612CcqQTTphh2.1285.2715501008.51856122.平均传热温差，逆流计算，得Ctttttm5.66)652.128(115185ln652.128115185ln1212，42.065185651151212TTttP14.1651152.1281851221ttTTR88.0tCttmtm5.585.6688.0，查图4－33可得:所以3.传热面积由于计算传热面积需要知道总传热系数K。根据生产实践中不同种类流体间换热的总传热系数经验值，参照表4-6，假设K=240W/(m2·℃)则估算的传热面积为：考虑到外界因素的影响，根据经验取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为：263.1035.582401045.1mtKQSm28.1183.10315.115.1mSS二、工艺结构尺寸1.初步确定换热器的型号由于冷热流体温差较大，同时为了便于拆卸清洗，选用浮头式列管换热器为宜。所选用换热管规格为Φ25×2.5。3.传热管数依据传热管内径和换热器面积，选用6m长的管子确定单程传热管数：2.流体流动途径的确定根据两流体的情况，故选择油品走换热器的管程，原油走壳程。2196025.014.33.10300LdSni则管程数传热管总根数：n‘=219/4=55（根）选择一个合适的管内流速，参照表4-8，取油品在管内流速0.8m/ssmndquivhi/2.0360021902.0785.050785.02242.08.0N4.传热管排列和分程方法采用正方形错列。取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.25≈32mm隔板中心到离其最近一排管中心距离：S=t/2+6=32/2+6=22mm各程相邻管的管心距为：22×2=44mm5.壳体内径采用单管程结构，则壳体内径为：圆整可取D=700mm6.折流板采用弓形折流板,取弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：H=0.25×700=175m取折流板间距h=0.35D，则h=0.35×700=245mm故可取h=250mm=0.25m折流板数目：811790.1BN传热管长折流板间距NB=6/0.