换热器的传热系数K.

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1、介质不同，传热系数各不相同我们公司的经验是：1、汽水换热：过热部分为8001O00W/m2.r饱和部分是按照公式 K=2093+786V(V 是管内流速)含污垢系数O.OOO3。水水换热为：K=767(1+V1+V2)(V1是管内流速，V2水壳程流速)含污垢系数 O.OOO3实际运行还少有保守。有余量约 1O%冷流体 热流体总传热系数K, W/(m2.C)水 水8501700水 气体17280水 有机溶剂280850水 轻油340910水 重油60280有机溶剂 有机溶剂115340水 水蒸气冷凝14204250气体 水蒸气冷凝30300水 低沸点烃类冷凝 4551140水沸腾水蒸气冷凝200

2、04250轻油沸腾水蒸气冷凝4551020不同的流速、粘度和成垢物质会有不同的传热系数。 K 值通常在8002200W/m2 t范围内。列管换热器的传热系数不宜选太高，一般在800-1000 W/m2CO螺旋板式换热器的总传热系数(水一水)通常在10002000W/m2C 范围内。板式换热器的总传热系数(水(汽)一水)通常在30005000W/m2C 范围内。1 流体流径的选择 哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供 选择时参考(以固定管板式换热器为例)(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。(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

3、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。(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净， 冷凝传热系数与流速关系不大。(5) 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。(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管 程流通面积常小于壳程，且可釆用多管程以增大流速。(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，以提高对流传热系数。 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，例如首先考虑流体的压强

4、、防腐蚀及清洗等要求，然后再校 核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。2. 流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在 管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大， 从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大， 动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。例如，选择高的 流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管 子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单 程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问 题。3. 流体两端温度的

5、确定若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确 定流体两端温度的问题。若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温 度应由设计者来确定。例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可 以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要 根据经济衡算来决定。为了节省水量，可使水的出口温度提高些，但 传热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增加水量。两者是相 互矛盾的。一般来说，设计时可釆取冷却水两端温差为510C。缺水地区选用较大的温度差，水源丰富地区选用较小的温度差。4. 管子的规格和排列方法选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的 流速范围。易结垢、粘度较大的液

6、体宜采用较大的管径。我国目前试 用的列管式换热器系列标准中仅有25 X 2.5mm及19X2mm两种 规格的管子。管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清 洗，且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6m,则合理的换热器管长 应为15、2、3或6m。系列标准中也采用这四种管长。此外，管长 和壳径应相适应，一般取L/D为46（对直径小的换热器可大些）。如前所述，管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正 方形错列等，如第五节中图 425 所示。等边三角形排列的优点有: 管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对 流传热系数较高；相同的壳径内可排列更多的管子。正方

7、形直列排列 的优点是便于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合； 但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述 两者之间，即对流传热系数（较直列排列的）可以适当地提高。管子在管板上排列的间距 （指相邻两根管子的中心距），随管子 与管板的连接方法不同而异。通常，胀管法取t=（1.315）do,且相 邻两管外壁间距不应小于6mm,即tM（d+6）。焊接法取t=125do。5 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,因而对流传热系数较小。为 了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力 加大，增加动力费用；同时

8、多程会使平均温度差下降；此外多程隔板 使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器 的系列标准中管程数有 1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应 使每程的管子数大致相等。管程数m可按下式计算，即：(4-121)式中u管程内流体的适宜速度，m/s；U管程内流体的实际速度，m/s。当壳方流体流速太低时，也可以采用壳方多程。如壳体内安装一块与 管束平行的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程，但由于纵向 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，而是将几个换热器串联使用，以代替壳方多程。例如当需二 壳程时，则将总管数等分为两部分，分别安装在两个内径相等

9、而直径 较小的外壳中，然后把这两个换热器串联使用，如图所示。6. 折流挡板安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍动程度加剧以提高壳程对流传热系数。第五节的图 426已示出各种挡板的形式。最常用的为圆缺形挡 板，切去的弓形高度约为外壳内径的1040%, 般取2025%, 过高或过低都不利于传热。两相邻挡板的距离（板间距）h为外壳内径D的（021）倍。系列 标准中采用的h值为:固定管板式的有150、300和600mm三种；浮 头式的有 150、 200、 300、 480 和 600mm 五种。板间距过小,不便 于制造和检修,阻力也较大。板间距过大,流体就难于垂直地流过管 束,使对流传

10、热系数下降。挡板切去的弓形高度及板间距对流体流动的影响如图3-42所示。7 外壳直径的确定换热器壳体的内径应等于或稍大于 （对浮头式换热器而言）管板 的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法 等,可用作图法确定壳体的内径。但是,当管数较多又要反复计算时, 作图法太麻烦费时,一般在初步设计时,可先分别选定两流体的流速, 然后计算所需的管程和壳程的流通截面积,于系列标准中查出外壳的 直径。待全部设计完成后,仍应用作图法画出管子排列图。为了使管 子排列均匀,防止流体走短路,可以适当增减一些管子。另外, 初步设计中 也可用 下式计算壳体的内 径, 即: （4-122）式中 D壳体内

11、径，m；t管中心距，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，一般取bz =（115）do。nc 值可由下面的公式计算。管子按正三角形排列时:（4-123）管子按正方形排列时:（4-124）式中n为换热器的总管数。按计算得到的壳径应圆整到标准尺寸，见表 4-15。8主要构件封头 封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体（一般小 于400mm）,圆形用于大直径 的壳体。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。导流筒 壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流 动的空间（死角），为了提 高传热效果，常在管束外增设导流筒

12、，使 流体进、出壳程时必然经过这个空间。放气孔、排液孔 换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不 凝性气体和冷凝液等。接管尺寸 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即:式中 Vs-流体的体积流量， /s；u -接管中流体的流速， m/s。流速u的经验值为：对液体u=1.52 m/s对蒸汽 u=2050 m/s对气体u=（1520）p/p （p为压强，单位为atm ； p为气体密度，单位为 kg/ ）9 材料选用列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选 用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐 热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前 常用的金属材

13、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。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好，但价格高且较稀 缺，应尽量少用。10 流体流动阻力（压强降）的计算（1）管程流体阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力A pi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为:4-125)式中 A p1、 A p2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降， N/ ；Ft结垢校正因数，无因次，对于V 25X 2.5mm的管子，取为14，对19X2mm的管子，取为1.5；Np管程数；Ns串联的壳程数。上式中直管

14、压强降 pl可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降A p2由下面的经验公式估算，即：(4-126)(2) 壳程流体阻力 现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较 多，但是由于流体的流动状况比较复杂，使所得的结果相差很多。下面介绍埃索法计算壳程压强A po的公式，即：(4-127)式中A pU 流体横过管束的压强降，N/ ;A p2 流体通过折流板缺口的压强降，N/ ；Fs 壳程压强降的结垢校正因数，无因次，对液体可取1.15，对气体或可凝蒸气 可取 1.0而(4-128)(4-129)式中 F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对正方形斜转45为04,正方形排列为0.3

15、；fo-壳程流体的摩擦系数，当Reo500时，nC横过管束中心线的管子数；NB折流板数；h -折流板间距，m；uo按壳程流通截面积 Ao 计算的流速，而 。一般来说，液体流经换热器的压强降为011atm,气体的为 00101atm。设计时，换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之 间予以权衡，使既能满足工艺要求，又经济合理。三、列管式换热器的选用和设计计算步骤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。(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，选择列管式换热器的型式； 计算定性温度，并确定在定性 温度下流体的性质。(4) 计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于 08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选值。 由总传热速率方程Q=KSAtm，初步算出传热面积S,并确定 换热器的基本尺寸(如d、L、n及管子在管板上的