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1、第一章 列管式换热器的设计1.1 概述列管式换热器是一种较早发展起来的型式，设计资料和数据比较完善，目前在许多国 家中已有系列化标准。列管式换热器在换热效率，紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新 型换热器，但是它具有结构牢固，适应性大 ，材料范围广泛等独特优点，因而在各种换 热器的竞争发展中得以继续应用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类 型，在高温高压和大型换热器中，仍占绝对优势。例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换 热器、蒸馏操作中蒸馏釜（或再沸器）和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等，大都采 用列管式换热器3。1.2 列管换热器型式的选择列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其
2、温度差补偿结构来分，主要有以下几种：（1）固定管板式换热器：这类换热器的结构比较简单、紧凑，造价便宜，但管外不能 机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖， 顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和 管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁 温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管 子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器。为了克服温差应力必须有温度补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50C以上时，为 安全起见，换热器应有温差补偿装置。（2）浮头换热器
3、：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接， 以便管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上来连接有一个顶盖，称之为“浮头”， 所以这种换热器叫做浮头式换热器。这种型式的优点为：管束可以拉出，以便清洗；管束 的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量 的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。（3）填料函式换热器：这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构与比浮头式简单，造 价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有 毒的介质。（4）U 型管换热器：这类换热器只有一个管板，管程至少为两程管束可以抽出清洗
4、， 管子可以自由膨胀。其缺点式管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。 对于列管式换热器，一般要根据换热流体的腐蚀性及其它特性来选择结构与材料，根 据材料的加工性能，流体的压力和温度，换热器管程与壳程的温度差，换热器的热负荷， 检修清洗的要求等因素决定采用哪一类型的列管式换热器。1.3 换热器内流体通入空间的选择哪一种流体流经换热器的壳程，哪一种流体流经管程，下列各点可供参考（以固定管 板式为例）。（1）不清洁和易结垢的流体易走管内，因为管内清洗比较方便。（2）腐蚀性的流体易走管内，以免管子和壳体同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检 修。（3）压强高的流体易走管内，以免壳体受压，可节
5、省金属消耗量。（4）饱和蒸汽易走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，它对清洗无要求。（5）有毒流体易走管内，使泄露机会较少。（6）被冷却的流体易走管间，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，易走管间，因流体在有折流板的壳程流动时， 由于流速和流量的不断改变。在低R值（R 100）下即可达到湍流，以提高对流传热系数。ee对于刚性结构的换热器，若两流体的温差较大，对流传热系数较大者易走管间，因壁 面温度与a大的流体温度相近，可以减少热应力。1.4 流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流换热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可 能性，即降低了污
6、垢热阻，使传热系数增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经 济衡算才能确定。此外，在选择流速时，还要考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子数目减 少，对一定的换热面积，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；单程变成多程使平均温度降下来。这些也是选择流速时应考虑的问 题。表 1-1 至表 1-3 列出了常用的流速范围，可供设计参考。所选的流速，应尽可能避免 在滞流下流动。表1-1常用的流速范围Table 1-1 The scope of common use in current velocity流体种类一般流体易结垢液体气体管程流速m/s0.5
7、 31530壳程流速m/s0.2 1.50.5315表1-2安全允许速度Table 1-2 The speed of the safe admission of the liquid液体名称乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允许速度/m/sV1V21.515001500500500 100100 3535110000, 0.760 时a.=0.023 入 /d Re o.8 Pr ni i i i i加热n取0.4；冷却n取0.32.2.2管外传热膜系数a =0.36（入/d ） Re 0.55 Pr 1/3（卩/卩）0.14o m i i wRe=2X10 31X106 有相变对流传
8、热的传热膜系数5蒸汽在水平管外冷凝 a=1.163X 0.945 （Xf3pf2g/fGg/） 1/3(7)(8)(9)10)2.3 流体压强降的计算2.3.1管程流动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ZAPi等于直管阻力、 ap2阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程阻力的计算式为YAPi=(APi+AP2)FtNp(11)式中AP1 AP2 分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降， Pa；Ft结垢校正因数，无量纲，对25X2.5 mm的管子，取1.4,对19X2mm的管子，取 1.5；Np管程数；AP1 =入(L/d) X (Pw/2)(
9、12)AP2=3 p U2/2(13)2.3.2壳程流动阻力现已提出的壳程流动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， 因此使计算得到的结果相差很多。下面壳程压强降AP的公式，即0EAP= (AP TAP 心 FN(14)0 1 2 s s式中AP，流体横过管束的压强降1AP，流体通过折流板缺口的压强降，2F壳程压强降的结垢校正因数，无量纲，液体可取 1.15，气体可取 1.0sAP =Ff n (N+1)(pu2/2)(15)1 0 c BAP=N (3.5-2h/D)Pw/2(16)2B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，对转角正方形为0.4，正方形为 0.3。f壳程流体
