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1、列管式换热器设计方案第一节推荐的设计程序一、工艺设计1、作出流程简图。2、按生产任务计算换热器的换热量Q。3、选定载热体，求出载热体的流量。4、确定冷、热流体的流动途径。5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。6、初算平均传热温度差。7、按经验或现场数据选取或估算值，初算出所需传热面积。8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。9、核算。10、校核平均温度差DTm。11、校核传热量，要求有1525的裕度。12、管程和壳程压力降的计算。二、机械设计1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。2、换热器封
2、头选择。3、换热器法兰选择。4、管板尺寸确定。5、管子拉脱力计算。6、折流板的选择与计算。7、温差应力的计算。8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。9、绘制主要零部件图。三、编制计算结果汇总表四、绘制换热器装配图五、提出技术要求六、编写设计说明书第二节列管式换热器的工艺设计一、换热终温的确定换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时，当流体出口终温与热流体入口初温接近时，热利用率高，但传热强度最小，需要的传热面积最大。为合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据：1、热端温差（大温差）不小于20。2、冷端温差（小温差）不小于5。3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却
3、流体的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5。二、平均温差的计算设计时初算平均温差Dt，均将换热过程先看做逆流过程计算。1、对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按式（21）进行计算：Dt1Dtm=Dt1-Dt2lnDt2（21）Dt1式中，Dt1、Dt2分别为大端温差与小端温差。当Dt2Dtm=(Dt1+Dt2)2。p2时，可用算术平均值2、对于错流或折流的换热过程，若无相变化，则要进行温差校正，即用公式（22）进行计算。Dtm=eDtDt逆（22）式中Dt逆是按逆流计算的平均温差，校正系数eDt可根据换热器不同情况由化工原理教材有关插图查出。一般要求eDt
4、0.8，否则应改用多壳程或者将多台换热器串联使用。三、传热总系数的确定计算值的基准面积，习惯上常用管子的外表面积Ao。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、流体物性等）与某已知值的生产设备相同或相近时，则可采用已知设备值的经验数据作为自己设计的值。表21为常见列管式换热器值的大致范围。由表21选取大致值，表2-1列管式换热器中的总传热系数K的经验值冷流体热流体总传热系数W/m2.水水850-1700水气体17-280水有机溶剂280-850水轻油340-910水重油60-280有机溶剂有机溶剂115-340水水蒸汽冷凝1420-4250气体水蒸汽冷凝30-300水低沸点烃类冷凝455-
5、1140水沸腾水蒸蒸汽冷凝2000-4250轻油沸腾水蒸汽455-1020用式（23）进行值核算。Ri0a0R0dd0ldm1ddid0aidi（23）式中：a给热系数，W/m2.；R污垢热阻，m2.W；管壁厚度，mm；管壁导热系数，W/m.；下标、分别表示管内、管外和平均。当AoAip2时近似按平壁计算，即：AiAmAo在用式（23）计算值时，污垢热阻Ro、Ri通常采用经验值，常用的污垢热阻大致范围可查化工原理相关内容。式中的给热系数a，在列管式换热器设计中常采用有关的经验值公式计算给热系数a，工程上常用的一些计算a的经验关联式在化工原理已作了介绍，设计时从中选用。四、传热面积A的确定工程上
6、常将列管式换热器中管束所有管子的外表面积之和视为传热面积，由式（24）和式（25）进行计算。A0QDm（24）Ao=ndoLp（25）式中：K基于外表面Ao的传热系数，W/m2.do管子外径，；L每根管子的有效长度，；Ao=ndoLpn管子的总数管子的有效长度是指管子的实际长度减去管板、挡板所占据的部分。管子总数是指圆整后的管子数减去拉杆数。五、主要工艺尺寸的确定当确定了传热面积Ao后，设计工作进入换热器尺寸初步设计阶段，包括以下内容：1、管子的选用。选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢
7、，不易清洗，可用于较清洁流体。大管径的管子用于粘性较大或易结垢的流体。我国列管式换热器常采用无缝钢管，规格为外径壁厚，常用的换热管的规格：192，252.5，383。管子的选择要考虑清洗工作的方便及合理使用管材，同时还应考虑管长与管径的配合。国内管材生产规格，长度一般为：1.5，2，2.5，3，4.5，5，6，7.5，9，12等。换热器的换热管长度与壳径之比一般在610，对于立式换热器，其比值以46为宜。壳程和壳程压力降，流体在换热器内的压降大小主要决定于系统的运行压力，而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体阻力损失（压力降）越大，要求输送设备的功率就越大，能耗就越高。对于无相变的换
8、热，流体流速越高，换热强度越大，可使换热面积减小，设备紧凑，制作费低，而且有利于抑制污垢的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大，泵功率增加，对传热管的冲蚀加剧。因此，在换热器的设计中有个适宜流速的选取和合理压力降的控制问题。一般经验，对于液体，在压力降控制在0.010.1MPa之间，对于气体，控制在0.0010.01MPa之间。表22列出了换热器不同操作条件压力下合理压降的经验数据，供设计参考。表22列管式换热器合理压降的选取换热器操作情况负压运行低压运行P0.17中压运行（包括用泵输送液体）较高压运行操作压力（MPa绝压）P=00.1P=0.10.17P0.171.1P=1.13.1
9、P=3.18.2合理压降（MPa）DPP/10DP/2DP=0.035=0.0350.18=0.070.252、管子总数n的确定。对于已定的传热面积，当选定管径和管长后便可求所需管子数，由式（26）进行计算。n=A0pd0L（26）式中Ao传热面积，m2；do管子外径，m；L每根管子的有效长度，m；计算所得的管子n进行圆整3、管程数m的确定。根据管子数n可算出流体在管内的流速u，由式（27）计算。=vs0.785di2n（27）式中vs管程流体体积流量，ms式中u用管子数n求出的管内流速，；di管子内径，m；n管子数。若流速u与要求的适宜流速相比甚小时，便需采用多管程，管程数可按式（28）进行
10、计算。uu（28)u要求的适宜流速，；式（28）中的适宜流速u要根据列管式换热器中常用的流速范围进行选定，参见化工原理相关内容，一般要求在湍流下工作（高粘度流体除外），与此相对应的Re值，对液体为5103，气体则为104-105。分程时，应使每程的管子数大致相等，生产中常用的管程数为1、2、4、6、四种。4、管子的排列方式及管间距的确定。管子在管板上排列的原则是：管子在整个换热器的截面上均匀分布，排列紧凑，结构设计合理，方便制造并适合流体的特性。其排列方式通常为等边三角形与正方形两种，也有采用同心圆排列法和组合排列法。在一些多程的列管式换热器中，一般在程内为正三角形排列，但程与程之间常用正方形
11、排列，这对于隔板的安装是很有利的，此时，整个管板上的排列称为组合排列。对于多管程的换热器，分程的纵向隔板占据了管板上的一部分面积，实际排管数比理论要少，设计时实际的管数应通过管板布置图而得。在排列管子时，应先决定好管间距。决定管间距时应先考虑管板的强度和清理管子外表时所需的方法，其大小还与管子在管板上的固定方式有关。大量的实践证明，最小管间距的经验值为：焊接法a最小=1.25doa最小1.25do胀接法a最小1.25do，一般取(1.31.5)dod0+10mm1管束最外层管子中心距壳体内表面距离不小于2。5、壳体的计算。列管式换热器壳体的内径应等于或稍大于（对于浮头式换热器）管板的直径，可由
12、式（29）进行计算。Dia（b1）2L（29）式中Di壳体内径，mm；a管间距，mm；b最外层六边形对角线上的管子数；L最外层管子中心到壳体内壁的距离，一般取L=(11.5)do，mm；若对管子分程则Dif2Lf值的确定方法：可查表求取，也可用作图法。当已知管子数n和管间距a后开始按正三角形排列，直至排好根为止，再统计对角线上的管数。计算出的壳径Di要圆整到容器的标准尺寸系列内。第三节列管式换热器机械设计在化工企业中列管式换热器的类型很多，如板式，套管式，蜗壳式，列管式。其中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属消耗量等方面均不如板式换热器，但它却具有结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广等特点，因此成为石油、化工生产中，尤其是高温、高压和大型换热器的主要结构形式。列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头式换热器、填函式换热器和U型管式换热器，而其中固定管板式换热器由于结构简单，造价低，因此应用最普遍。列管式换热器机械设计包括：1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。2、换热器封头选择。3、压力容器法兰选择。4、管板尺寸确定。5、管子拉脱力的计算。6、折流板的选择与计算。7、温差应力的计算。8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。9绘制主要零部件图和装配图。下面分述如下：一、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。1、
