列管式热交换器的设计.docx
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列管式热交换器的设计
列管式热交换器的设计
化工原理教研室
化工原理课程设计指导书
列管式热交换器的设计
贵州工业大学化工原理教研室孙礼运编
前言………………………………………………………………………………2
一、概述…………………………………………………………………………2
二、热交换器设计的主要因素…………………………………………………3
三、列管式热交换器的设计步骤………………………………………………4
（一）物料衡算及热量衡算……………………………………………………4
（二）确定两载热体的物性数据………………………………………………4
（三）两载热体的流程安排……………………………………………………5
（四）管、壳程数的确定………………………………………………………5
（五）传热平均温度差计算……………………………………………………5
（六）估算传热面积……………………………………………………………6
（七）结构设计…………………………………………………………………7
（八）计算阻力压降……………………………………………………………12
（九）计算温差应力，确定热补偿方法………………………………………13
（十）设计管箱和接管…………………………………………………………13
（十一）确定换热管与管板的连接方法………………………………………14
参考资料…………………………………………………………………………14
附录1、合成氨生产中一氧化碳变换工艺简介……………………………15
2、常压下，0～ｔ℃时气体的平均定压热容…………………………16
3、3.5大气压（绝）下，过热蒸汽的焓……………………………17
4、CO、CH4的导热系数…………………………………………………17
附图列管式热交换器结构型式图……………………………………………18
化工原理课程设计任务书
前言
化工原理课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生工程设计能力的一次基本训练，它要求学生按照课程设计任务书的要求，完成一项化工设备的设计工作，通过设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，同时在以下几个方面得到训练、培养和提高：
1.综合应用化工原理课程及有关先修课程的基本知识去分析和解决实际问题的能力。
2.查阅技术资料、选用计算方法、计算公式和收集数据的能力。
3.树立正确的设计思想，懂得工程设计应兼顾技术上的先进性、经济上的合理性和操作上的安全可靠性。
4.用层次清楚的计算，辅以必要而简洁的文字说明和清析的图表来表达设计结果的能力。
5.工程制图的能力。
课程设计结果要求编写成“设计说明书”，绘制相应的工艺流程图和主体设备图。
设计说明书的内容一般应按如下项目编写
1.设计任务书。
2.目录。
3.设计方案简介：
对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。
4.设计计算过程：
①工艺计算及主体设备的设计计算。
包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主体设备结构和工艺尺寸的设计计算等。
②辅助设备的选型计算。
通过计算选定典型辅助设备的规格型号。
5.图纸：
①工艺流程图。
以单线条的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料走向、物流量、能流量和主要测量点。
②主体设备工艺条件图。
图面应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性表和接管表。
6.设计结果汇总。
分表列举各流股物料量、能耗指标、主要操作参数、主体设备工艺尺寸以及辅助设备的规格、型号和数量等。
7.设计结果评述。
8.参考资料。
本课程设计指导书根据化工原理教学大纲的要求，对给定化工单元操作典型设备的设计计算，给学生提示了设计计算步骤，指导计算方法，并提供了部分计算公式和数据，作为对课堂教学内容的补充。
设计计算中需要用到的大部分计算公式和数据应由学生自己查阅有关资料。
一、概述
热交换器是化工厂中最常用的设备之一，按其传热的特征，可以分为三大类：
直接接触式、蓄热式和间壁式。
其中，又以间壁式热交换器的使用最为广泛。
间壁式热交换器的类型很多，传统的类型有列管式、套管式、蛇管式、夹套式，等等。
为了提高传热效率和节约金属材料用量，近年来一些比较先进的间壁式换热设备，例如板式换热器、螺旋板式换热器、螺纹管换热器等，在我国正得到广泛应用。
此外，热管换热器、平板型太阳集热器等新型换热设备的设计研究及工程应用工作也在进行。
在上述类型换热设备中，目前应用最多的仍为列管式，它与其他传统设备相比，单位体积设备所能提供的传热面积较大，传热效果较好，结构紧凑、坚固，用材可以多样，就是与一些新型设备相比，它也还具备适应性强、操作可靠等优点。
列管式换热设备已有国家系列化标准的定型产品，需要时可以通过计算选用。
但是，掌握列管式换热器单体设备工艺设计计算的基本方法，亦属化工类工艺专业学生有必要接受的一项基本训练。
二、热交换器设计的主要因素
在热交换器的设计中，应当综合考虑的因素很多，流体速度是一个主要因素。
选取较大的流体速度，可以获得较大的传热系数，传递一定热量所需的传热面积就比较小，从而可以降低设备费用。
但是，大的流体速度，使得流体通过热交换器的阻力压降大，能量消耗大，操作费用就高。
如选取较小的流体速度，情况刚好相反，操作费用可以降低，设备费却要增加。
因此，在热交换器设计中有一个最适宜流体速度的选取问题。
如要通过定量计算来解决最适宜流体速度的选取问题，是既费时而又很困难的，实际上有关的经验数据常被作为设计的依据。
寻求其它设计因素的最佳条件时也往往是这样处理。
表1和表2列出了工业上常用的流速范围，可供参考。
按理，最低的流体速度也应使管、壳程内流体处于湍流状态为宜，但是在某些场合也有例外，为了降低系统阻力，管、壳程内流体速度的取值可以比表1、2所列数值范围的下限还要低得多。
例如，中、小型合成氨厂变换工段湿混合煤气与变换气用列管换热器管程流体速度，一般仅为2～2.5m/s。
合理的流速要由允许压降来确定，表3给出了允许压强降的参考值。
表1列管式换热器内常用流速范围
流体种类
流速m/s
管程
壳程
一般液体
0.5~3
0.2~1.5
易结垢液体
>1
>0.5
气体
5~30
3~15
表2不同粘度液体流速（以普通钢壁为例）
液体粘度μ×103Pa·s
最大流速m/s
>1500
0.6
1500~500
0.75
500~100
1.1
100~35
1.5
35~1
1.8
<1
2.4
表3换热器的合理压降
操作情况
操作压力Pkgf/cm2
合理合降-△Pkgf/cm2
负压操作
0~1
P/10
低压操作
0~0.7;0.7~10
P/2;0.35
中压操作
10~30
0.35
较高压操作
30~80
0.7~2.5
三、列管式热交换器的设计步骤
（一）物料衡算及热量衡算
根据工艺条件分别进行物料衡算及热量衡算，首先要选择计算基准，例如对合成氨厂的设计，可以每生产一吨氨为计算基准，确定实现换热的两载热体的质量流量（m1和m2），初始和最终温度（T1、T2和t1、t2），相互交换的热量即热负荷（Q）等。
在确定这些量时，计算的顺序须根据已知工艺条件的具体情况而定。
（二）确定两载热体的物性数据
设计中需要用到的物性数据，主要是比热（Cp）或潜热（r）、密度（ρ）、粘度（
）、导热系数（
）等，单纯流体的这些物性数据容易自有关资料中的图表查得。
一般情况，为了简化计算，可以采用载热体在换热器进、出口平均压力、温度下的物性数据值。
混合流体的物性数据一般缺乏现成的资料可供查取，需要由组成混合流体各组分的相关物性数据值，通过一些近似计算方法来确定，资料[1][3]均有介绍。
例如，对于混合气体的比热、粘度和导热系数等可以按下述简便办法估计：
[Pa.s]
[W/m.℃]
式中：
Cpm、μm、λm混合气体的比热、粘度、导热系数；
Cpi、、μi、λi混合气体中i组分的比热、粘度、导热系数；
yi、Mi混合气体中i组分的摩尔分率、分子量。
（三）两载热体的流程安排
根据两载热体的物理、化学性质及操作压力、温度等条件，确定两载热体哪一个走管程，哪一个走壳程。
通常根据以下原则进行综合考虑，权衡利弊，作出选择：
1、不洁净和易结垢的液体宜在管程，因管程方便清洗；
2、腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀；
3、压强高的流体宜在管程，以免壳体承受压力；
4、饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清净，对流传热系数与流速无关，而且冷凝液在壳程易于排除；
5、被冷却的流体宜走壳程，便于散热；
6、若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将对流传热系数大的流体进入壳程，以减小热应力；
7、流量小而粘度大的流体一般宜在壳程，因在壳程Re>100即可达到湍流。
但如流动阻力损失允许，将这种流体进入管程而采用多管程结构，在高流速下可能得到更高的对流传热系数。
（四）管、壳程数的确定
列管式换热器最一般的形式为单管程单壳程，但多管程多壳程的设计亦很常见。
当流量一定时，管程或壳程越多，对流传热系数越大，对传热过程有利。
但是，采用多管程或多壳程必然导致流动阻力增大，即造成输送流体的动力费用增加。
因此，在确定换热器程数时，需权衡传热和流体输送两方面的得失。
管程数一般有1、2、4、6、8、10、12等七种，分程时应尽可能使各管程的换热管数大致相等，分程隔板槽形状简单，密封面长度较短。
壳程数的增加可在壳体内安装纵向隔板将壳程分为双程，或设计成两台以上设备串联使用。
（五）传热平均温度差计算
根据冷热流体的流程安排和所设计管、壳程数确定两流体呈逆流、并流、错流或其他复杂流动形式，计算传热平均温度差
。
（六）估算传热面积
首先要估计传热系数K，可以根据有关资料推荐的K值的经验取值范围先取一个K值，然后由传热基本方程式Q=KA
计算传热面积
，此即传热面积估算值，待结构设计结束以后，再对K值和传热面积进行核算。
表4列管式换热器中K值的大致范围
高温流体
低温流体
总传热系数Kkcal/m2.h.℃
水
水
1200~2400
气体
水
10~240
水蒸汽
水
1000~3400
水蒸汽
气体
24~240
导热油蒸汽
气体
20~200
有机溶剂
有机溶剂
100~300
SO3气体
SO2气体
5~7
气体（6~12atm）
气体（6~12atm）
30~60
（七）结构设计）
1、管程设计——确定换热管规格、管数和布管
初选管程流速
；计算对应于
的管程流道截面积
；
选用列管规格。
换热管直径越小，换热器单位体积的传热面越大。
因此，对于洁净流体的管径可以取得小些，但对于不洁净或易结垢的流体，管径应大些，以免堵塞并便于清洗。
目前，我国试行的系列标准规定采用Ф25×2.5和Ф19×2的冷拔无缝钢管，对一般流体是适应的。
单体设备设计时，按GB151-89规定除了这两种规格的管子外，还可采用Ф32×3、Ф38×3等其他规格管子；
计算满足
流道载面所需的列管根数
；
确定列管在管板上的排列方法。
常用的排列方法有正三角形排列，转角正三角形排列、正方形排列和转角正方形排列（图1）。
正三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大。
正方形排列比较疏散，对流传热效果较差，但对管束清洗方便，对管程易结垢流体较适用。
转角正方形排列则可在一定程度上提高对流传热系数。
表5是正三角形排列时不同层数对应可排列的管子数，当管子排列大于6层（管数超过127根），管束外缘与壳壁之间弓形区域应增排管子，这样既可以充分利用设备空间，又可以防止壳程流体短路旁流，有利于传热。
表5正三角形排列时管板上排管数目
六角形的层数
a
对角线上的管
数b
不计弓形部分时管子的根数
弓形部分管数
管板上排管的总数n
在弓形的第一排
在弓形的第二排
在弓形的第三排
在弓形部分内总管数
1
3
7
—
—
—
—
7
2
5
19
—
—
—
—
19
3
7
37
—
—
—
—
37
4
9
61
—
—
—
—
61
5
11
91
—
—
—
—
91
6
13
127
—
—
—
—
127
7
15
169
3
—
—
18
187
8
17
217
4
—
—
24
241
9
19
271
5
—
—
30
301
10
21
331
6
—
—
36
367
11
23
397
7
—
—
42
439
12
25
469
8
—
—
48
517
13
27
547
9
2
—
66
613
14
29
631
10
5
—
90
721
15
31
721
11
6
—
102
823
16
33
817
12
7
—
114
931
17
35
919
13
8
—
126
1045
根据表5确定一个管数与nˊ最接近的排列层数a；
确定换热管中心距——管间距t。
换热管中心距t一般不小于1.25倍换热管外径do，常用的换热管中心距见表6。
计算换热器外壳的内径Di，对固定管板式换热器可按下式计算：
Di=DL+2b3
式中DL布管限定圆直径，mm；
b3列管束最外层换热管外壁到壳体内壁的最小距离，mm；见图2。
b3=0.25～1do，且不小于10mm
对于正三角形排列，布管限定圆直径
DL=t（b-1）+do
式中b=2a+1，为管子排列正六边形对角线上的管子数；a为六角形的层数。
最初，这样计算的Di往往是一个不规范的数值，为了设计和加工制造上的方便，应按一定的规范将Di圆整。
按GB151-89，卷制圆筒的公称直径以400mm
表6换热管中心距tmm
换热管外径do
10
14
19
25
32
38
45
57
换热管中心距t
13~14
19
25
32
40
48
57
72
分程隔板槽两侧
相邻管中心距tn
28
32
38
44
52
60
68
80
为基数，以100mm为进级档，必要时也可以采用50mm为进级档。
圆整Di值以后，要相应调整t、b3等数值，使之与Di吻合。
2、设置拉杆
为固定折流板或管子支持板，必须设置带有同心定距管的拉杆（适用于换热管外径大于或等于19mm的管束）或设置与折流板点焊相连的拉杆（适用于换热管外径小于或等于14mm的管束），如图3。
拉杆的直径和数量一般可按表7、表8选用。
表7拉杆直径mm
换热管外径do
10
14
19
25
32
38
45
57
拉杆直径
10
12
12
16
16
16
16
16
表8拉杆数量
公称直径DN
mm
拉杆直径mm
<400
≥400
～<700
≥700
～<900
≥900
～<1300
≥1300
～<1500
≥1500
～<1800
≥1800
～
≤2000
10
4
6
10
12
16
18
24
12
4
4
8
10
12
14
18
16
4
4
6
6
8
10
12
在保证大于或等于表8所给定的拉杆总截面积的前提下，拉杆直径和数量可以变动，但其直径不得小于10mm，数量不少于4根。
拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。
对于大直径的换热器，在布管区内靠近折流板缺口处也应布置适当数量的拉杆。
一般，每一根拉杆将占据一根换热管的位置，根据管子排列层数a所对应的管子数，扣除拉杆数，即获得实际的换热管数n。
3、确定管程流速ｕi
由实际的换热管数n计算ｕi。
4、壳程设计
（1）确定换热管长度
由前述估算的传热面积Ａˊ计算列管的参考长度Ｌˊ，Ｌˊ＝Ａˊ/nπdo，根据Ｌˊ选取标准化的和结构上方便的换热管长度L（1000、1500、2000、2500、3000、4500、6000、7500、9000、12000mm）。
一般，换热器竖放时管长与外壳内径之比（L/D）应在4～6之间，卧放时允许长径比较大，以6～10最为常见。
如果列管的长度超过结构上方便的尺寸，需要调整结构设计，也可以考虑把换热器做成双管程或更多管程；
计算管外传热面积的设计值Ao=nπdoＬ。
（2）设置折流板
为加大壳程流体的湍动程度，提高传热系数，可在壳程设置折流挡板，折流板还可起到支撑管子的作用，故可代替支撑板。
折流挡板通常有圆缺形和圆盘~圆环形两种。
圆缺形挡板缺口部份的弓形弦高度hd一般取为外壳内径的20～45%。
当列管长L确定以后，设置挡板数NB取决于板间距h。
一般，取h=（0.2～1）D，按等间距布置。
在允许的压力损失范围内，希望取较小的板间距。
比较理想的是使缺口流通截面积和通过管束错流流动的截面积大致相等，这样可以减小压降，但是板间距不得小于壳内径的1/5或50mm。
在不单独设置支撑管板时，最大间距应不大于外壳内径，且满足表9的要求。
我国系列化标准中采用的挡板间距，固定管板式有150、300、600mm三种，浮头式有150、200、300、480、600mm五种。
表9折流板最大无支撑跨距mm
换热管外径do
10
14
19
25
32
38
45
57
最大无支撑跨距
800
1100
1500
1900
2200
2500
2800
3200
当管束外缘与壳壁之间有较大间隙，又不能增加排列管子时，壳程流体会短路形成旁流；如管程分程，隔板处不能排管子，部分流体也将由此通道短路形成穿流。
旁流和穿流都不利于传热，此时应考虑设计旁流挡板和安装假管来消除或减少旁流和穿流。
5、核算抟热面积A
（1）管程对流传热膜系数αi的计算
按流体在圆管内流动时对流传热膜系数的通常计算方法计算。
（2）壳程对流传热膜系数αo的计算。
本项以无相变流体为例说明。
如果列管换热器壳程未设挡板，流体可按平行管束流动考虑，应用圆管公式计算αo，不过管内径要以当量直径代替。
如壳程设置挡板，壳程流体湍动程度增大，一般当Re>100即可达到湍流，这时壳程流体对流传热膜系数αo的计算，要根据壳程具体结构选用适宜的计算式。
当壳程设置有25%的圆缺形挡板，Re=2×103~106时，αo可用下式计算：
或
定性温度取壳程流体平均温度，仅
是指壁温下的流体粘度；当量直径de要根据管子的排列情况决定，正三角形排列时，
式中t管间距；do管子外径。
流速u按流体流过的最大截面积s计算，即
式中h板间距；Di外壳内径。
管壁温度的确定：
若壳程走热流体，则Tw=T
；
若壳程走冷流体，则tw=t
式中：
Tw、tw壳程走热流体或冷流体时的壁温；
T、t壳程热流体或冷流体温度（进、出口平均值）；
Q传热效率；
壳程对流传热膜系数；
A0换热管外表面积
由上可见，需要采用试差法进行计算。
（3）污垢热阻Ra的确定
通常是根据经验选用污垢热阻作为计算的依据，一些资料介绍有各种污垢热阻的经验取值。
半水煤气之类气体的污垢热阻可以取为0.001～0.002[m2﹒h﹒℃/kcal]
（4）管壁热阻R=
［ｍ2﹒℃/kW］
式中b管壁厚度，m
管壁材料的导热系数，kW/m·℃
（5）传热系数K0的计算
以列管外表面积AO为基准的传热系数KO按下式计算
即
式中αo、αi壳程和管程对流传热膜系数，kw/m2.℃；
Rao、Rai管外壁和管内壁污垢热阻，m2.℃/kw；
R管壁热阻，m2.℃/kw；
Ao、Ai、Am列管外表面积、内表面积和平均面积，m2。
（6）核算传热面积Ao
按传热基本方程式计算需要的管外传热面积
=
比较需求值
和设计值Ao，应有Ao>
。
为保证一定的富裕量，一般要求
×100%=10~15%，或再大一点。
如果设计值Ao不足，应调整结构设计，参考已得出的结果，重新进行各项有关计算。
（八）计算阻力压降
从降低能量消耗的角度出发，流体通过热交换器的阻力压降越小越好。
为选择流体输送机械，需要计算设备的阻力压降，有时设计课题事先对整个工艺流程进行平衡后再对单个设备的阻力压降提出限制值，这就更有必要对设备的阻力压降进行核算。
由于流体在列管换热器内，尤其是在壳程的流动状况比较复杂，难以准确计算阻力压降。
各种资料提供的计算公式不尽相同，所得结果往往相差也较大，设计者应根据具体情况选用。
如果阻力压降过大，应调整结构设计，以降低流动阻力，在一台设备不宜解决问题的情况下，必要时可设计成两台并联设备，但这无疑要增加设备费用。
（九）计算温差应力，确定热补偿方法
固定管板式列管换热器，管束与壳体的温度是有差别的，它们又是刚性连接，这样就会在管束与外壳之间产生温差应力，若温度应力过大，可能导致换热管弯曲变形，或使管子自管板上拉脱，外壳轴向应力也会增加，从而使换热器毁坏，因此有必要计算温差应力，确定热补偿方法。
一般，当管束与壳体的壁温差大于50℃时，就需要采用一定的热补偿装置。
见附图1～4，若将换热器设计成浮头式、U型管式或填料函式，这些型式的管束与壳体的热胀冷缩互不牵制，可以完全消除温差应力。
但是这些型式的设备，浮头式结构复杂，造价高；U型管式管子内壁清洗困难，管板上排列的管子少；填料函式壳程密封度有限，等等，都使它们的应用受到一定限制。
用得最多的热补偿方法是在固定管板式换热器的壳体上装设波形膨胀节，利用膨胀节的弹性变形来补偿壳体与管束膨胀的不一致性，从而达到减小温差应力的目的。
波形膨胀节一般采用U型，其结构如图4（a）所示，允许采用两个半波零件焊接成的膨胀节，其结构如图4（b）所示。
膨胀节的选材和计算可按GB151-89规定进行。
（十）设计管箱和接管
管箱结构应便于装拆，因为清洗、检修管子时需要折下管箱。
接管应尽量沿壳体的径向或轴向设置，接管与外部管线可采用焊接连接，但当设计温度高于或等于300℃时，则必须采用整体法兰。
必要时可设置温度计接口、压力表接口及液面计接口；对于不能利用接管进行放气和排液的换热器，应在管程及壳程的最高点设置放气口，最低点设置排液口，其最小公称直径为20mm。
当管程采用轴向入口接管或换热管内流体流速大于3m/s时，应在管程设置防冲板，以减少流体的不均匀分布和对换热管端的冲蚀。
当壳程进口管流体的ρu2值（ρ—流体密度，kg/m3；u—流体流速，m/s）为下列数值时，应在壳程进口管处设置防冲板或导流筒：
对非腐蚀性的单相流体，ρu2>2230kg/m.s2；其它液体，包括沸点下的液体，ρu2>740kg/m.s2；
而对有腐蚀的气体、蒸汽及汽液混合物，则一定要设置防冲板。
必要时，蒸汽进口管可
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