51cysb_列管式换热器设计

设计时从中选用。
四、传热面积 A 的确定
工程上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（ 2－4）和式（ 2－ 5）进行计算。
Q A 0＝
Ｋ ｔm
（2－4）
A o nd o L
（2－5）
式中： K － 基于外表面 Ao 的传热系数， W/m2.℃
d o －管子外径，ｍ；
L－每根管子的有效长度，ｍ； A o nd o L
管束最外层管子中心距壳体内表面距离不小于
1 d0
2
10 mm
。
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，
可由式（ 2－ 9）进行计算。
Di＝ a（ b－ 1）＋ 2L
（2－9）
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=(1～1.5) d o ， mm；若对
7500，9000，12000mm。 n=A/( dmL)，其中
A—换热面积 (m2)；
L—换热管长度 mm；
dm— 管子的平均直径 mm。
由于在列管式换热器中要安装 4 根或 6 根拉杆。所以实际换热管子数为
{n-4(6)} 根。
(2)管子排列方式，管间距确定。
管子排列方式一般在程内采用正三角形排列， 而在程与程之间采用正方形排
列。管间距根据最小管间距选择。
最小管间距
管子外径（ mm）
14 19
25 32 38 45 57
最小管间距（ mm） 16 25
32 40 48 57 70
(3)换热器壳体直径的确定 壳体直径计算公式：当采用正三角形排列时为 Di=a(b-1)+2L 式中 Di— 换热器内径；
a—管间距； b—正三角形对角线上的管子数； L—最外层管子的中心到壳壁边缘的距离。 若对管子进行分程则 Di=f+2L 式中 f—壳体同一内直径两端管子中心距 mm； Di、 L 同上。 计算出 Di 后还要圆整到公称直径系列中。 (4)换热器壳体壁厚的计算 计算壁厚为 S=PDi/(2[σ ]tΦ －P) 式中 P— 设计压力， MPa；当 P﹤ 0.6 MPa 时，取 P=0.6 MPa； Di —壳体内径， mm； Φ—焊缝系数，根据焊缝情况选取 Φ =0.85-1.0； [σ] t—壳体材质在设计温度时的许用应力， MPa。 材质选取原则同管子的选取原则一样。 计算出 S 后还要根据钢板厚度负偏差表选取钢板厚度负偏差 C1；根据腐蚀 情况选取腐蚀裕量 C2，C2=KaB 其中 Ka 为腐蚀速度 (mm/a)，B 为容器的设计寿 命。
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、已知条件：由工艺设计知管程和壳程介质种类、温度、压力、壳与壁温 差、以及换热面积。 2、计算 (1)管子数 n：
一般经验，对于液体，在压力降控制在 0.01～0.1MPa 之间，对于气体，控 制在 0.001～ 0.01MPa 之间。
表 2－ 2 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 2－2 列管式换热器合理压降的选取
换热器 负压运行
操作情况
低压运行
P<0.17
P>0.17
中压运行 （包括用泵输送 液体）
管子分程则 Di＝ f＋2L f 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ｎ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。
列管式换热器常用无缝钢管，规格如下：
碳钢 不锈钢
19×2 19×2
25× 2.5 25× 2
32× 3 32× 2
38× 3 38× 2.5
管子材质的选择依据是介质种类， 如果介质无腐蚀， 可选碳钢， 而介质有腐 蚀则选择不绣钢。管长规格有 1500， 2000， 2500， 3000，4500，5000，6000，
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℃。
n－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
（ 2－ 6）进行计算。
A0 n
d0L
（2－6）
式中 A o －传热面积， m2 ；
d o －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（ 2－ 7）计算。
'
ｕ
vs
2
0.785 di n
较高压运行
操作压力 P=0～ 0.1 P=0.1～ 0.17 P＝ 0.17～ 1.1
（ MPa 绝压）
P=1.1～ 3.1
P=3.1～ 8.2
合理压降 （ MPa）
P＝ P/10
P＝ｐ /2
P=0.035 △ｐ =0.035 ～ 0.18 △ｐ =0.07 ～ 0.25
2、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ｎ，由式
见列管式换热器Ｋ值的大致范围。由表 2－1 选取大致Ｋ值，
表 2-1 冷流体
列管式换热器中的总传热系数 K 的经验值
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
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 5×103，气体则为 10 4 - 10 5 。
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
（ 2— 1）
式中， t1 、 t 2 分别为大端温差与小端温差。当
t1
2
t2
时，可用算术平均值
tm
t1
t2
2。
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
（ 2－ 2）进行计算。
tm
t
t逆
（2－2）
式中 t逆 是按逆流计算的平均温差，校正系数
t 可根据换热器不同情况由化工
列管式换热器设计
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Ｋ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Ｋ。 10、校核平均温度差 T m 。 11、校核传热量，要求有 15－ 25％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
3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点；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 tｍ，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（ 2－1）进行计算：