完整word版換熱器的傳熱系數(shù)K

1、介質不同，傳熱系數(shù)各不相同我們公司的經(jīng)驗是：1、汽水換熱：過熱部分為8001000W/m2.C飽和部分是按照公式 K=2093+786V(V 是管內(nèi)流速)含污垢系數(shù)0.0003。水水換熱為： K=767(1+V1+V2)(V1 是管內(nèi)流速， V2 水殼程流速)含污垢系數(shù) 0.0003實際運行還少有保守。有余量約 10%冷流體熱流體總傳熱系數(shù)K, W/(m2.C)22有機溶劑280 850輕油340 910重油60 280有機溶劑有機溶劑115 340水蒸氣冷凝1420 4250氣體水蒸氣冷凝30 300水沸騰輕油沸騰低沸點烴類冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝455 11402000 4250455 1

2、020不同的流速、粘度和成垢物質會有不同的傳熱系數(shù)。K 值通常在8501700氣體17 2808002200W/m2 C范圍內(nèi)。列管換熱器的傳熱系數(shù)不宜選太高，一般在800-1000 W/m2 C。螺旋板式換熱器的總傳熱系數(shù)(水一水)通常在10002000W/m2 C范圍內(nèi)。板式換熱器的總傳熱系數(shù)(水(汽)一水)通常在30005000W/m2 C范圍內(nèi)。1 流體流徑的選擇 哪一種流體流經(jīng)換熱器的管程， 哪一種流體流經(jīng)殼程， 下列各點可供 選擇時參考 (以固定管板式換熱器為例 )(1) 不潔凈和易結垢的流體宜走管內(nèi)，以便于清洗管子。(2) 腐蝕性的流體宜走管內(nèi)，以免殼體和管子同時受腐蝕，而且 管

3、子也便于清洗和檢修。(3) 壓強高的流體宜走管內(nèi)，以免殼體受壓。(4) 飽和蒸氣宜走管間， 以便于及時排除冷凝液， 且蒸氣較潔凈， 冷凝傳熱系數(shù)與流速關系不大。(5) 被冷卻的流體宜走管間，可利用外殼向外的散熱作用，以增 強冷卻效果。(6) 需要提高流速以增大其對流傳熱系數(shù)的流體宜走管內(nèi)，因管 程流通面積常小于殼程，且可采用多管程以增大流速。(7) 粘度大的液體或流量較小的流體，宜走管間，因流體在有折 流擋板的殼程流動時， 由于流速和流向的不斷改變， 在低 Re(Re100) 下即可達到湍流，以提高對流傳熱系數(shù)。在選擇流體流徑時， 上述各點常不能同時兼顧， 應視具體情況抓住主 要矛盾， 例如首

4、先考慮流體的壓強、 防腐蝕及清洗等要求， 然后再校 核對流傳熱系數(shù)和壓強降，以便作出較恰當?shù)倪x擇。2. 流體流速的選擇增加流體在換熱器中的流速， 將加大對流傳熱系數(shù)， 減少污垢在 管子表面上沉積的可能性，即降低了污垢熱阻，使總傳熱系數(shù)增大， 從而可減小換熱器的傳熱面積。但是流速增加，又使流體阻力增大， 動力消耗就增多。所以適宜的流速要通過經(jīng)濟衡算才能定出。此外，在選擇流速時，還需考慮結構上的要求。例如，選擇高的 流速，使管子的數(shù)目減少， 對一定的傳熱面積， 不得不采用較長的管 子或增加程數(shù)。 管子太長不易清洗， 且一般管長都有一定的標準； 單 程變?yōu)槎喑淌蛊骄鶞囟炔钕陆怠＿@些也是選擇流速時應予

5、考慮的問 題。3. 流體兩端溫度的確定若換熱器中冷、 熱流體的溫度都由工藝條件所規(guī)定， 就不存在確 定流體兩端溫度的問題。 若其中一個流體僅已知進口溫度， 則出口溫 度應由設計者來確定。 例如用冷水冷卻某熱流體， 冷水的進口溫度可 以根據(jù)當?shù)氐臍鉁貤l件作出估計， 而換熱器出口的冷水溫度， 便需要 根據(jù)經(jīng)濟衡算來決定。 為了節(jié)省水量， 可使水的出口溫度提高些， 但 傳熱面積就需要加大； 為了減小傳熱面積， 則要增加水量。 兩者是相互矛盾的。一般來說，設計時可采取冷卻水兩端溫差為510C。缺水地區(qū)選用較大的溫度差，水源豐富地區(qū)選用較小的溫度差。4. 管子的規(guī)格和排列方法選擇管徑時， 應盡可能使流速

6、高些， 但一般不應超過前面介紹的 流速范圍。 易結垢、 粘度較大的液體宜采用較大的管徑。 我國目前試 用的列管式換熱器系列標準中僅有 25X 2.5mm及 19X 2mm兩種規(guī)格的管子。管長的選擇是以清洗方便及合理使用管材為原則。 長管不便于清 洗，且易彎曲。一般出廠的標準鋼管長為 6m，則合理的換熱器管長應為1.5、2、3或6m。系列標準中也采用這四種管長。此外，管長 和殼徑應相適應，一般取 L/D為46（對直徑小的換熱器可大些）。如前所述， 管子在管板上的排列方法有等邊三角形、 正方形直列和正 方形錯列等，如第五節(jié)中圖 425 所示。等邊三角形排列的優(yōu)點有 :管板的強度高； 流體走短路的機

7、會少， 且管外流體擾動較大， 因而對 流傳熱系數(shù)較高； 相同的殼徑內(nèi)可排列更多的管子。 正方形直列排列 的優(yōu)點是便于清洗列管的外壁，適用于殼程流體易產(chǎn)生污垢的場合； 但其對流傳熱系數(shù)較正三角排列時為低。 正方形錯列排列則介于上述 兩者之間，即對流傳熱系數(shù) （較直列排列的 ）可以適當?shù)靥岣?。管子在管板上排列的間距 （指相鄰兩根管子的中心距 ），隨管子與管板的連接方法不同而異。通常，脹管法取t=（1.31.5）do,且相鄰兩管外壁間距不應小于 6mm，即t （d+6）。焊接法取t=1.25do。5. 管程和殼程數(shù)的確定 當流體的流量較小或傳熱面積較大而 需管數(shù)很多時， 有時會使管內(nèi)流速較低， 因而

8、對流傳熱系數(shù)較小。 為了提高管內(nèi)流速， 可采用多管程。 但是程數(shù)過多， 導致管程流體阻力 加大，增加動力費用； 同時多程會使平均溫度差下降； 此外多程隔板 使管板上可利用的面積減少， 設計時應考慮這些問題。 列管式換熱器 的系列標準中管程數(shù)有 1、2、4和 6程等四種。采用多程時，通常應使每程的管子數(shù)大致相等。管程數(shù) m 可按下式計算，即 :(4-121)式中 u管程內(nèi)流體的適宜速度， m/s；管程內(nèi)流體的實際速度，m/s。當殼方流體流速太低時， 也可以采用殼方多程。 如殼體內(nèi)安裝一塊與 管束平行的隔板， 流體在殼體內(nèi)流經(jīng)兩次， 稱為兩殼程， 但由于縱向 隔板在制造、 安裝和檢修等方面都有困難

9、， 故一般不采用殼方多程的 換熱器， 而是將幾個換熱器串聯(lián)使用， 以代替殼方多程。 例如當需二 殼程時，則將總管數(shù)等分為兩部分， 分別安裝在兩個內(nèi)徑相等而直徑 較小的外殼中，然后把這兩個換熱器串聯(lián)使用，如圖所示。6. 折流擋板安裝折流擋板的目的， 是為了加大殼程流體的速度， 使湍動程度加劇，以提高殼程對流傳熱系數(shù)。第五節(jié)的圖 426已示出各種擋板的形式。 最常用的為圓缺形擋板，切去的弓形高度約為外殼內(nèi)徑的1 0 40，一般取 2025，過高或過低都不利于傳熱。兩相鄰擋板的距離（板間距）h為外殼內(nèi)徑D的（0.21）倍。系列 標準中采用的h值為：固定管板式的有150、300和600mm三種；浮 頭

10、式的有 150、200、300、480 和 600mm 五種。板間距過小，不便 于制造和檢修， 阻力也較大。 板間距過大， 流體就難于垂直地流過管 束，使對流傳熱系數(shù)下降。擋板切去的弓形高度及板間距對流體流動的影響如圖 3-42所示。7. 外殼直徑的確定換熱器殼體的內(nèi)徑應等于或稍大于 （對浮頭式換熱器而言 ）管板的直徑。 根據(jù)計算出的實際管數(shù)、 管徑、管中心距及管子的排列方法 等，可用作圖法確定殼體的內(nèi)徑。 但是，當管數(shù)較多又要反復計算時， 作圖法太麻煩費時，一般在初步設計時，可先分別選定兩流體的流速， 然后計算所需的管程和殼程的流通截面積， 于系列標準中查出外殼的 直徑。待全部設計完成后，

11、仍應用作圖法畫出管子排列圖。 為了使管 子排列均勻，防止流體走 短路 ，可以適當增減一些管子。另外，初步設計中 也可用 下式計算殼體的 內(nèi) 徑 ，即 ：(4-122)式中 D殼體內(nèi)徑， m；管中心距， m；nc橫過管束中心線的管數(shù)；管束中心線上最外層管的中心至殼體內(nèi)壁的距離，般取 b b =(1 1.5)do。nc 值可由下面的公式計算。管子按正三角形排列時 :(4-123)管子按正方形排列時 :(4-124)式中 n 為換熱器的總管數(shù)。按計算得到的殼徑應圓整到標準尺寸，見表4-15。8主要構件封頭 封頭有方形和圓形兩種， 方形用于直徑小的殼體 （一般小于 400mm） ，圓形用于大直徑 的殼

12、體。緩沖擋板 為防止殼程流體進入換熱器時對管束的沖擊，可在 進料管口裝設緩沖擋板。導流筒 殼程流體的進、出口和管板間必存在有一段流體不能流 動的空間 （死角 ），為了提 高傳熱效果，常在管束外增設導流筒，使 流體進、出殼程時必然經(jīng)過這個空間。放氣孔、排液孔 換熱器的殼體上常安有放氣孔和排液孔，以排除不 凝性氣體和冷凝液等。接管尺寸 換熱器中流體進、 出口的接管直徑按下式計算， 即:式中 Vs-流體的體積流量， /s；u - 接管中流體的流速，m/s。流速 u 的經(jīng)驗值為 :對液體u=1.5 2 m/s對蒸汽u=20 50 m/s對氣體單位為kg/ )9材料選用u=（1520）p/p（P為壓強，

13、單位為atm ；p為氣體密度,列管換熱器的材料應根據(jù)操作壓強、 溫度及流體的腐蝕性等來選 用。在高溫下一般材料的機械性能及耐腐蝕性能要下降。 同時具有耐 熱性、高強度及耐腐蝕性的材料是很少的。目前 常用的金屬材料有 碳鋼、不銹鋼、低合金鋼、銅和鋁等；非金屬材料有石墨、聚四氟乙 烯和玻璃等。 不銹鋼和有色金屬雖然抗腐蝕性能好， 但價格高且較稀缺，應盡量少用。10 流體流動阻力（壓強降 ）的計算（1） 管程流體阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其總阻力 pi等于各程直管阻力、回彎阻力及進、出口阻力之和。般進、出口阻力可忽略不計， 故管程總阻力的計算式為:4-125)式中 p1、

14、A p2-分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降， N/ ；Ft 結垢校正因數(shù)，無因次，對于 25X 2.5mm的管子,取為1.4,對 19X2mm的管子，取為1.5;Np 管程數(shù)；Ns串聯(lián)的殼程數(shù)。上式中直管壓強降 p1可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降 p2由下面的經(jīng)驗公式估算，即：(4-126)(2) 殼程流體阻力 現(xiàn)已提出的殼程流體阻力的計算公式雖然較多,但是由于流體的流動狀況比較復雜,使所得的結果相差很多。F面介紹埃索法計算殼程壓強po的公式，即:(4-127)式中 p1流體橫過管束的壓強降, N/ ； p2流體通過折流板缺口的壓強降, N/ ；Fs殼程壓強降的結垢校正因

15、數(shù)，無因次，對液體可取1.15，對氣體或可凝蒸氣可取 1.0(4-128) (4-129)式中 F 管子排列方法對壓強降的校正因數(shù)，對正三角形排列F=0.5，對正方形斜轉45為0.4,正方形排列為0.3;fo-殼程流體的摩擦系數(shù)，當 Reo500時,nC橫過管束中心線的管子數(shù)；NB折流板數(shù)；h 折流板間距， m；uo 按殼程流通截面積 Ao 計算的流速，而 。般來說，液體流經(jīng)換熱器的壓強降為0.11atm，氣體的為0.01-O.latm。設計時，換熱器的工藝尺寸應在壓強降與傳熱面積之間予以權衡，使既能滿足工藝要求，又經(jīng)濟合理。列管式換熱器的選用和設計計算步驟1 試算并初選設備規(guī)格(1) 確定流

16、體在換熱器中的流動途徑。(2) 根據(jù)傳熱任務計算熱負荷 Q。(3) 確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管式換熱器的型式；計算定性溫度，并確定在定性 溫度下流體的性質。(4) 計算平均溫度差，并根據(jù)溫度校正系數(shù)不應小于 0.8 的原則， 決定殼程數(shù)。(5) 依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選定總傳熱系數(shù) K 選值。(6)由總傳熱速率方程 Q = KS tm，初步算出傳熱面積 S,并確定換熱器的基本尺寸(如 d、L、n及管子在管板上的排列等),或按系列標準選擇設備規(guī)格。2 計算管、殼程壓強降 根據(jù)初定的設備規(guī)格，計算管、殼程 流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工 藝要求。

17、若 壓強降不符合要求， 要調整流速， 再確定管程數(shù)或折流板間距， 或選 擇另一規(guī)格的設備，重新計算壓強降直至滿足要求為止。3.核算總傳熱系數(shù) 計算管、殼程對流傳熱系數(shù)a i和a 0,確定污垢熱阻Rsi和Rso，再計算總傳熱系數(shù)K，比較K得初始值和計算值，若 K7K = 1.151.25,則初選的設備合適。否則需另設K選值，重復以上計算步驟通常，進行換熱器的選擇或設計時， 應在滿足傳熱要求的前提下， 再考慮其他各項的問題。 它們之間往往是互相矛盾的。 例如，若設計 的換熱器的總傳熱系數(shù)較大， 將導致流體通過換熱器的壓強降 （阻力）增大，相應地增加了動力費用； 若增加換熱器的表面積， 可能使總傳

18、熱系數(shù)和壓強降降低， 但卻又要受到安裝換熱器所能允許的尺寸的限 制，且換熱器的造價也提高了。此外，其它因素 （如加熱和冷卻介質的用量，換熱器的檢修和操作）也不可忽視?？傊?，設計者應綜合分析考慮上述諸因素，給予細 心的判斷，以便作出一個適宜的設計。第二章 列管式換熱器設計第一節(jié) 推薦的設計程序一、工藝設計1、作出流程簡圖。2、按生產(chǎn)任務計算換熱器的換熱量 Q。3、選定載熱體，求出載熱體的流量。4、確定冷、熱流體的流動途徑。5、計算定性溫度，確定流體的物性數(shù)據(jù)（密度、比熱、導熱系數(shù)等）。6、初算平均傳熱溫度差。7、按經(jīng)驗或現(xiàn)場數(shù)據(jù)選取或估算K值，初算出所需傳熱面積。8、根據(jù)初算的換熱面積進行換熱器

19、的尺寸初步設計。包括管徑、管長、管子數(shù)、管程數(shù)、管子排列方式、 殼體內(nèi)徑（需進行圓整） 等。9、核算K。10、校核平均溫度差 D 。11、校核傳熱量，要求有 1525的裕度。12、管程和殼程壓力降的計算。二、機械設計1、殼體直徑的決定和殼體壁厚的計算。2、換熱器封頭選擇。3、換熱器法蘭選擇。4、管板尺寸確定。5、管子拉脫力計算。6、折流板的選擇與計算。7、溫差應力的計算。8、接管、接管法蘭選擇及開孔補強等。9、繪制主要零部件圖。三、編制計算結果匯總表四、繪制換熱器裝配圖五、提出技術要求 六、編寫設計說明書第二節(jié)列管式換熱器的工藝設計、換熱終溫的確定換熱終溫對換熱器的傳熱效率和傳熱強度有很大的影

20、響。在逆流換熱時，當流體出口終溫與熱流體入口初溫接近時，熱利用率高，但 傳熱強度最小，需要的傳熱面積最大。為合理確定介質溫度和換熱終溫，可參考以下數(shù)據(jù):1、熱端溫差（大溫差）丕小王二2QC。2、冷端溫差（小溫差）丕小=5 C。3、在冷卻器或冷凝器中，冷卻劑的初溫應高于被冷卻流體的凝固點；對于含有不凝氣體的冷凝，冷卻劑的終溫要求低于被冷凝氣體的 露點以下5C。二、平均溫差的計算設計時初算平均溫差Dtm，均將換熱過程先看做逆流過程計算。1、對于逆流或并流換熱過程，其平均溫差可按式（2- 1）進行計算:(2 1)式中，、分別為大端溫差與小端溫差。當 時，可用算術平均值2、對于錯流或折流的換熱過程，若

21、無相變化，則要進行溫差校正,即用公式（2-2）進行計算。(2 2)式中 是按逆流計算的平均溫差， 校正系數(shù) 可根據(jù)換熱器不同情況由化工原理教材有關插圖查出。一般要求0.8,否則應改用多殼程或 者將多臺換熱器串聯(lián)使用。三、傳熱總系數(shù)K的確定計算K值的基準面積，習慣上常用管子的外表面積 。當設計對象 的基準條件（設備型式、雷諾準數(shù) Re、流體物性等）與某已知K值的生產(chǎn)設備相同或相近時，則可采用已知設備K值的經(jīng)驗數(shù)據(jù)作為自 己設計的K值。表2- 1為常見列管式換熱器K值的大致范圍。由表 2- 1選取大致K值,表 2-1 列管式換熱器中的總傳熱系數(shù) K 的經(jīng)驗值冷流體 熱流體 總傳熱系數(shù)W/m2. C

22、水水850-1700水氣體17-280水有機溶劑280-850水輕油340-910水重油60-280有機溶劑有機溶劑115-340水水蒸汽冷凝1420-4250氣體水蒸汽冷凝30-300水低沸點烴類冷凝455-1140水沸騰水蒸蒸汽冷凝2000-4250輕油沸騰水蒸汽455-1020用式（2-3）進行K值核算。23）式中：a給熱系數(shù)，W/m2. C；R 污垢熱阻，m2.C/W;3管壁厚度，mm ;入管壁導熱系數(shù)，W/m. C；下標i、o、m分別表示管內(nèi)、管外和平均。當 時近似按平壁計算，即： 在用式（2-3）計算K值時，污垢熱阻、通常采用經(jīng)驗值，常用的 污垢熱阻大致范圍可查化工原理相關內(nèi)容。式

23、中的給熱系數(shù)a,在列管式換熱器設計中常采用有關的經(jīng)驗值 公式計算給熱系數(shù)a，工程上常用的一些計算a的經(jīng)驗關聯(lián)式在化 工原理已作了介紹,設計時從中選用。四、傳熱面積 A 的確定工程上常將列管式換熱器中管束所有管子的外表面積之和視為傳熱面積，由式（ 2- 4）和式（ 2- 5）進行計算。2- 4)2- 5)式中： 基于外表面 的傳熱系數(shù)，W/m2. C管子外徑，m;L-每根管子的有效長度，m;n管子的總數(shù)管子的有效長度是指管子的實際長度減去管板、擋板所占據(jù)的部分。管子總數(shù)是指圓整后的管子數(shù)減去拉桿數(shù)。五、主要工藝尺寸的確定當確定了傳熱面積 后，設計工作進入換熱器尺寸初步設計階段， 包括以下內(nèi)容：1

24、、管子的選用。選用較小直徑的管子，可以提高流體的對流給熱系數(shù)，并使單位體積設備中的傳熱面積增大， 設備較緊湊， 單位傳熱面積的金屬耗量 少，但制造麻煩，小管子易結垢，不易清洗，可用于較清潔流體。大 管徑的管子用于粘性較大或易結垢的流體。我國列管式換熱器常采用無縫鋼管，規(guī)格為外徑區(qū)厚，常用的 換熱管的規(guī)格： 19X, 25X 2.5 38X。管子的選擇要考慮清洗工作的方便及合理使用管材，同時還應考 慮管長與管徑的配合。 國內(nèi)管材生產(chǎn)規(guī)格， 長度一般為： 1.5，2，2.5，3, 4.5, 5, 6, 7.5, 9, 12m等。換熱器的換熱管長度與殼徑之比一般在 6 10，對于立式換熱器，其比值以

25、 46為宜。殼程和殼程壓力降,流體在換熱器內(nèi)的壓降大小主要決定于系統(tǒng) 的運行壓力, 而系統(tǒng)的運行壓力是靠輸送設備提供的。 換熱器內(nèi)流體 阻力損失（壓力降）越大,要求輸送設備的功率就越大, 能耗就越高。對于無相變的換熱, 流體流速越高, 換熱強度越大, 可使換熱面積減 小,設備緊湊,制作費低, 而且有利于抑制污垢的生成, 但流速過高, 也有不利的一面,壓力降增大,泵功率增加,對傳熱管的沖蝕加劇。因此,在換熱器的設計中有個適宜流速的選取和合理壓力降的控制問 題。般經(jīng)驗，對于液體，在壓力降控制在0.010.1MPa之間，對于氣體,控制在 0.0010.01MPa 之間。表22 列出了換熱器不同操作條

26、件壓力下合理壓降的經(jīng)驗數(shù)據(jù), 供設計參考。表 22 列管換熱器合理壓降的選取換熱器 操作情況 負壓運行 低壓運行 中壓運行包括用泵輸送液體） 較高壓運行P0.17操作壓力MPa 絕壓）P=0 0.1P二 0.1 0.17P= 0.17 1.1P=1.13.1P=3.18.2合理壓降（ MPa ）DP= P /10DP=p /2DP=0.035 p =0.0350.18 p =0.070.252、管子總數(shù) n 的確定。對于已定的傳熱面積，當選定管徑和管長后便可求所需管子數(shù)n, 由26）進行計算。26）式中 傳熱面積，-管子外徑， m;L-每根管子的有效長度，m ;計算所得的管子 n 進行圓整3、

27、管程數(shù) m 的確定。根據(jù)管子數(shù) n 可算出流體在管內(nèi)的流速 ，由式（ 2 7）計算。27）式中vs-管程流體體積流量,-管子內(nèi)徑，m;n-管子數(shù)。若流速 與要求的適宜流速相比甚小時，便需采用多管程，管程數(shù)m 可按式（2-8）進行計算。2- 8)m = u/式中一用管子數(shù)n求出的管內(nèi)流速，m/s;u-要求的適宜流速，m/s;式（2-8）中的適宜流速 u 要根據(jù)列管換熱器中常用的流速范圍進 行選定，參見化工原理相關內(nèi)容，一般要求在湍流下工作（高粘1、2、度流體除外），與此相對應的Re值，對液體為5X103,氣體則為-。分程時，應使每程的管子數(shù)大致相等，生產(chǎn)中常用的管程數(shù)為4、6、四種。4、管子的排

28、列方式及管間距的確定。管子在管板上排列的原則是：管子在整個換熱器的截面上均勻分 布，排列緊湊，結構設計合理，方便制造并適合流體的特性。其排列 方式通常為等邊三角形與正方形兩種， 也有采用同心圓排列法和組合 排列法。在一些多程的列管換熱器中，一般在程內(nèi)為正三角形排列，但程 與程之間常用正方形排列， 這對于隔板的安裝是很有利的， 此時，整 個管板上的排列稱為組合排列。對于多管程的換熱器，分程的縱向隔板占據(jù)了管板上的一部分面 積，實際排管數(shù)比理論要少， 設計時實際的管數(shù)應通過管板布置圖而 得。在排列管子時，應先決定好管間距。決定管間距時應先考慮管板 的強度和清理管子外表時所需的方法， 其大小還與管子

29、在管板上的固 定方式有關。大量的實踐證明，最小管間距的經(jīng)驗值為：焊接法脹接法般?。?.31.5）管束最外層管子中心距殼體內(nèi)表面距離不小于5、殼體的計算。列管換熱器殼體的內(nèi)徑應等于或稍大于（對于浮頭式換熱器）管 板的直徑，可由式（ 29）進行計算。29）Di = a (b 1)+ 2L式中 Di 殼體內(nèi)徑， mm;a管間距，mm ;b 最外層六邊形對角線上的管子數(shù)；L 最外層管子中心到殼體內(nèi)壁的距離，一般取L=（11.5）, mm ;若對管子分程則 Di = f + 2L f 值的確定方法：可查表求取，也可用作圖法。當已知管子數(shù) n 和管 間距a后開始按正三角形排列，直至排好n根為止，再統(tǒng)計對角

30、線上 的管數(shù)。計算出的殼徑 Di 要圓整到容器的標準尺寸系列內(nèi)。第三節(jié) 列管式換熱器機械設計在化工企業(yè)中列管式換熱器的類型很多，如板式，套管式，蝸殼 式，列管式。其中列管式換熱器雖在熱效率、緊湊性、金屬消耗量等 方面均不如板式換熱器， 但它卻具有結構堅固、 可靠程度高、 適應性 強、材料范圍廣等特點，因此成為石油、化工生產(chǎn)中，尤其是高溫、 高壓和大型換熱器的主要結構形式。列管式換熱器主要有固定管板式換熱器、浮頭式換熱器、填函式 換熱器和 U 型管式換熱器， 而其中固定管板式換熱器由于結構簡單， 造價低，因此應用最普遍。列管式換熱器機械設計包括：1、殼體直徑的決定和殼體壁厚的計算。2、換熱器封頭

31、選擇。3、壓力容器法蘭選擇。4、管板尺寸確定。5、管子拉脫力的計算。6、折流板的選擇與計算。7、溫差應力的計算。8、接管、接管法蘭選擇及開孔補強等。9 繪制主要零部件圖和裝配圖。面分述如下：、殼體直徑的決定和殼體壁厚的計算。1、已知條件：由工藝設計知管程和殼程介質種類、溫度、壓力、殼與壁溫差、以及換熱面積。2、計算(1) 管子數(shù) n：列管換熱器常用無縫鋼管，規(guī)格如下：碳鋼f19 f25 f32 f38不銹鋼f19f25f32f38管子材質的選擇依據(jù)是介質種類，如果介質無腐蝕，可選碳鋼， 而介質有腐蝕則選擇不繡鋼。管長規(guī)格有 1500， 2000，2500，3000，4500，5000，6000

32、，7500，9000，12000mm。n=A/(pdmL) ，其中A 換熱面積 (m2) ；L 換熱管長度 mm ；dm 管子的平均直徑mm。由于在列管式換熱器中要安裝 4根或 6根拉桿。所以實際換熱管子數(shù)為 n-4(6) 根。(2) 管子排列方式，管間距確定。管子排列方式一般在程內(nèi)采用正三角形排列，而在程與程之間采 用正方形排列。管間距根據(jù)最小管間距選擇。最小管間距管子外徑( mm )14 19 25 3245 57最小管間距( mm )16 25 32 40 48 57 70(3) 換熱器殼體直徑的確定殼體直徑計算公式：當采用正三角形排列時為 Di=a(b-1)+2L式中 Di 換熱器內(nèi)徑

33、；a管間距;b正三角形對角線上的管子數(shù);L 最外層管子的中心到殼壁邊緣的距離。若對管子進行分程則 Di=f+2L式中f殼體同一內(nèi)直徑兩端管子中心距 mm ;Di 、L 同上。計算出 Di 后還要圓整到公稱直徑系列中。(4) 換熱器殼體壁厚的計算計算壁厚為 S=PDi/(2 (T tYP)式中P設計壓力，MPa;當Pv 0.6 MPa時，取P=0.6 MPa;Di 殼體內(nèi)徑，mm ; 一焊縫系數(shù)，根據(jù)焊縫情況選取=0.851.0;(T t殼體材質在設計溫度時的許用應力,MPa。28材質選取原則同管子的選取原則一樣。計算出S后還要根據(jù)鋼板厚度負偏差表選取鋼板厚度負偏差C1;根據(jù)腐蝕情況選取腐蝕裕量

34、C2， C2=KaB 其中 Ka 為腐蝕速度(mm/a)， B 為容器的設計壽命。當材料的腐蝕速度為0.05 0.1mm/a時，單面腐蝕取 C2=1 2mm，雙面腐蝕取C2=24mm。當 材料的 腐蝕速度小于或等于 0.05mm/a 時， 單面腐蝕取C2=1mm ，雙面腐蝕取 C2=2mm。對于不銹鋼，當介質的腐蝕性極微時可取C2=0。最 后 將 S+C1+C2 圓 整 到 鋼 板 厚 度 系 列 中 去 ， 所 以 總 厚 度Sn=S+C 1 +C 1 +C ，C 圓整值。二、換熱器封頭選擇各種封頭型式均可選用，但應用最多的是標準橢圓形封頭，目前 已有標準系列。使用時可查 JB-1 1 54

35、-73標準。見附錄 1。三、容器法蘭的選擇1、材質：根據(jù)容器接觸介質和溫度、壓力條件確定。2、法蘭類型：可供選擇的容器法蘭有三種，即甲型平焊法蘭、乙型平焊法蘭和長頸對焊法蘭。其標準號為JB47004707 92,見附錄 2。四、管板尺寸確定選用固定式換熱器管板，并兼作法蘭。推薦采用鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊中有關內(nèi)容。見附錄 3。五、拉脫力計算拉脫力的定義是管子每平方米脹接周邊上所受到的力。對于管子 與管板是焊接聯(lián)接的接頭， 實驗表明， 接頭的強度高于管子本身與金 屬的強度，拉脫力不足以引起接頭的破壞 ;但對于管子與管板是脹接的接頭，拉脫力則可能引起接頭處和密封性的破壞，或使管子拉脫， 為保證管端與管板牢固地連接和良好