列管式換熱器設計

1、第一章列管式換熱器的設計1.1 概述列管式換熱器是一種較早開展起來的型式,設計資料和數(shù)據(jù)比擬完善,目前在許多國家中已有系列化標準.列管式換熱器在換熱效率,緊湊性和金屬消耗量等方面不及其他新型換熱器,但是它具有結(jié)構(gòu)牢固,適應性大,材料范圍廣泛等獨特優(yōu)點,因而在各種換熱器的競爭開展中得以繼續(xù)應用下去.目前仍是化工、石油和石油化工中換熱器的主要類型,在高溫高壓和大型換熱器中,仍占絕對優(yōu)勢.例如在煉油廠中作為加熱或冷卻用的換熱器、蒸儲操作中蒸儲釜(或再沸器)和冷凝器、化工廠中蒸發(fā)設備的加熱室等,大都采用列管式換熱器301.2 列管換熱器型式的選擇列管式換熱器種類很多,目前廣泛使用的按其溫度差補償結(jié)構(gòu)來

2、分,主要有以下幾種：(1)固定管板式換熱器：這類換熱器的結(jié)構(gòu)比擬簡單、緊湊,造價廉價,但管外不能機械清洗.此種換熱器管束連接在管板上,管板分別焊在外殼兩端,并在其上連接有頂蓋,頂蓋和殼體裝有流體進出口接管.通常在管外裝置一系列垂直于管束的擋板.同時管子和管板與外殼的連接都是剛性的,而管內(nèi)管外是兩種不同溫度的流體.因此,當管壁與殼壁溫度相差較大時,由于兩者的熱膨脹不同,產(chǎn)生了很大的溫差應力,以致管子扭彎或使管子從管板上松脫,甚至毀壞整個換熱器.為了克服溫差應力必須有溫度補償裝置,一般在管壁與殼壁溫度相差50c以上時,為平安起見,換熱器應有溫差補償裝置.(2)浮頭換熱器：換熱器的一塊管板用法蘭與外

3、殼相連接,另一塊管板不與外殼連接,以便管子受熱或冷卻時可以自由伸縮,但在這塊管板上來連接有一個頂蓋,稱之為“浮頭,所以這種換熱器叫做浮頭式換熱器.這種型式的優(yōu)點為：管束可以拉出,以便清洗；管束的膨脹不受殼體的約束,因而當兩種換熱介質(zhì)的溫差大時,不會因管束與殼體的熱膨脹量的不同而產(chǎn)生溫差應力.其缺點為結(jié)構(gòu)復雜,造價高.(3)填料函式換熱器：這類換熱器管束一端可以自由膨脹,結(jié)構(gòu)與比浮頭式簡單,造價也比浮頭式低.但殼程內(nèi)介質(zhì)有外漏的可能,殼程終不應處理易揮發(fā)、易爆、易燃和有毒的介質(zhì).(4)U型管換熱器：這類換熱器只有一個管板,管程至少為兩程管束可以抽出清洗,管子可以自由膨脹.其缺點式管子內(nèi)壁清洗困難

4、,管子更換困難,管板上排列的管子少.對于列管式換熱器,一般要根據(jù)換熱流體的腐蝕性及其它特性來選擇結(jié)構(gòu)與材料,根據(jù)材料的加工性能,流體的壓力和溫度,換熱器管程與殼程的溫度差,換熱器的熱負荷,檢修清洗的要求等因素決定采用哪一類型的列管式換熱器.1.3 換熱器內(nèi)流體通入空間的選擇哪一種流體流經(jīng)換熱器的殼程,哪一種流體流經(jīng)管程,以下各點可供參考(以固定管板式為例).(1)不清潔和易結(jié)垢的流體易走管內(nèi),由于管內(nèi)清洗比擬方便.(2)腐蝕性的流體易走管內(nèi),以免管子和殼體同時受腐蝕,而且管子也便于清洗和檢修.(3)壓強高的流體易走管內(nèi),以免殼體受壓,可節(jié)省金屬消耗量.(4)飽和蒸汽易走管間,以便于及時排除冷凝

5、液,且蒸汽較潔凈,它對清洗無要求.(5)有毒流體易走管內(nèi),使泄露時機較少.(6)被冷卻的流體易走管間,可利用外殼向外的散熱作用,以增強冷卻效果.(7)粘度大的液體或流量較小的流體,易走管間,因流體在有折流板的殼程流動時,由于流速和流量的不斷改變.在低R值(R>100)下即可到達湍流,以提升對流傳熱系數(shù).對于剛性結(jié)構(gòu)的換熱器,假設兩流體的溫差較大,對流傳熱系數(shù)較大者易走管間,因壁面溫度與a大的流體溫度相近,可以減少熱應力.1.4 流體流速的選擇增加流體在換熱器中的流速,將加大對流換熱系數(shù),減少污垢在管子外表上沉積的可能性,即降低了污垢熱阻,使傳熱系數(shù)增大,動力消耗就增多.所以適宜的流速要通

6、過經(jīng)濟衡算才能確定.止匕外,在選擇流速時,還要考慮結(jié)構(gòu)上的要求.例如,選擇高的流速,使管子數(shù)目減少,對一定的換熱面積,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；單程變成多程使平均溫度降下來.這些也是選擇流速時應考慮的問題.表1-1至表1-3列出了常用的流速范圍,可供設計參考.所選的流速,應盡可能預防在滯流下流動表1-1常用的流速范圍Table1-1Thescopeofcommonuseincurrentvelocity一般流體易結(jié)垢液體管程流速m/s0.53>>1530殼程流速m/s0.21.5>>0.5315表1-2平安允許速度Tab

7、le1-2Thespeedofthesafeadmissionoftheliquid二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油內(nèi)酮平安允許速度/m/s<1<2-1.5<10表1-3不同粘度液體的常用流速Table1-3Thedifferentoftheliquidincommonusecurrentvelocity液體粘度/mPa.s>1500150050050010010035351<1最大流速/m/s0.60.751.11.51.82.41.5 確定設計方案的原那么1.5.1 滿足工藝和操作的要求.設計出的流程和設備首先要保證質(zhì)量,操作穩(wěn)定,這就必須配置必要的閥門和計量儀表

8、等,并在確定方案時,考慮到各種流體的流量,溫度和壓強變化時采取什么舉措來調(diào)節(jié),而在設備發(fā)生故障時,檢修應方便.1.5.2 滿足經(jīng)濟上的要求.在確定某些操作指標和選定設備型式以及儀表配置時,要有經(jīng)濟核算的觀點,既能滿足工藝和操作要求,又使施工建簡便,材料來源容易,造價低廉.如過有廢熱可以利用,要盡量節(jié)省熱能,充分利用,或者采取適當?shù)呐e措到達降低本錢的目的.1.5.3 保證平安.在工藝流程和操作中假設有爆炸,燃燒、中毒、燙傷等危險性,就要考慮必要的平安措施.又如設備的材料強度的驗算,除按規(guī)定應有一定的平安系數(shù)外,還應考慮預防由于設備中壓力忽然升高或者造成真空而需要裝置平安閥等.以上所提的都是為了保

9、證平安生產(chǎn)所需要的.第二章列管式換熱器熱力計算2.1 穩(wěn)態(tài)傳熱(D穩(wěn)態(tài)傳熱的根本方程式為：Q=KAtmQ熱負荷,WK總傳熱系數(shù),W/rC；A換熱器總傳熱面積,m2;tm進行換熱的兩流體之間的平均溫度,C2.1.1 熱負荷當忽略換熱器對周圍環(huán)境的散熱損失時,根據(jù)能量平衡,熱流體所放出的熱量應等于冷流體所吸收的熱量,即Q=WHhi-Hh2)=W(Hc2-Hci)(2)式中Q換熱器的熱負荷,kJ/h或WW流體的質(zhì)量流量,kg/h；H單位質(zhì)量流體的始,kJ/kg；下標c,h分別表示冷流體和熱流體,下標1和2表示換熱器的進出口.假設換熱器中兩流體無相變化,且流體的比熱容不隨溫度而變或可取平均溫度下的比熱

10、容時,即Q=Wph(TT2)=WGc(t2-t1)(3)式中G流體的平均比熱容,kJ/(kg?C)；t冷流體的溫度,C；T熱流體的溫度,C.假設換熱器中有熱流體的相變化,即Q=WhT=VCCpc(t2-t1)(4)式中W飽和蒸氣(即熱流體)的冷凝速率,kg/h；丫飽和蒸氣的冷凝熱,kJ/kg.2.1.2 總傳熱系數(shù)(1)總傳熱系數(shù)的計算式兩流體通過管壁的傳熱包括以下過程40a.熱流體在流動過程中把熱量傳給管壁的對流熱.b.通過管壁的熱傳導.c.管壁與流動中的冷流體之間的對流傳熱.d.換熱器在實際操作中,傳熱外表上常有污垢積存,對傳熱產(chǎn)生附加熱阻,使總傳熱系數(shù)降低.在估算K值時一般不能忽略污垢熱

11、阻.由于污垢層的厚度及導熱系數(shù)難以準確地估計,因此通常選用污垢熱阻的經(jīng)驗值,作為計算K值的依據(jù),假設管壁內(nèi)、外側(cè)外表的污垢熱阻分別用R及Ro表示.1/K=1/oo+do/adi+Ro+Rdo/di+bdJ入dm(5)其中co管外流體傳熱膜系數(shù),w/m2：C；a管內(nèi)流體傳熱膜系數(shù),w/m2：C；R、Ro管壁內(nèi)、外側(cè)外表的污垢熱阻,品/w;d、do、dm管內(nèi)徑、外徑和內(nèi)、外徑的平均直徑,m；b管子壁厚,mm入管壁材料的導熱系數(shù),w/m-C；2.1.3 平均溫度變溫傳熱時,假設兩流體的相互流向不同,那么對溫度差的影響也不同,通常逆流傳熱效果好,以逆流為列,推導出計算平均溫度的通式./,、一Atm=(

12、At1+At2)/2(6)A11=T1-t2At2T2-t1式中T1,T2熱流體的進出口溫度,C；t1,t2冷流體的進出口溫度,C；,一Atm=AtAtm(7)Atm按逆流計算時的平均溫度差,C；At溫度差校正系數(shù),無量綱;溫度差校正系數(shù)At與冷熱流體的溫度變化與關(guān),是P和R兩因素的函數(shù),即At=f(P,R)式中P=(t2-ti)/(Ti-t1)=冷流體溫升/兩流體的最初溫度差R=(T2-T1)/(t2-t1)=熱流體的溫降/冷流體的溫升溫度校正系數(shù)At值可根據(jù)P和R兩因素從相應的圖中查得溫度差校正系數(shù)圖是基于以下假設作出的.殼程任一截面上流體溫度均勻一致.(1)管方各程傳熱面積相等.(2)總

13、傳熱系數(shù)K和流體比熱容Cp為常數(shù).(3)流體無相變化.(4)換熱器的熱損失可以忽略不計.2.2 對流傳熱膜系數(shù)無相變對流傳熱的傳熱膜系數(shù)2.2.1 管內(nèi)傳熱膜系數(shù)對低黏度流體,Re>10000,0.7<Pr<120,L/d>60時a=0.023入i/diReJ8Prin(8)加熱n取0.4;冷卻n取0.32.2.2 管外傳熱膜系數(shù)oo=0.36(X/dm)Rey5Pri1/3(正向0.14(9)Re=2X1031X106有相變對流傳熱的傳熱膜系數(shù)5蒸汽在水平管外冷凝ao=1.163X0.945(f3p2g/卜可)1/3(10)2.3 流體壓強降的計算2.3.1 管程流動

14、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EZP等于直管阻力、反阻力及進、出口阻力之和.一般進、出口阻力可忽略不計,故管程阻力的計算式為式中EZPi=(APi+AP2)FtN(11)APi、牙2分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降,Pa；Ft結(jié)垢校正因數(shù),無量綱,對25X2.5mm勺管子,取1.4,對19X2mm的管子,取1.5;N管程數(shù)；妒尸入(L/d)X(pu2/2)(12)AR=3pu2/2(13)2.3.2 殼程流動阻力現(xiàn)已提出的殼程流動阻力的計算公式雖然較多,但是由于流體的流動狀況比擬復雜,因此使計算得到的結(jié)果相差很多.下面殼程壓強降AR的公式,即EAP0=

15、(AR+AB)FsN(14)式中AP/流體橫過管束的壓強降AP2流體通過折流板缺口的壓強降,Fs殼程壓強降的結(jié)垢校正因數(shù),無量綱,液體可取1.15,氣體可取1.0AR=Ff°nc(NB+1)(uu2(15)AP2=Nb(3.5-2h/D)pu2/2(16)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,對轉(zhuǎn)角正方形為0.4,正方形為0.3.f0殼程流體的摩擦系數(shù),當Rs>500時,f0=5.0Re/28;nc橫過管束中央線的管子數(shù),管子按正三角形排列nc=1.1Xn1/2管子按正方形排列nc=1.19Xn1/2Nb折流擋板數(shù)；H折流擋板間距,m；u0按殼程流通截

16、面積A)計算的流速,m/s,而A0=H(D-ncd.)一般來說,液體流經(jīng)換熱器的壓強降為10100kPa,氣體的為110kPa.第三章工藝流程汽提塔E101底部的溶液經(jīng)減壓閥LC9202減壓至ij1.76Mpa進入中壓分解別離器V102,溶液在此閃蒸并分解,別離后尿液進入中壓分解塔E102A/B,甲俊在此分解E102A殼體用0.5Mpa蒸汽供熱,E102B用汽提塔蒸汽冷凝液別離器V109的2.5Mpa蒸汽冷凝供熱.從中壓分解塔別離器頂部出來的含有氨和二氧化碳的氣體先送到真空預濃縮器E104殼程中,被中壓碳俊液泵P103A/B送來的碳錢液吸收,具吸收和冷凝熱用來蒸發(fā)尿液中的局部水份,然后進入中壓

17、冷凝器E106用冷卻水冷卻,最終進入中壓吸收塔C101.中壓吸收塔為泡罩塔,它用氨開泵P105A/B來的液氨和氨水泵P107A/B送來的氨水共同洗滌二氧化碳.中壓吸收塔頂部含有微量惰性氣氨進入氨冷器E109冷凝成液氨,收集于氨收集器V105,不凝氣通過氨回收塔C105進入中壓惰性氣體洗滌塔C103惰性氣體放空,具吸收熱通過中壓氨吸收塔E111用冷卻水帶走,氨水通過氨水泵P107A/B被送到中壓吸收塔.中壓吸收塔底部溶液通過高壓甲俊泵P102A/B加壓到15.5Mpa送到甲俊冷凝器E105,返回合成圈.這里所做的換熱器設計就是對中壓吸收塔出來的氣氨進行冷凝成液氨的設備進行設計計算,以下是氨冷凝器

18、所在工藝流程中的位置見附圖3-10第四章?lián)Q熱器工藝過程計算4.1 設計任務和條件物料：NH、循環(huán)水等.其中循環(huán)水走管程.工藝條件：殼程：操作壓力：1.62MPa溫度43c38c(入/出)管程：操作壓力：0.4MPa溫度32c36c(入/出)其中：NH:流量：580m3/h密度13Kg/m34.2 設計過程列管式換熱器的選型和設計計算步驟4.2.1 試算并初選設備規(guī)格(1)確定流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,選擇列管換熱器的形式；計算定性溫度,并確定在定性溫度下的流體物性.(4)計算平均溫度差,并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應小于0.8的原那么,

19、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值.(6)由總傳熱速率方程Q=K肉tm,初步算出傳熱面積S,并確定換熱器的根本尺寸(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.4.2.2 計算管程、殼程壓強降根據(jù)初定的設備規(guī)格,計算殼程、管程流體的流速和壓強降.檢查計算結(jié)果是否合理或滿足工藝要求.假設壓強降不符合要求,要調(diào)整流速,再確定管程數(shù)或折流板間距,或選擇另一規(guī)格的換熱器,重新計算壓強降直至滿足要求為止.4.2.3 核算總傳熱系數(shù)計算管程、殼程對流傳熱系數(shù),確定污垢熱阻R和R.,再計算總傳熱系數(shù)K,比擬K的初設值和計算值,假設K/K=1

20、.151.25或(K-K)/K=15.5%30%那么初選的換熱器合適.否那么需另設K值,重復以上計算步驟6.4.3.1 定性溫度下流體物性NH:p=13kg/m3仙=0.918x10-5Pas入=0.0215W/MC丫=1373kJ/kgCp=0.67kJ/kgCV=580m3/h循環(huán)水：p=995.7kg/m3=80.07X10-5Pas入=0.6176W/MCCp=4.174kJ/kgC液氨：pf=583kg/m3入f=0.432kcal/mh-Cf=0.306kg/mhg=12.7X107本設計中涉及到氨的相變化傳熱過程,根據(jù)兩流體的情況,循環(huán)水走管程,氨走殼程進行計算.4.3.2 試算

21、和初選換熱器的型號(1)計算熱負荷和冷卻水流量Q=Q1(顯熱)+Q(潛熱)Q=WCp(T-T2)=VPCp(Ti-T2)=(580乂13/3600)乂0.67X103X(43-38)=7016.4wQ=Wr=Vp丫=(580X13/3600)X1373X103=2875672.2wQ=Q+Q2=7016.4+2875672.2=2882688.6wVH2(=Q/CpAt=2882688.6/(4.174乂103X(36-32)=172.657kg/sWo=WH20/p=172.657/995.7=0.173m3/s(2)計算兩流體的平均溫度差暫按單殼程、多管程進行計算.逆流時平均溫度差為NH4

22、3C-38c水36C32cAt7C6CAtm=(At1+At2)/2=6.5C而R=(T1-T2)/(t2-t1)=1.25P=(t2-t1)/(T1-t1)=0.364由P、R值查圖417查得At=0.92所以Atm=AtXAtm'=0.92X6.5=5.98C(3)初選換熱器型號根據(jù)兩流體的情況,假設K=1100W/M-C故S=Q/KXAt卡2882688.6/1100/5.98=438.2m由于Tm-t十5-4=lC<50C因此不需要考慮熱補償.據(jù)此,由換熱器系列標準,有關(guān)參數(shù)如下表4-1:表4-1換熱器系列標準Tab.4-1Heatexchangeisrelatedtod

23、ata參數(shù)殼徑D/mm1000公稱面積S/m2446.2公稱壓強/MPa1.62管子尺寸/mm19X2管子總數(shù)1267管長/m6管子排列方法三角形管程數(shù)1實際傳熱面積$=nndL=1267X3.14X0.019X(6-0.1)=446吊.假設采用此換熱面積的換熱器,那么要求過程的總傳熱系數(shù)為1100W/M-C.4.3.3 核算壓強降(1)管程壓強降EAP=(APi+AP)FtN其中Ft=1.5Np=1管程流通面積A=(n/4)di2n/Np=0.785X0.0152X1267/2=0.2239m2ui=VS/Ai=0.173/0.2239=0.8m/sRe=dup/p=0.019X0.8乂99

24、5.7/(80.07乂10-5)=14922.4設管壁粗糙度£=0.1mm,£/d=0.1/15=0.0067,由第一章中的人-Re關(guān)系圖中查得入=0.039所以APi=入(L/d)X(pu2=0.039乂(6/0.015)乂(995.7乂0.82/2)=4970.5PaAP2=3pu2/2=3X995.7乂0.82/2=955.9Pa貝UEAP=(4970.5+955.9)X1.5X1=29839.35Pa<100Kpa(2)殼程壓強降EAF0=(APi+AR)FsN其中Fs=1.0Ns=1APi=Ff0nc(NB+1)(pu2/2)管子為三角形排列,F=0.5nc

25、=1.1n1/2=1.1x12671/2=39取折流擋板間距h=0.3mNB=L/h-1=6/0.3-1=19殼程流通面積A=H(D-ncd°)=0.3X(1-39X0.019)=0.0777m2U0=V0/A0=580/3600/0.0777=2.07m/sRa=dcucp/=0.019X2.07x13/(0.918X10-5)=55696.1>500f0=5.0Re.-"228=5.0X55696.1-0.228=0.414所以AP1=0.5X0.414X39X(19+1)X13X2.072/2=4497PaAP2=Nb(3.5-2h/D)pu2/2=19X(3.

26、5-2X0.3/1)13X2.072/2=1534.6PaEAF0=(4497+1534.6)義1義1=6031.6Pa<10kPa計算說明,管程和殼程壓強降都能滿足題設的要求.4.3.4 核算總傳熱系數(shù)(1)管程對流傳熱系數(shù)Re=14922.4Pn=cCp/人=80.07X10-5X4.174X103/0.6176=5.41ai=0.023人/dReJ8Pri°.4=0.023X(0.6176/0.02)乂14922.485.410.42-=4061.6W/mC(2)殼程對流傳熱系數(shù)a0由于發(fā)生相變傳熱可有公式a0=0.945(入pf2g/11fGj)1/3G=W/(L(Nt

27、)2/3)=Vp/(L(Nt)2/3)=580乂13/(6乂12672/3)=10.7kg/sa°=0.945(入/pf2g/uG)1/3=0.945x(0.4323x5832x12.7x107/(0.306乂10.7)1/3=9635.2kcal/m2h:Ca0=1.163a0=1.163X9635.2=11205.7W/m2-C污垢熱阻查閱資料,管內(nèi)、外側(cè)污垢熱阻分別取為Rs=0.00017m2-C/WRs0=0.00017m2-C/W(4)總傳熱系數(shù)K0管外側(cè)熱阻忽略時,總傳熱系數(shù)K0為K=1/(1/a0+Rso+RSid0/di+&/di/ai)=1/(1/11205

28、.7+0.00017+0.00017X0.019/0.015+0.019/(0.015X4061.6)=1272.3W/m2-C由前面的計算可知,選用該型號的換熱器時要求過程的總傳熱系數(shù)為1100W/m2-C1.1 .在規(guī)定的流動條件下,計算出的K)為1272.3W/m-C,故所選擇的換熱器是適宜的,平安系數(shù)為(K-K)/KX100%=(1272.3-1100)/1100X100%=15.7%第五章?lián)Q熱器主體設備工藝尺寸確實定5.1 管子的規(guī)格和排列方法選擇管徑時,應盡可能使流速高些,但一般不超過前面介紹的流速范圍.易結(jié)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換熱器系列標準中僅為

29、中25m錦5.2 mm及19mm<2mmW種規(guī)格的管子7.管長的選擇是以清洗方便即合理使用管材為原那么.長管不便于清洗,且容易彎曲.一般出廠的標準管長為6m,那么合理的換熱管長應為1.5m、2m3m和6nl系列標準中也采用這四種管長.此外管長和殼徑應相適應,一般去L/D為46(對直徑小的換熱器可取大些),如前所述,管子在管板上的排列方法有正三角形、正方形和轉(zhuǎn)角正方形等.正三角形排列的優(yōu)點有：相同殼程內(nèi)可排列更多的管子；管板的強度高；流體走短路的時機少,且管外流體擾動較大,因而對流傳熱系數(shù)高.正方形排列的優(yōu)點是便于清洗列管外壁,使用與殼程流體易產(chǎn)生污垢的場所；但其對流傳熱系數(shù)較正三角形排列

30、時低.轉(zhuǎn)角正方形排列那么介于上述兩者之間,與直列排列相比,對流傳熱系數(shù)可適當?shù)奶嵘?管子在管板上排列的間距t(指相鄰兩管子的中央距),隨管子和管板的連接方法的不同而異.通常,脹管法取t=(1.31.5)d0,且相鄰兩管外壁間距不應小于6mm即t>(do+6)(焊接法取t=1.25do.1.2 管程和殼程數(shù)確實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)流速降低,因而對流傳熱系數(shù)較小.為了提升管內(nèi)流速,可采用多管程.但是程數(shù)過多時,導致管內(nèi)流動阻力增大,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面積減少.設計時應考慮這些問題.列管換熱器的系列標準中

31、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)大致相等網(wǎng).管程數(shù)m可按下式計算,即m=u/u其中u管程內(nèi)流體的適宜流速m/s；u管程內(nèi)流體的的實際流速m/s.當溫度差校正系數(shù)人低于0.8時,可采用殼方多程.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.但由于殼程隔板在制造、安裝和檢修等方面都有困難,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)起來使用,以代替殼方多程.例如當需殼方兩程時,即將總管數(shù)等分為兩局部,分別裝在兩個內(nèi)徑相同而直徑較小的外殼中,然后把兩個換熱器串聯(lián)使用.1.3 折流擋板安裝折流擋板的目的,是為加大殼程流體的速度,是湍流程度加劇

32、,以提升殼程對流傳熱系數(shù)9.最常用的為圓缺型擋板,切去的弓形高度約為外殼內(nèi)徑的10%40%一般取20%25%過高或過低都不利于傳熱.兩相鄰檔板的距離板間距h為外殼內(nèi)徑D的0.21倍.系列標準中采用的h值為：固定管板的有150、300和600三種,單位均為mm浮頭的有150、200、300、480和600五種,單位均為mm板間距過小,不便于制造和檢修,阻力也較大.板間距過大,流體就難于垂直的流過管束,使對流傳熱系數(shù)下降.1.4 外殼直徑確實定換熱器的殼體的內(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、管中央距及管子的排列方法等,可采用作圖的方法確定殼體內(nèi)徑.但是,當

33、管數(shù)較多又要反復計算時,用作圖法就太麻煩了.一般在初步設計中,可先選定兩流體的流速,然后計算所需的管程和殼程的流通截面積,與系列標準中查出外殼的直徑.待全部設計完后,仍用作圖法畫出管子排列圖.為了使管子均勻排列,預防流體走“短途,可適當增減一些管子10.另外,初步設計中也可用下式計算殼體的內(nèi)徑,即D=tnc-1+2b其中D殼體內(nèi)徑,m；t管中央距,m；nc橫過管束中央線的管數(shù)；b管束中央線上最外層的中央至殼體內(nèi)壁的距離,一般取b=11.5d°ninc值可用下面公式估算,即管子按正三角形排列nc=1.1n1/2管子按正方形排列nc=1.19n1/2式中n為換熱器的總管數(shù).表5-1殼體標

34、準尺寸Table5-1Hullstocksize殼體外徑/mm325400500600700800900100011001200最小壁厚/mm81012141.5 主要附件封頭：封頭有方形和圓形兩種,方形用于直徑小一般小于400mm的殼體,圓形用于大直徑的殼體11.緩沖擋板：為預防殼程流體進入換熱器時對管束的沖擊,可以在進料口裝設緩沖擋板.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,為了提升傳熱效果,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,以排除不凝氣體和冷凝液等.換熱器中流體進、出口的接管直徑按下

35、式計算,即1/2D=4VS/Efu式中vs流體的體積流量,m/s；u流體在接管中的流速,m/s；流速u的經(jīng)驗值可取為對液體u=1.52m/s對蒸汽u=2050m/s對氣體u=0.150.2p/pp為壓強,KP;p為氣體密度,Kg/m3.1.6 材料選用列管換熱器的材料應根據(jù)操作壓力、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腐蝕性能下降.同時具有耐熱性、高強度及耐腐蝕性的材料是很少有的.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耐腐蝕性能好,但價格高且較稀缺,應盡量少用12表5-2列管換熱器各部件的常用材料Ta

36、ble5-2Thecommonmaterialforeachpartsofthetubeheatexchanger部件或零件名稱碳素鋼殼體、法蘭A3F、AR16MR16Mn+0Cr18Ni9Ti法蘭、法蘭蓋16Mn、A16MN+1CNi9Ti管板A41CNigTi膨脹節(jié)A3F、16MR1CNigTi擋板和支撐板A3F1CNigTi螺栓16Mn、40M、40MnB換熱管10號A3、40M1CNi9Ti墊片石棉橡膠板支座A3F5.7管板尺寸確實定5.7.1 管板受力情況分析列管換熱器的管板,一般采取平板管,在圓平板上開孔裝設管束,管板又與殼體相連管板所受載荷除管程和殼程壓力外,還承載管壁和殼壁的溫差引起的變形不協(xié)調(diào)作用等130管板受力情況較為復雜,影響管板應力大小又如下因素：(1)與圓平板類似,管板直徑、厚度、壓力大小,使用溫度等對管板應力又顯著影響.(2)管束的承載作用.換板與許多換熱管剛性的固定在一起,因此,管束起著支撐