轻工食品学院
化工原理课程设计
列管式换热器
班级生物工程081班
姓名陈艺琦
学号200810734116
指导教师邓开野李南薇
提交日期2010年12 月31 日
目录
1、引言 (3)
2、换热器设计任务书 (4)
2.1设计题目 (4)
2.2工艺条件 (4)
2.3设计任务 (4)
2.4设计工作量 (4)
3、列管换热器的流程图 (5)
4、设计说明 (6)
4.1换热器类型的选择 (6)
4.2流程安排 (6)
4.3加热剂或冷却剂的选择 (6)
4.4流体进出口温度的确定 (7)
5、设计方案的确定 (8)
5.1选择换热器的类型 (8)
5.2流体流入空间的选择 (8)
5.3流向的选择 (8)
5.4确定物性数据 (9)
5.5定性温度计算 (9)
6、初算冷却水的流量 (10)
6.1计算传热量 (10)
6.2计算冷却水的量 (10)
6.3出算传热面积 (10)
7、列管式换热器结构设计 (12)
8、传热面积校核 (15)
9、核算压力降 (19)
10、计算结果一览表 (21)
11、重要符号说明 (22)
12、参考文献 (23)
13、设计总结 (24)
一引言
换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，它不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一项化工单元操作的重要附属设备，因此在化工生产中占有重要的地位。
由于工业生产中所用的换热器的目的和要求各不相同，换热设备的类型也多种多样。而这个设计中主要是介绍列管试换热器。列管试换热器在化工生产中主要作为加热（冷却）器，蒸发器和再沸腾器及冷凝器使用。在这些不同的传热过程中，有些为无相变化传热，有些是有相变化传热，他它们具有不同的传热机理，遵循不同的流体力学和传热规律，因此在设计方法上存在一些差别。列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。
在满足生产的工艺条件、保证生产正常进行的前提下，还应该考虑过程的经济性。这牵涉到合理的选择设备及利用热能的问题。传热性能良好且结构紧凑的热交换设备，有利于节省设备费用的投资和热能的有效利用；如果热交换设备的传热性能不良或窜热面积过小，则难于有效利用低品位的热能，造成操作费用的增加。
通过这次的课程设计学习，就是要要分析影响传热速率的因素，掌握控制传递速率的一般规律。为本次的列管试换热器的工艺设计打下基础。
二换热器设计任务书
2.1设计题目
列管式换热器设计
2.2工艺条件
（1）空气气体从120℃冷却到60℃
（2）冷却介质采用20℃的循环水
（3）混合气体流量：13000Kg/h
2.3设计任务
（1）换热器的热负荷、载热体用量、初算平均温度差、传热面积、传热系数、污垢系数、管程压力降、壳程压力降，主要工艺及结构基本参数的计算。（2）列管式换热器主要构件的尺寸与接管尺寸的确定。
2.4设计工作量
（1）设计说明书一份。设计结果一览表包括：传热面积、传热系数、污垢系数、压力降及附属设备选型情况等。
（2）换热器结构及管子组合排列图各一张。
三列管换热器的流程图
四设计说明
4.1换热器类型的选择
由于工业生产中所用换热器的目的和要求各不相同，换热设备的类型也多种多样。不同类型的换热器各有自己的优缺点和适用条件。因此，选择的换热器要保证达到工艺要求的热流量，操作上要安全可靠，结构上要简单，可维护性要好，尽可能节省操作费用和设备投资。
4.2流程安排
在列管式换热器设计中，冷、热流和流程，需进行合理安排，一般应考虑以下原则。
○1易结垢流体应走易于清洗的一侧。对于固定管板式、浮头式换热器，一般应使易结垢流体流经管程，而对于U 型管换热器，易结垢流体应走壳程。
○2有时在设计上需要提高流体的速度，以提高其表面传热系数，在这种情况下，应将需要提高流速的流体放在管程。这是因为管程流通截面积一般较小，且易于采用多管程结构以提高流速。
○3具有腐蚀性的流体应走管程，这样可以节约耐腐蚀材料用量，降低换热器成本。
○4压力高的流体应管程。这是因为管子直径小，承压能力强，能够避免采用耐压的壳体和密封措施。
○5具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳程，便于排出冷凝液。
○6粘度大的流体应壳程，因为壳程内的流体在折流板的作用下，流通截面和方向都不断变化，在较你的雷诺数下就可达湍流状态。
应该说明的是，上述要求常常不能同时满足，在设计中应考虑其中的主要问题，首行满足其中较为重要的要求。
4.3加热剂或冷却剂的选择
一般情况下，用作加热剂或冷却的流体是由实际情况决定的。但有些时候则需要设计者自行选择。在选用加热剂和冷却剂时，除首先应满足所能达到的加热
器或冷却温度外，还应考虑其来源方便，价格低廉，使用安全。在化工生产中，水是常用的冷却剂，饱和水蒸气是常用的加热剂。
4.4流体进出口温度的确定
工艺流体的进出口温度是工艺条件所规定的。加热剂或冷却剂的进口温度也是确定的，但其出口温度有时可由设计者选定。该温度直接影响加热剂或冷却剂的用量以及换热器的大小，因而这个温度的确定有一个经济上的优化问题。例如以水为冷却剂时，由于工艺流体的进出口温度及流量都是确定的，所以若冷却水出口温度选择得较高，其用理就可以减少，从而降低了操作费用，但此时由于平均传热温差下降，使得设备较大，增加了设备投资。适宜的出口温度应使操作费和设备费之和最小。另外，还应考虑到温度对污垢的影响，比如未经处理的河水作冷却剂时，其出口温度一般不得超过50℃，否则积垢明显增多，会大大增加传热阻力。
五设计方案的确定
5.1选择换热器的类型
本设计冷却器选用带有折流挡板的浮头式管换热器，浮头式换热器可以从壳体中抽出，便于清洗、检修。适用壳体壁温和管壁温差较大的场合。这种换热器的特点是一端管板与壳体用螺栓固定，而另一端管板不与壳体相连，与另一个可以自由伸缩的壳体（封头）相连，当换热器管束受热或受冷时可以自由伸缩，不受壳体的约束，固管、壳间不产生温差应力。且且这种换热器适用于高温、高压的大型装置中。
采用折流挡管束板，可使作为冷却剂的水容易形成湍流，可以提高对流表面传热系数，提高传热效率。
本设计中的浮头式换热器采用的材料为不锈钢。
见参考文献275页
5.2流体流入空间的选择
本冷却器的管程走入口温度为20°C的冷却介质水，壳程走混合气体。冷溶液和加热水逆向流动换热。根据的原则有：
1.压强高的流体宜走管程，因为管子直径小，耐压能力高，并避免采用耐压的壳体和密封措施。
2.对于刚性结构的换热器，若两流体的的温度差较大，对流传热系数较大者宜走管间，因壁面温度与对流表面传热系数大的流体温度相近，可以减少热应力，防止把管子压弯或把管子从管板处拉脱。
3.冷原料走管内，可以提高其流速增大其对流传热系数，因为管内截面积通常比管间小，而且以增大流速。
4.被冷却的流体宜走壳程，便于散热。
*参考详见参考文献1、2
5.3流向的选择
因工艺上无特殊要求，所以选用逆流操作。
5.4 确定物性数据
空气： 进口温度120℃ 出口温度60℃ 冷却水：进口温度20℃ 设出口温度60℃
5.5 定性温度计算
定性温度：对于空气和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。
空气的定性温度： 902
60
120221=+=+=
T T T ℃ 水的定性温度： 402
2060221=+=+=t t t ℃
空气在定性温度下的有关物性数据如下：
水在定性温度下的有关物性数据如下：
*参考 详见参考文献4
六 初算冷却水的流量
6.1计算传热量
()
W T T C q o p o v m 235433)60120(10009.1360014000
T T C q Q 3`2`1..1`
2`1o p,o =-???=
-=-=ρ）
（，
6.2计算冷却水的量
s kg t t C Q m i p 41.1)
2060(10174.4235433
)(3
12.=-??=-=
6.3.初算传热面积
6.3.1按逆流计算
/1T 1t /2T 2t 120℃ → 60℃
20℃ → 60℃
1t ?＝=-21t T 60℃ 2t ?＝=-12t T 40℃
)(3.494060
ln 40
60ln 2
1
21K t t t t t m =-=???-?=
?逆 5.1206060120t t T T R 1221=--=--=
4.020
12020
60t T t t P 1112=--=--=
图6.3.1 温差校正系数图
?
由于22t T ≤，所以应采用双壳管、双管程的列管式换热器
据R 、P 的数值可从温差校正系数ψ算图，查得温差校正系数ψ=0.968
℃逆7.473.49968.0=?=?=?m m t t ψ
6.3.2传热面积的计算
据传热系数K 的大致范围，取K=180)/(2K m W ? 则估算传热面积：
估A =
)(42.277
.47180235433
2m t K Q m =?=?
七 列管换热器结构设计
7.1换热管规格
选用φ19mm ?2mm 的不锈钢管，管长m l 3=。 *参考 详见参考文献2
7.2管子数目和管程数
传热管总管数：
根）π估(1533
101914.342
.27d 3
=???=
=
-l
A n 单程流速：
s
m n
d q n q u i
m v 09.0153019.04
14
.32
.99289.34
d 4
222
=??=
=
=
ρπ
单程流速较低，为提高传热效果考虑采用多程管。按管程流速的推荐范围，
选管程流速为s m 4.0u'=，所以管程数为44.409
.04
.0u '===u m ,管程数取5管程。
7.3确定管子在管板上的排列方式
图7.3.1
该换热器为30程，固采用正三角形排列，管子与管板采用焊接结构。管心距的实际最小值不能小于 （d+6）mm ，取t=19+6=25mm 。
图7.3.2
7.4壳体的内径确定
采用多管程结构，壳体内径可按式'2)1(b n t D c +-=估算。 即mm D 372195.12)11531.1(25=??+-= 式中 D ——壳体内径，mm t ——管间距，mm
c n ——横过管束中心线的管束，管子按正三角形排列时，nc=1.1n
'b ——管束中心线上最外层管的中心至壳体壁的距离，一般可取
'b =（1～1.5）d mm
7.5绘管板布置图确定实际管子数目
取管板厚度为
25.144
3=d
mm ，设管子与管板焊接时伸出管板长度为3mm ，所以换热器的实际传热面积：
)003.0201425.02(0?-?-=l d n A π
)003.0201425.023(019.014.3153?-?-???=
=27.072m
管程实际流速：
s m n q u v
452.05
153019.0414.32.99289
.3d 42
2=??==π
7.6折流挡板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去圆缺 高度为：mm D h 9337225.025.0=?==
因壳程为单相清洁流体，所以折流板却口水平上下布置。缺口向上的折流板底部开一90°小缺口，以便停机时排净器内残液。
*参照 详见参考文献7
取折流板间距 B=0.99D ，则 )2.0(36837299.0D B D mm B <<=?= 折流板数 块）(71368
3000
1=-=-=B l N B l ——换热管长 B ——折流板间距
*参照 详见参考文献5《食品工程原理》
7.7其他附件
封头、筒体法兰、管板、支座等根据相关标准从相关手册上查取。详见参考文献7
选拉杆直径为16mm 的钢拉杆，拉杆数量为4根。
7.8接管
7.8.1管程流体进出口接管
取管程内流速s m u 6= 则接管内径m 03.06
14.32.99289
.34u
4=??=
=
）
（πV S i d i d ——接管内径，mm
s V ——进，出换热器流体的体积流量，m 3/s U ——流体在管内流动的适宜流速，m/s 7.8.2壳程流体进出口接管
取管内流速s m u 12= 则接管内径m 42.012
14.3972.089
.34u
4=??=
=）
（πV S o d
八 传热面积校核
8.1传热温度差的校核
计算P 和R
5.12060601201221=--=--=
t t T T R 4.020
12020
601112=--=--=t T t t P *参照 详见参考文献10
根据P 、R 值，查温差校正系数图?，由于12t T ≤，所以应采用双壳管、双管程的列管式换热器。
图8.1 温差校正系数图
?
查得温差校正系数ψ=0.968
则 ℃逆7.473.49968.0=?=?=?m m t t ψ
8.2总传热系数K 的计算
8.2.1管内膜传热系数： 1030110
653.02
.992452.0015.0Re 3
=???=
=
-i
i
i i i u d μρ 292.4635
.010653.010174.4Pr 33i =???==
-?i
i
p i c λμ
流体被加热，取n ＝0.4。因为管内流体无相变化，在圆形直管内作强制湍流
时，而且低于2倍常温水的粘度，而且流体被加热，所以传热系数公式选用：
）
（K d n
i
i
i ?=???
==24.08
.08.0m /W 2828292.410301015
.0635.0023.0Pr Re 023
.0λα 8.2.2管外膜传热系数
流体被冷却，取n ＝0.3 t ＝19+6=25mm=0.025m
传热当量直径e d 的计算与管子排列方式有关。因为管子正三角形排列，所以传热当量直径为：
)(017.0019
.014.34019.014.3025.023*********m d d t d o
o
e =????????-?=????
????-=
ππ
0)5.1~1('d b = n n c 1.1=
'2)1(b n t D c +-==mm D 372195.12)11531.1(25=??+-?=
D B D <<2.0 m mm B 2368.0368== 取m mm D 372.0372==
流速u 根据流体流过管间的最大截面S 计算
(1)t
d S BD =-
t ＝0.025m 所以壳程流通截面积：
)(033.0025.0019.01372.0368.0)1(2
m t d BD A o o =??
? ??-??=-
= *参考:由文献4查表得：6105.21-?=空气μPa ·s 壳程流体流速：
)/(2.121033
.0972.089.3s m A q u o v o ===
代入计算得：
9314910
5.21972
.02.121017.0Re 6
=???=
=
-o
o
o e o u d μρ
693.010
13.3105.2110009.1Pr 2
63,=????==
--o
o
o p o c λμ
)/(11.318)10
21105.21(693.093149017.01013.336.0)(
Pr Re
36
.0214.06
63
155.0214
.031
55
.00K m W d a w
o e
o
?=???????==---μμλ
8.2.3总传热系数K
已知0.0019m δ=；取不锈钢导热系数)/(16C m W ?=λ 该设计中水与空气的污垢热阻可忽略不计，固
()[]
m
b )
.m /W K .m //26711.3181
017.016019.0002.0015.02828019.01
1
12o 2(—管壁的厚度，—（，—传热管壁的导热系数—）
（—总传热系数，—式中
（计）计）K W K K m W de bd d d K o
o i i o o λαλα?=+
??+?=
++=
8.3总传热系数的校核
上式算得K o （计）=267 前面估算K o （选）=180，则
48.1180
267
K K o O(==
（选）
计） 说明K O 的选定值合适，该换热器的设计合理。
8.4换热管壁温
为检验所选换热器的型式是否合适，是否需要加设温度补偿装置等，所以要 计算其壁温。
换热管壁温可由下式估算。
2
121a a t a T a t m
m w ++=
由上面计算知K).m (282821W i ==αα；).(11.31822K m W o ==αα；
C 36206.0604.06.04.012?=?+?=+=t t T m
C 84606.01204.0T 6.0T 4.0t 21?=?+?=+=m
所以换热管平均温度为：
℃85.4011
.318282884
11.318362828=+?+?=
w t
8.5壳体壁温
壳体壁温的计算方法与传热管壁温的计算方法类似。这里由于传热条件使壳体壁温接近于介质温度，所以壳体壁温可取壳程流体的平均温度，即C 90T W ?=
壳体壁温与传热管壁温之差为：?C 15.4940.85-90t ?==
九 核算压力降
9.1管程压力降
对多程换热器，其总阻力为各程直管阻力、回弯管阻力及进出口阻力之和。相比之下，进出口的阻力较少，一般可忽略不计。因此，管程总阻力的计算式为
p s t i
N N F p p p
)(21?+?=?∑
t F 为管程校正系数，对Ф19mm×
2mm 的管子取1.5 s N 为串联的壳程数 p N 为管程数
已知： 1.5t F =；1=s N ；N P =5；s m u i /452.0=；10301=ei R （湍流）；
对于碳钢管，取管壁粗糙度 mm 1.0=ε
0033.030
1
.0==
i
d ε
*参照 详见参考文献4
由Re -λ关系图查得 38.0=i λ 所以计算得：
38512
452.02.99203.0338.022
21=???==?u d l p i i ρλpa
pa u p 3042
452.02.9923232
2
2=??=?=?ρ
p s t i
N N F p p p
)(21?+?=?∑ ＝（3851＋304）×1.5×1×5 ＝31162.5pa
9.2壳程压力降
由于壳程流体的流动状况较为复杂，计算压力降的方法较多，用不同的公式计算结果往往偏差较大。下面选用较通用的埃索计算公式：
s s N F p p p
)(21
'?+'?=?∑
目录 一、设计任务 (2) 二、概述与设计方案简介 (3) 2.1 概述 (3) 2.2设计方案简介 (4) 2.2.1 换热器类型的选择 (4) 2.2.2流径的选择 (6) 2.2.3流速的选择 (6) 2.2.4材质的选择 (6) 2.2.5管程结构 (6) 2.2.6 换热器流体相对流动形式 (7) 三、工艺及设备设计计算 (7) 3.1确定设计方案 (7) 3.2确定物性数据 (8) 3.3计算总传热系数 (8) 3.4计算换热面积 (9) 3.5工艺尺寸计算 (9) 3.6换热器核算 (11) 3.6.1传热面积校核 (11) 3.6.2．换热器压降的核算 (12) 四、辅助设备的计算及选型 (13) 4.1拉杆规格 (13)
4.2接管 (13) 五、换热器结果总汇表 (14) 六、设计评述 (15) 七、参考资料 (15) 八、主要符号说明 (15) 九、致 (16) 一、设计任务
二、概述与设计方案简介 2.1 概述 在工业生产中用于实现物料间热量传递的设备称为换热设备，即换热器。换热器是化工、动力、食品及其他许多部门中广泛采用的一种通用设备。 换热器的种类很多，根据其热量传递的方法的不同，可以分为3种形式，即间壁式、直接接触式、蓄热式。 间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。将在后面做重点介绍。 直接接触式换热器又称混合式换热器。在此类换热器中，冷、热流体相互接触，相互
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计班级：09化工 设计者：陈跃 学号：20907051006 设计时间：2012年5月20 指导老师：崔秀云
目录 概述 1.1.换热器设计任务书 .................................................................... - 7 - 1.2换热器的结构形式 .................................................................. - 10 - 2.蛇管式换热器 ........................................................................... - 11 - 3.套管式换热器 ........................................................................... - 11 - 1.3换热器材质的选择 .................................................................. - 11 - 1.4管板式换热器的优点 .............................................................. - 13 - 1.5列管式换热器的结构 .............................................................. - 14 - 1.6管板式换热器的类型及工作原理............................................ - 16 - 1.7确定设计方案.......................................................................... - 17 - 2.1设计参数................................................................................. - 18 - 2.2计算总传热系数...................................................................... - 19 - 2.3工艺结构尺寸.......................................................................... - 19 - 2.4换热器核算 ............................................................................. - 21 - 2.4.1．换热器内流体的流动阻力 (21) 2.4.2.热流量核算 (22)
列管式换热器的设计计算 晨怡热管2008-9-49:49:33 1．流体流径的选择 哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例) (1)不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。 (2)腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。 (3)压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。 (4)饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。 (5)被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。 (6)需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。 (7)粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。 2.流体流速的选择 增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。 此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。 3.流体两端温度的确定 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题。若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定。为了节省水量，可使水的出口温度提高些，但传热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增加水量。两者是相互矛盾的。一般来说，设计时可采取冷却水两端温差为5～10℃。缺水地区选用较大的温度差，水源丰富地区选用较小的温度差。 4.管子的规格和排列方法 选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有 φ25×2.5mm及φ19×mm两种规格的管子。 管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6m，则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m。系列标准中也采用这四种管长。此外，管长和壳径应相适应，一般取L/D为4～6(对直径小的换热器可大些)。 如前所述，管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，如第
根据给定的原始条件，确定各股物料的进出口温度，计算换热器所需的传热面积，设计换热器的结构和尺寸，并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。具体项目如下：设计要求： =0.727Χ10-3Pa.s 密度ρ=994kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K) 苯的物性如下： 进口温度：80.1℃出口温度：40℃ =1.15Χ10-3Pa.s 密度ρ=880kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K) 苯处理量：1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s 热负荷：Q=WhCph（T2-T1）=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W 冷却水用量：Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s
4、传热面积的计算。 平均温度差 确定R和P值 查阅《化工原理》上册203页得出温度校正系数为0.8，适合单壳程换热器，平均温度差为 △tm=△t’m×0.9=27.2×0.9=24.5 由《化工原理》上册表4-1估算总传热系数K（估计）为400W/（m2·℃） 估算所需要的传热面积： S0==75m2 5、换热器结构尺寸的确定，包括： （1）传热管的直径、管长及管子根数； 由于苯属于不易结垢的流体，采用常用的管子规格Φ19mm×2mm 管内流体流速暂定为0.7m/s 所需要的管子数目：，取n为123 管长：=12.9m 按商品管长系列规格，取管长L=4.5m，选用三管程 管子的排列方式及管子与管板的连接方式: 管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用焊接法。（2）壳体直径； e取1.5d0，即e=28.5mm D i=t(n c—1)+2e=19×(—1)+2×28.5=537.0mm，按照标准尺寸进行整圆，壳体直径为600mm。此时长径比为7.5，符合6-10的范围。
列管换热器设计一般步骤 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D。 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 1 2列管换热器设计步骤 常规的列管换热器的设计步骤如下。 (1) 输入已知条件:如热流体的生产任务qm2、T1、T2为已知，确定冷流体,则冷流体进口温度t1也为已知，再优化确定t2;确定管材的内径d1、外径d2、管长L,管间距l和挡板间距B;根据冷热流体的性质确定 污垢热阻Rd1和Rd2。 (2) 选择流体流通的通道和方向、管程数和壳程数。 (3) 计算冷流体流量qm1和热负荷。 (4) 计算逆流的Δtm和平均温度差修正系数ψ,再计算实际Δtm。 (5) 计算定性温度tm和Tm,选定流体物性方程,计算定性温度下的物性参数:ρ1, μ1, λ1, cp1, Pr1, ρ2, μ2, λ2, cp2, Pr2。 (6) 设定K的初值。 (7) 由传热速率式计算A。 (8) 由已知管材参数计算n, D。 (9) 计算S1, S2和Re1, Re2。 (10) 设定壁温tW,计算μ1μ1W0 14, μ2μ2W0 14。 (11) 计算α1, α2。 (12) 计算tWc,比较tW与tWc,如不符要求,重复步骤(10)～(12); (13) 计算Kc和Ac,比较A与Ac,考虑一定的安全系数,A>115% Ac,最终设计以A为换热器的传热面积。如 不符要求,重复步骤(6)～(13)。 在编制程序时,应把有关通用部分编制成独立子程序模块。 ①物性数据库,必须包括传热计算所需的冷热流体物性,如密度、黏度、比热容、导热系数、汽化潜热等， 饱和蒸汽、过热蒸汽的温度和压强的相关参数。 ②由于对流给热系数α的关联式很多,可以建立计算α的专用模块。 ③设备的尺寸模块,如系列化尺寸,对计算得到的设备尺寸应按标准系列进行圆整；又如已知列管数和管间 距计算各种排列的管壳的内径,并圆整列管数。 ④计算过程中的试差部分需要有相应的迭代计算子程序。
课程设计设计题目：列管式换热器 专业班级：应化1301班 姓名：王伟 学号： U201310289 指导老师：王华军 时间： 2016年8月
目录 1.课程设计任务书 (5) 1.1 设计题目 (5) 1.2 设计任务及操作条件 (5) 1.3 技术参数 (5) 2.设计方案简介 (5) 3.课程设计说明书 (6) 3．1确定设计方案 (6) 3.1.1确定自来水进出口温度 (6) 3.1.2确定换热器类型 (6) 3.1.3流程安排 (7) 3.2确定物性数据 (7) 3．3计算传热系数 (8) 3.3.1热流量 (8) 3.3.2 平均传热温度差 (8) 3.3.3 传热面积 (8) 3.3.4 冷却水用量 (8) 4.工艺结构尺寸 (9) 4.1 管径和管内流速 (9) 4.2 管程数和传热管数 (9)
4.3 传热管排列和分程方法 (9) 4.4 壳体内径 (10) 4.5 折流板 (10) 4.6 接管 (11) 4.6.1 壳程流体进出管时接管 (11) 4.6.2 管程流体进出管时接管 (11) 4.7 壁厚的确定和封头 (12) 4.7.1 壁厚 (12) 4.7.2 椭圆形封头 (12) 4.8 管板 (12) 4.8.1 管板的结构尺寸 (13) 4.8.2 管板尺寸 (13) 5.换热器核算 (13) 5.1热流量衡算 (13) 5.1.1壳程表面传热系数 (13) 5.1.2 管程对流传热系数 (14) 5.1.3 传热系数K (15) 5.1.4 传热面积裕度 (16) 5.2 壁温衡算 (16) 5.3 流动阻力衡算 (17) 5.3.1 管程流动阻力衡算 (17) 5.3.2 壳程流动阻力衡算 (17)
化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 班级： | 姓名学号： 指导教师： $
目录§一.列管式换热器 ！ .列管式换热器简介 设计任务 .列管式换热器设计内容 .操作条件 .主要设备结构图 §二.概述及设计要求 .换热器概述 .设计要求 ~ §三.设计条件及主要物理参数 . 初选换热器的类型 . 确定物性参数 .计算热流量及平均温差 壳程结构与相关计算公式 管程安排(流动空间的选择)及流速确定 计算传热系数k 计算传热面积 ^ §四.工艺设计计算 §五.换热器核算 §六.设计结果汇总 §七.设计评述 §八.工艺流程图 §九.主要符号说明 §十.参考资料
： §一 .列管式换热器 . 列管式换热器简介 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。 列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。 设计任务 ￥ 1.任务 处理能力：3×105t/年煤油（每年按300天计算，每天24小时运行） 设备形式：列管式换热器 2．操作条件 (1)煤油：入口温度150℃，出口温度50℃ (2)冷却介质：循环水，入口温度20℃，出口温度30℃ (3)允许压强降：不大于一个大气压。 备注：此设计任务书（包括纸板和电子版）1月15日前由学委统一收齐上交，两人一组，自由组合。延迟上交的同学将没有成绩。 [ .列管式换热器设计内容 1.3.1、确定设计方案 （1）选择换热器的类型；（2）流程安排 1.3.2、确定物性参数 （1）定性温度；（2）定性温度下的物性参数 1.3.3、估算传热面积 （1）热负荷；（2）平均传热温度差；（3）传热面积；（4）冷却水用量 % 1.3.4、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速；（2）管程数；（3）平均传热温度差校正及壳程数；（4）
化工原理课程设计说明书列管式换热器的选用和设计
目录 1 化工原理课程设计任务书 2 设计概述 3 换热器方案的确定 3.1 确定设计方案 3.2确定物性数据 3.3 计算总传热系数 4 计算换热面积 5 工艺结构尺寸 5.1 管径和管内流速 5.2 管程和传热管数 5.3 平均传热温差校正及壳程数 6传热管的排列和分程方法 7换热器核算 8 换热器的主要结构尺寸和计算结果表 9 设计评述 10 参考资料 11 主要符号说明 12 特别鸣谢
1化工原理课程设计任务书 欲用自来水将2.3万吨/年的异丁烯从300℃冷却至90℃，冷水进、出口温度分别为25℃和90℃。若要求换热器的管程和壳程压强降不大于100kpa，试选择合适型号的列管式换热器。假设管壁热阻和热损失可以忽略。 名称水异丁烯 密度 996 12 比热 4.08 130 导热系数 0.668 0.037 粘度 0.37×10^-3 13×10^-3 2.概述与设计方案简介 换热器的类型 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。 2.1换热器 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样。 按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。将在后面做重点介绍。
第一章列管式换热器的设计 1.1概述 列管式换热器是一种较早发展起来的型式，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家中已有系列化标准。列管式换热器在换热效率，紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器，但是它具有结构牢固，适应性大，材料范围广泛等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中得以继续应用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类型，在高温高压和大型换热器中，仍占绝对优势。例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜（或再沸器）和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等，大都采用列管式换热器[3]。 1.2列管换热器型式的选择 列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有以下几种：（1）固定管板式换热器：这类换热器的结构比较简单、紧凑，造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器。 为了克服温差应力必须有温度补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。 （2）浮头换热器：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上来连接有一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。这种型式的优点为：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。 （3）填料函式换热器：这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构与比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有毒的介质。 （4）U型管换热器：这类换热器只有一个管板，管程至少为两程管束可以抽出清洗，
酒泉职业技术学院 毕业设计（论文） 2013 级石油化工生产技术专业 题目：列管式换热器设计 毕业时间： 2015年7月 学生姓名：陈泽功刘升衡李侠虎 指导教师：王钰 班级： 13级石化（3）班 2015 年 4月20日 酒泉职业技术学院 2013 届各专业 毕业论文（设计）成绩评定表
答辩小 组评价 意见及 评分 成绩：签字（盖章）年月日 教学系 毕业实 践环节 指导小 组意见 签字（盖章）年月日 学院毕 业实践 环节指 导委员 会审核 意见 签字（盖章）年月日 一、列管式换热器计任务书 某生产过程中，需用循环冷却水将有机料液从102℃冷却至40℃。已知有机料液的流量为2.23×104 kg/h，循环冷却水入口温度为30℃，出口温度为40℃，并要求管程压降与壳程压降均不大于60kPa，试设计一台列管换热器，完成该生产任务。 已知： 有机料液在71℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 定压比热容℃ 热导率℃
粘度 循环水在35℃下的物性数据： 密度 定压比热容K 热导率K 粘度 二、确定设计方案 （1）选择换热器的类型 （2）两流体温的变化情况： 热流体进口温度102℃出口温度40℃；冷流体进口温度30℃，出口温度为40℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。 （3）管程安排 从两物流的操作压力看，应使有机料液走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。 三、确定物性数据 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= =71℃ 管程流体的定性温度为 t=℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对有机料液来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。有机料液在71℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度
——大学《化工原理》列管式换热器 课程设计说明书 学院： 班级： 学号： 姓名： 指导教师： 时间：年月日
目录 一、化工原理课程设计任务书............................................................................ . (2) 二、确定设计方案............................................................................ (3) 1.选择换热器的类型 2.管程安排 三、确定物性数据............................................................................ (4) 四、估算传热面积............................................................................ (5) 1.热流量 2.平均传热温差 3.传热面积 4.冷却水用量 五、工艺结构尺寸............................................................................ (6) 1.管径和管内流速 2.管程数和传热管数 3.传热温差校平均正及壳程数 4.传热管排列和分程方法 5.壳体内径 6.折流挡板 (7) 7.其他附件 8.接管 六、换热器核算............................................................................ . (8) 1.热流量核算 2.壁温计算 (10) 3.换热器内流体的流动阻力 七、结构设计............................................................................ . (13) 1.浮头管板及钩圈法兰结构设计 2.管箱法兰和管箱侧壳体法兰设计 3.管箱结构设计 4.固定端管板结构设计 5.外头盖法兰、外头盖侧法兰设计 (14) 6.外头盖结构设计 7.垫片选择
第2章工艺计算 2.1设计原始数据 2.2管壳式换热器传热设计基本步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍 l （9）选取管长 N （10）计算管数 T （11）校核管流速，确定管程数 D和壳程挡板形式及数量等 （12）画出排管图，确定壳径 i （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。
2.3 确定物性数据 2.3.1定性温度 由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。 对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为： t=420295 357.5 2 + =℃（2-1） 管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2.3.2 物性参数 管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】 表2—2 壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】 表2—3
《化工原理课程设计》报告 换热器的设计 年级2008级 专业化学工程与工艺
设计者姓名刘国雄 设计单位西北师范大学化学化工学院完成日期2010年 11 月 25 日
目录 概述 1.1.换热器设计任务书................................................................................................................ - 6 - 1.2换热器的结构形式................................................................................................................ - 9 - 2.蛇管式换热器.......................................................................................................................... - 9 - 3.套管式换热器.......................................................................................................................... - 9 - 1.3换热器材质的选择.............................................................................................................. - 10 - 1.4管板式换热器的优点.......................................................................................................... - 11 - 1.5列管式换热器的结构.......................................................................................................... - 12 - 1.6管板式换热器的类型及工作原理...................................................................................... - 13 - 1.7确定设计方案...................................................................................................................... - 14 - 2.1设计参数.............................................................................................................................. - 14 - 2.2计算总传热系数.................................................................................................................. - 15 - 2.3工艺结构尺寸...................................................................................................................... - 16 - 2.4换热器核算.......................................................................................................................... - 18 - 2.4.1.热流量核算............................................................................................................... - 18 - 2.4.2.壁温计算................................................................................................................... - 20 - 2.4.3．换热器内流体的流动阻力.................................................................................... - 21 -
江西科技师范大学 食品科学与工程专业《化工原理课程设计》说明书 题目名称列管式换热器的设计 专业班级11级食品科学与工程 学号20111912 20111878 20111911 学生姓名胡利君吕亚琼钟翠 指导教师常军博士 2012 年11月06日
目录 1.概述 (1) 1.1设计方案 (1) 1.1.1设计条件 (1) 1.1.2选择换热器类型 (1) 1.1.3传热器管程安排 (2) 1.2设计换热器的要求 (2) 2.衡算 (2) 2.1传热面积的计算 (2) 2.1.1定性温度的确定 (3) 2.1.2计算平均传热温差 (3) 2.1.3初算传热面积 (3) 2.2工艺结构尺寸 (3) 2.2.1管径和管内流速 (3) 2.2.2管程数和传热数管数 (3) 2.2.3平均传热温差校正及壳程数 (4) 2.2.4传热管排列和分程方法 (4) 2.2.5壳体直径 (4) 2.2.6折流板 (4) 2.2.7接管 (5) 2.3换热器核算 (5) 2.3.1传热面积校正 (5) 2.3.2壳程传热膜系数 (6) 2.3.3污垢热阻和壁管热阻 (6) 2.3.4换热器内压降得核算 (7) 3.总结 (8) 4.附录 (9) 4.1计算总表 (9) 4.2设备选型表 (10) 5.图纸 (11) 6.参考文献及资料 (12)
1.概述 1.1设计方案 换热器是化工、石油、食品及其他许多部门的通用设备，在生产中常用的一种换热机械装置。按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发皿和再沸器等。根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间璧式。 本设计以列管式换热器为模型，以进口温度5℃、出口温度70℃、流量为30m3/h为设计条件，针对列管式换热器生产过程中最主要的设备部件进行模拟设计和选型，本论文进行工艺设计、主要设备及附件尺寸的设计。 1.1.1设计条件 两流体的温度变化情况：热流体进口温度160℃，出口温度105℃；流体进口温度5℃，出口温度70℃。冷流体的流量为30m3/h。 1.1.2 选择换热器的类型 列管式换热器可分为固定管板式换热器、浮头式换热器和U型管式换热器。该换热器用饱和水蒸气加热，冬季操作时，其进口温度会降低，故而会加大管壁温度和壳体温度之差，所以温差较大。同时，在清洗和检修时，整个管束可以从壳体中抽出，因此应选用浮头式换热器。 1.1.3传热管管程安排 由于水较易结垢，如果流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降；因此，饱和水蒸汽应走壳程，水走管程。 1.2设计换热器的要求 （1）合理的实现所规定的工艺条件 传热量流体的物热力学参数与物理化学性质是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量，其具体做法如下。 ①增大传热系数?在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 ②提高平均温差？对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为这样不仅可以提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力，在允许的条件下，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。 ③妥善布置传热面？例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距和排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动性质，错列管束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片，以增大传热面积，更有利于热量的传递 （2）安全可靠 换热器是压力容器，在进行强度，刚度，温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》
列管式换热器 一、概述 换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，以实现不同温度流体间的热能传递，又称热交换器。换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。 在换热器中，至少有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。在工程实践中有时也会存在两种以上的流体参加换热，但它的基本原理与前一种情形并无本质上的区别。在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计制造结构改进以及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。二、列管式换热器简介 列管式换热器(Tube heat exchanger)是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。 三、列管式换热器结构特点 列管式换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60～70℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。 1
列管换热器 一、概述 列管换热器是一种高效换热器。它主要由传热板、定距柱、连接管、头盖及衬垫等部件组成。两块厚约2.5～6mm的金属板卷成一对同心圆的螺旋形流道，流道始于中心，终于边缘。中心处用隔板将两边流体隔开，甲、乙两流体在金属板两边的流道内逆流流动而实现了热交换。本公司目前生产全逆流式结构的列管换热器。 二、列管换热器的工作特点和应用 列管换热器的性能类似于板式换热器。但也有其独特之处，其主要优点为： 1、传热效率高。列管换热器内介质螺旋型流动的离心力能增强湍流。据实验，当Re=1400～1800时就能形成湍流，且因流阻较管壳式小而使流速可以提高，结果使传热系数K可提高至2.5倍。此外，全逆流列管换热器的传热平均温差最大，这有助于提高传热效率。 2、结构紧凑，不用管材。由于板型传热面的面积大，单位体积传热面可达44-100m2/m3，约为管壳式换热器的2～3倍，加之传热系数和平均温差都大，这就必然导致结构的紧凑和轻巧。
3、不易污塞。由于单流道、高流速、污垢不易沉积，一旦有所沉积使流道截面减小随即导致流速增高，从而加强了对污塞物的冲刷作用。这种“自洁”作用，管壳式换热器是没有的。据统计显示，列管污塞的速率只及管壳式的十分之一。 4、能有效利用低温热源，精密控制温度。由开双螺旋流道能较完全地形成逆流传热且流道较长，有助于降低换热器设计所允许的（两种介质之间）有利于连续均匀地换热或升降温度。这就为利用一些低温热源（如地下热源）或精密控制介质温度提供了有利条件，从经验数据知道，板式和列管换热器的介质温差是最低的。 5、流阻较小。试验表明，与同样条件的管壳式换热器相比，列管换热器的流阻较小。 列管换热器相对于列管式换热器，也有其自身的不足之处。在设计、制造和安装使用过程中需要注意掌握的有以下几个方面： 承压能力受限。这一点在安装使用当中，要求用户按铭牌上的设计参数使用，不可超压和超温工作；以保证其安全使用。 容量受限。由于单流道流通能力较小。故介质的体积流量受到限制，流道不能过大，否则，流阻增大，使输送动力消耗加大。 制造复杂，传热部分和密封部分制造比较复杂。 总之，列管换热器优点突出，已经广泛应用于化工、食品、医药等部门。列管换热器在使用过程中，还可以切换通道，利用一侧流体去冲刷另一侧流道的污垢，但应注意对于易生硬垢的介质不宜采用。另外，如果用作冷凝器使用时，必须立式放置，其它情况立卧放置均可。
列管式换热器设计的基本步骤 （一）新设计换热器的设计计算步骤 由化工工艺计算热负荷以确定换热器所需之传热速率，及流体进出口温度。确定流体计算所用的定性温度，查取与计算流体的物性数据，如定压比热容，重度或密度，粘度，导热系数等。 确定流体流入的空间，并确定两流体的流向，再进行平均温差的计算。选取管径和管内线速度。按经验数据选择传热系数值，或初步计算值，即先计算或估计管内管外流体的传热系数，再计算值。在计算管外流体时需先确定壳体直径，但此时结构与尺寸还未定。为方便起见，亦可假设管外的值，以计算值。根据初估的值再计算出传热面积。为安全起见取实际面积为初始计算值的倍。 进行总体结构设计。即选择管长，计算管数，排列管子，计算壳径，并根据系列尺寸进行圆整。不考虑管程分程时，应使管数及在管板上的排列与系列相同。 兴管程与壳程线速度，根据管内流速确定是否分程，若分程后影响到管板上管子的排列，则要重新考虑排列管子。兴管内管外传热系数，估计垢层热阻，复算传热系数。兴（修正）平均温差。 核算传热面积。若与初步计算的面积相符即可，若不相符，且相差较大，则需对管数、程数或管子长度等进行调整，重复的计算，直至计算相符。 计算管程与壳程的压力降。 （二）选型的计算步骤 以上的计算过程适合于一般设计之用，对于常见的石墨换热器，原化工部已制订了系列标准，提高了设计与制造的效率。一般情况下应该根据具体的工艺过程的要求，在石墨换热器系列中选择合适的型号，这时可按如下的方法进行计算与选型。 根据化工生产工艺过程要求的热负荷，选择流入空间，确定管内管外的流向，计算平均温差。根据生产经验数据初步估算所需之传热面积。根据初步估算之传热面积（并需考虑适当的裕度），在产品系列中选择热面积最为接近的型号。查阅所选定的定型产品结构参数，按其结构参数进行传热计算。即计算管程与壳程流体的流速，计算传热系数和，计算传热系数值，复算传热面积与所选产品型号是否相符（要求所选型号的面积比计算出的面积大）。若相差太大均需重新选型与重新复算，直到满足要求为止。最后仍需计算流体阻力，以评定操作中的经济性能。如果压力降太大，则需重新选型，直到传热要求与压力降要求均可满足为止。 九、关于块孔式石墨换热器传热计算中的一些问题 块孔式石墨换热器的传热计算与列管式有很多相似之处，例如它们的传热原理与传热系数的计算方法是一致的，可以采用式一类的关联式计算传热系数。在计算中应注意到孔道长度与孔道直径之比常翅小于，流体在孔道中不断改变运动方向，有强化传热的作用，因此应对传热系数的计算值乘上一个大于的修正系数。当该系数小于若不考虑修正，对计算结果影响也不大。此外，块孔换热器还有不少自身的特殊性。例如在平均温差计算的修正以及块孔传热壁厚度的计算中需予以特殊处理。平均温差的校正对于孔道平行型的石墨块孔，当由多个块孔单元组合成时，由于两种流体的流动方向是平行的，可以做成全逆流或全并流的形式。此外也可以做成一种流体为单程，另一种为多程的，或两种流体均为多程的。除全逆流和全并流不需进行平均温差的校正计算.之外，其余均可近似地按列管式换热器相应的流动方式进行平均温差的校正，即按图进行校正。对于孔道相互垂直型块孔石墨换热器的温差校正计算较为繁复。这是因为孔道相互垂直型块孔换热器就其某一块孔单元来说属于错流传热，而且两个流体均不自相混合，但就多个块孔单元组合后就形成如图所示的流向，所以总体上就不是简单的错流，而成为非常复杂的错流流动，这就不能按图所示的曲线来校正平均温差。这需要采用传热单元数（-）的方法进行。