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生意社08月13日讯
1、工艺计算:
1>按流体种类、冷却流体的流量、进出口温度、工作压力等计算出需要传递的热量。
2>根据流体的腐蚀性及其它特性选择管子和壳体的材料。
并根据材料加工特性,流体的流量、压力、温度,换热管与壳体的温度,需要传递热量的多少,造价的高低及检修清洗方便等因素,决定采用哪一种类型的管壳式换热器。
3>确立流体的流动空间,即确定管程与壳程内分别是什么介质
4>确定参与换热器的两种流体的流向,使并流、逆流还是错流。
并计算出流体的有效平均温差.
5>根据经验初选传热系数K,并估算所需传热面积A。
6>根据计算出传热面积A,参照我国管壳式换热器标准系列，初步确定换热器的基本参数(管径、管程数、管子根数、管长、管子排列方式、折流元件等的型式及布置、壳体直径等结构参数)。
7>根据确定的标准系列尺寸，进行传热系数的校核和阻力降的计算。
最后按标准选用换热器或者进行机械设计。
2、机械设计计算
机械设计计算包括：
(1)壳体和管箱壁厚的计算
(2)管子与管板连接结构设计
(3)壳体与管板连接结构设计
(4)管板厚度计算
(5)折流板、支持板等零部件的结构设计
(6)换热管与壳体在温差和流体压力联合作用下的应力计算
(7)管子拉脱力和稳定性校核
(8)判断是否需要膨胀节，如需要，则选择膨胀节结构形式，并进行有关的计算。
(9)接管、接管法兰、容器法兰、支座等的选择及开孔补强设计。
第一章换热器简介及发展趋势1.1 概述在化工生产中，为了工艺流程的需要，常常把低温流体加热或把高温流体冷却，把液态汽化或把蒸汽冷凝程液体，这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。
进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。
换热器是通用的一种工艺设备，他不仅可以单独使用，同时又是很多化工装置的组成部分。
在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%——20%，质量约为设备总质量的40%左右，检修工作量可达总检修工作量的60%以上。
由此可见，换热器在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。
在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。
70年代的世界能源危机，有力地促进了传热强化技术的发展，为了节能降耗，提高工业生产经济效益，要求开发适用于不同工业过程要求的高效能换热设备[1]。
这是因为，随着能源的短缺(从长远来看，这是世界的总趋势)，可利用热源的温度越来越低，换热允许温差将变得更小，当然，对换热技术的发展和换热器性能的要求也就更高[2]。
所以，这些年来，换热器的开发与研究成为人们关注的课题，最近，随着工艺装置的大型化和高效率化，换热器也趋于大型化，向低温差设计和低压力损失设计的方向发展。
同时，对其一方面要求成本适宜，另一方面要求高精度的设计技术。
当今换热器技术的发展以CFD(Computational Fluid Dynamics)、模型化技术、强化传热技术及新型换热器开发等形成了一个高技术体系[3]。
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。
各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。
在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。
总之，为了适应工艺发展的需要，今后在强化传热过程和换热设备方面，还将继续探索新的途径。
管壳式换热器设计选型
一、换热器选型的基础
在管壳式换热器结构形式中，设计和选型的主要因素有：换热器的负
荷率、传热效率、凝结物沉积、对管壳换热器热性能的影响因素、管壳型
号和规格、在换热器抗冲击性能的影响、铭牌设计性能和管壳强度要求等。
1.关于管壳式换热器的负荷率
在计算换热器的负荷率时，需要考虑换热器的负荷率与介质流量温度
有关，当流量温度越大，换热器的负荷率越大，但流量温度比较低时，换
热器的负荷率就较低。
在负荷率计算中，还需要考虑其他因素如液体的粘度、流体压力、换热面积、单位传热面积等。
2.关于管壳式换热器的传热效率
换热器的传热效率主要取决于换热器的几何结构，以及内、外管壳间
的接触面积大小，而内、外管壳间的接触面积的大小，又是由管壳结构型
号和规格参数决定的，所以，选择管壳型号和规格参数时，必须考虑到换
热器的传热效率。
3.凝结物沉积
凝结物沉积是管壳式换热器热性能的一个重要因素，它包括水铁、水铝、水锡等，这些凝结物会影响换热器的传热效率，严重影响换热器的使
用寿命。
第2章工艺计算设计原始数据表2—1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选取管径和管内流速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~倍l9选取管长10计算管数NT11校核管内流速,确定管程数12画出排管图,确定壳径D和壳程挡板形式及数量等i13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;确定物性数据定性温度由饱和水蒸气表可知,蒸汽和水在p=、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=420295357.52+=℃2-1管程流体的定性温度：T=3103303202+=℃根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据;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表2—2壳程蒸气在下的物性数据1：锅炉手册饱和水蒸气表表2—3估算传热面积 热流量根据公式2-1计算：p Q Wc t =∆ 化原 4-31a 2-2将已知数据代入 2-1得：111p Q WC t =∆=60000××310 330-310/3600=式中： 1W ——工艺流体的流量,kg/h ；1p C ——工艺流体的定压比热容,kJ/㎏.K ；1t ∆——工艺流体的温差,℃；Q ——热流量,W;平均传热温差根据 化工原理 4-45 公式2-2计算：1212ln m t t t t t ∆-∆∆=∆∆ 2-3 按逆流计算将已知数据代入 2-3得：()()()()121242033031029541.86420330ln ln 310295m t t t t t ---∆-∆∆===∆-∆-℃式中： m t ∆——逆流的对数平均温差,℃；1t ∆——热流体进出口温差,℃； 2t ∆——冷流体进出口温差,℃； 可按图2-1中b 所示进行计算;图2-1 列管式换热器内流型传热面积根据所给条件选定一个较为适宜的K 值,假设K =400 W/则估算传热面积为:mt K QS ∆=化工原理 式4-43 2-4 将已知数据代入 2-3得： 2m 39.10986.4140067.1831666t =⨯∆=m K Q S式中：S ——估算的传热面积,2m ； K ——假设传热系数,W/m 2.℃；m t ∆——平均传热温差,℃; 考虑的面积裕度,则所需传热面积为:28.12515.188.11215.1'm S S =⨯=⨯= 2-5热流体用量根据公式2-4计算：由化工原理热平衡公式p QW c t=∆ 将已知数据代入 2-4得： kg/h 68.17392)295420(033.367.1831666222=-⨯=∆=t C Q W p 2-6式中Q ——热流量,W ；2p c ——定压比热容,kJ/㎏.℃；2t ∆——热流体的温差,℃；2W ——热流体的质量流量,kg /h ;工艺尺寸 管数和管长1.管径和管内流速根据红书 表3-2 换热管规格表2-4根据 红书 表3-4 取管内流速s m i /1u = ⒉管程数和传热管数 依红书3-9式 un dqv 24π=,可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数758.74102.047.70967.164n 22≈=⨯⨯==ππu d qii v s 根 2-7 式中qv——管程体积流量,s 3m ；n ——单程传热管数目；i d ——传热管内径,mm ； u ——管内流体流速,sm ;按单管程计算,依红书3-10,所需的传热管长度为 ()m nd A sop 3.2175025.08.125L =⨯⨯==ππ 2-8式中 L ——按单程管计算的传热管长度,m A p ——传热面积,2m ；do——换热管外径,m;按单管程设计,传热管过长,则应采用多管程,根据本设计实际情况,采用非标准设计,现取传热管长m l 6=,则该换热器的管程数为 456.363.21≈===l L N p 管程 2-9 传热管总根数 300475=⨯=⨯=N n N p s T 根 2-10 式中, 0d ——管子外径,m ；'T N ——传热管总根数,根；0d ——管子外径,m ；3.换热器的实际传热面积,依据红书3-12,203.1413006025.014.3m lN d A T =⨯⨯⨯==π 2-11式中,。
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。
由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。
根据传热速率基本方程：
当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器
结构决定的。
可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
初选换热器的规格尺寸
初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重
新计算。
计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A
选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。
计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。
或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。
这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
核算总传热系数
分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。
如果相差较多，应重新估算。
计算传热面积并求裕度
根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。
即裕度为20%左右，裕度的计算式为：
某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：
表4-18设计条件数据
物料流量kg/h 组成（含乙醇量）
mol%
温度℃操作压力
MPa
进口出口
釜液109779 3.31450.9
原料液102680795 1280.53试设计选择适宜的管壳式换热器。
解：
（1）传热量Q及釜液出口温度
a. 传热量Q
以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q。
平均温度℃
分别查得乙醇、水的物性为：
粘度μ（cp）
热导率λ
（W/mc）
密度ρ
（kg/m3）
比热容Cp
（kJ/kg℃）
乙醇
水混合物0.29
0.26
0.262
0.149
0.685
0.539
700
949.4
879.9
3.182
4.237
4.067
以上表中混合物的各物性分别由下式求得：
混合物：Cp
混合物热导率：W/(m℃)
混合物密度：kg/m3
混合物比热容：kJ/(kg℃)
式中为组成为i的摩尔分率，为组分i的质量分率。
其他符号意义同前。
所需传递的热流量：
b. 确定釜液出口温度
假设＝113℃，则定性温度为：
℃
由可查得乙醇、水物性，亦由以上推荐公式分别求得釜液的物性为：
粘度μ（cp）热导率λ（W/mc）密度ρ（kg/m3）比热容Cp（kJ/kg ℃）
乙醇水釜液0.222
0.224
0.224
0.144
0.686
0.578
678.0
935.6
908.0
2.617
4.267
4.135
由热流量衡算得：
＝113.1℃
（2）换热器壳程数及流程
a. 换热器的壳程数
对于无相变的多管程的换热器壳程数的确定，是由工艺条件，即冷、热物流进出口温度，按逆流流动给出传热温差分布图如图4-71所示，采用图解方法确定壳程数。
图1 图解壳程数Ns
如图 1可见，所用水平线数为2，故选取该换热器的壳程为2。
其处理办法，或在一壳体内加隔板或选用两个单壳程的换热器，显然后者比较方便。
故选用两台相同的换热器。
b. 流程规定
冷、热流体的物性及流量均相近。
为减少热损失，先选择热流体（釜液）走管程，冷流体（原料液）走壳程如图4-72所示。
流程示意图
（3）估算传热面积A
a.传热温差
b.前面已提供了釜液及原料液进出口温度，于是可得：
＝17.5℃
在列管式换热器中由于加折流板或多管程，冷、热两流体并非纯逆流，以上应加以校正，其校正系数按以下步骤求得：
由R、P及壳程数查图4-8(2)得：，于是得传热温差校正值为：
℃
b.传热面积A
根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等，选取传热系数℃，于是可求所需传热面积A为：
c.
（4）换热器选型
根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器，为保证传热时流体适宜流动状态，还需估算管程数。
管程热流体（釜液）体积流量：
d.选用规格钢管，设管内的流速，则：
单管程所需管子根数n：
设单台换热器的传热面积为，则单台传热面积为：
选取管束长l＝6m，则管程数为
故应选取管程数为2。
根据以上确定的条件，按列管换热器标准系列，初步选取型号为G800-II-16-225固定管板式换热器两台，其主要性能参数如下：
壳体内径800mm
公称直径800mm
公称压力 1.6MPa
公称面积225m2
计算面积227m2
管程数 2
管长6000mm
管子规格
排列方式
管间距32mm
管数488根
折流板数18
壳程数１
（5）换热器的核算
按以上数据可分别求出管程和壳程流体流速及雷诺数管程：流通截面积
式中n为总管数。
管内流速
式中－管程流速m/s；
－釜液流速kg/h；
－釜液平均密度；
管内雷诺数
式中－管内直径，m；
－釜液平均粘度，；
壳程：
选折流板间距B=300mm
壳程流通截面积
式中－壳体内径，m；
－管外径，m；
t－管间距，m。
流速
式中－壳程流速m/s；
－原料液平均密度
－原料液流率kg/h。
当量直径
雷诺数
式中－原料液平均粘度
从以上计算结果可知，两流体在换热器中流动均能达到湍流，有利于传热。
a. 管、壳程压力降
①管程压力降
取管壁绝对粗糙度：E＝0.2mm
相对粗糙度：
由前面计算已得，故可查得直管壁摩擦系数，于是得单管程压力降为：回弯压降：
式中－阻力系数
管程总压力降：
校正系数
管程数
串联的壳程数（即串联的换热器数）
②壳程压力降
管束压降
三角形排列：F=0.5
壳程流体摩擦因数
折流板数
折流板缺口压降：
壳程总压力降：
壳程压力降结垢校正系数
壳程数
b. 总传热系数K
① 管程传热膜系数
管内雷诺数
普兰特数
管长与管内径比：
式中－釜液平均热容℃）；
－釜液平均导热系数℃）；
℃）
②管外传热膜系数
管外雷诺数
普兰特数
式中－原料液平均热容℃）；
－原料液平均粘度；
－原料液平均导热系数℃）
℃）
③污垢及管壁热阻
管壁内外侧污垢热阻均为℃／W
钢管壁热导率℃）
管壁热阻℃)／W ④总传热系数
得℃)
式中－管外污垢℃／W；
－管内污垢℃／W；
b－管壁厚m；
－管壁平均直径m；
传热面积
所选换热器实际传热面积：
换热器传热面裕度：
由校核可知，各项性能符合要求，换热能力可满足生产需求，所选换热器可以采用。
