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换热器的传热系数K

日期:2019-10-03 20:35 来源: 管式换热器

  换热器的传热系数K_能源/化工_工程科技_专业资料。文章内详细介绍常用换热器的K值及应用。

  介质不同,传热系数各不相同我们公司的经验是: 1、汽水换热:过热部分为 800~1000W/m2.℃ 饱和部分是按照公式 K=2093+786V(V 是管内流速)含污垢系数 0.0003。 水水换热为:K=767(1+V1+V2)(V1 是管内流速,V2 水壳程流速)含 污垢系数 0.0003 实际运行还少有保守。有余量约 10% 冷流体 热流体 总传热系数 K,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 水蒸气冷凝 1420~4250 气体 水蒸气冷凝 30~300 水 低沸点烃类冷凝 455~1140 水沸腾 水蒸气冷凝 2000~4250 轻油沸腾 水蒸气冷凝 455~1020 不同的流速、粘度和成垢物质会有不同的传热系数。K 值通常在 1 800~2200W/m2·℃范围内。 列管换热器的传热系数不宜选太高,一般在 800-1000 W/m2·℃。 螺旋板式换热器的总传热系数(水—水)通常在 1000~2000W/m2·℃ 范围内。 板式换热器的总传热系数(水(汽)—水)通常在 3000~5000W/m2·℃ 范围内。 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(Re100) 2 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 3 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φ 25×2.5mm 及φ 19×2mm 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,如第五节中图 4-25 所示。等边三角形排列的优点有: 管板的强度高;流体走短路的机会少,且管外流体扰动较大,因而对 流传热系数较高;相同的壳径内可排列更多的管子。正方形直列排列 的优点是便于清洗列管的外壁,适用于壳程流体易产生污垢的场合; 但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述 两者之间,即对流传热系数(较直列排列的)可以适当地提高。 管子在管板上排列的间距 (指相邻两根管子的中心距),随管子 与管板的连接方法不同而异。通常,胀管法取 t=(1.3~1.5)do,且相 邻两管外壁间距不应小于 6mm,即 t≥(d+6)。焊接法取 t=1.25do。 5. 管程和壳程数的确定 当流体的流量较小或传热面积较大而 需管数很多时,有时会使管内流速较低,因而对流传热系数较小。为 4 了提高管内流速,可采用多管程。但是程数过多,导致管程流体阻力 加大,增加动力费用;同时多程会使平均温度差下降;此外多程隔板 使管板上可利用的面积减少,设计时应考虑这些问题。列管式换热器 的系列标准中管程数有 1、2、4 和 6 程等四种。采用多程时,通常应 使每程的管子数大致相等。 管程数 m 可按下式计算,即: (4-121) 式中 u―――管程内流体的适宜速度, m/s; u′―――管程内流体的实际速度, m/s。 当壳方流体流速太低时,也可以采用壳方多程。如壳体内安装一块与 管束平行的隔板,流体在壳体内流经两次,称为两壳程,但由于纵向 隔板在制造、安装和检修等方面都有困难,故一般不采用壳方多程的 换热器,而是将几个换热器串联使用,以代替壳方多程。例如当需二 壳程时,则将总管数等分为两部分,分别安装在两个内径相等而直径 较小的外壳中,然后把这两个换热器串联使用,如图所示。 6. 折流挡板 安装折流挡板的目的,是为了加大壳程流体的速度,使湍动程度加剧, 5 以提高壳程对流传热系数。 第五节的图 4-26 已示出各种挡板的形式。最常用的为圆缺形挡 板,切去的弓形高度约为外壳内径的 10~40%,一般取 20~25%, 过高或过低都不利于传热。 两相邻挡板的距离(板间距)h 为外壳内径 D 的(0.2~1)倍。系列 标准中采用的 h 值为:固定管板式的有 150、300 和 600mm 三种;浮 头式的有 150、200、300、480 和 600mm 五种。板间距过小,不便 于制造和检修,阻力也较大。板间距过大,流体就难于垂直地流过管 束,使对流传热系数下降。 挡板切去的弓形高度及板间距对流体流动的影响如图 3-42 所示。 7. 外壳直径的确定 换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板 的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法 等,可用作图法确定壳体的内径。但是,当管数较多又要反复计算时, 作图法太麻烦费时,一般在初步设计时,可先分别选定两流体的流速, 然后计算所需的管程和壳程的流通截面积,于系列标准中查出外壳的 直径。待全部设计完成后,仍应用作图法画出管子排列图。为了使管 子排列均匀,防止流体走短路,可以适当增减一些管子。 另外,初步设计中也可用下式计算壳体的内径,即: (4-122) 式中 D――――壳体内径, m; t――――管中心距, m; 6 nc―――-横过管束中心线的管数; b′―――管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距 离, 一般取 b′=(1~1.5)do。 nc 值可由下面的公式计算。 管子按正三角形排列时: (4-123) 管子按正方形排列时: (4-124) 式中 n 为换热器的总管数。 按计算得到的壳径应圆整到标准尺寸,见表 4-15。 8.主要构件 封头 封头有方形和圆形两种,方形用于直径小的壳体(一般小 于 400mm),圆形用于大直径 的壳体。 缓冲挡板 为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击,可在 进料管口装设缓冲挡板。 导流筒 壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流 动的空间(死角),为了提 高传热效果,常在管束外增设导流筒,使 流体进、出壳程时必然经过这个空间。 放气孔、排液孔 换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔,以排除不 凝性气体和冷凝液等。 接管尺寸 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算,即: 式中 Vs--流体的体积流量, /s; 7 u --接管中流体的流速, m/s。 流速 u 的经验值为: 对液体 u=1.5~2 m/s 对蒸汽 u=20~50 m/s 对气体 u=(15~20)p/ρ (p 为压强,单位为 atm ;ρ 为气体密度, 单位为 kg/ ) 9. 材料选用 列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选 用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐 热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前 常用的金属材料有 碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等;非金属材料有石墨、聚四氟乙 烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好,但价格高且较稀 缺,应尽量少用。 10. 流体流动阻力(压强降)的计算 (1) 管程流体阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于 多程换热器,其总阻力 Δ pi 等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出 口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计,故管程总阻力的计算式 为: (4-125) 式中 Δ p1、Δ p2------分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强 降,N/ ; Ft-----结垢校正因数,无因次,对于φ 25×2.5mm 的管子, 8 取为 1.4,对φ 19×2mm 的管子,取为 1.5; Np-----管程数; Ns-----串联的壳程数。 上式中直管压强降Δ p1 可按第一章中介绍的公式计算;回弯管的压 强降Δ p2 由下面的经验公式估算,即: (4-126) (2) 壳程流体阻力 现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较 多,但是由于流体的流动状况比较复杂,使所得的结果相差很多。 下面介绍埃索法计算壳程压强Δ po 的公式,即: (4-127) 式中 Δ p1′-------流体横过管束的压强降,N/ ; Δ p2′-------流体通过折流板缺口的压强降,N/ ; Fs --------壳程压强降的结垢校正因数,无因次,对液体可取 1.15,对气体或可凝蒸气 可取 1.0 而 (4-128) (4-129) 式中 F----管子排列方法对压强降的校正因数,对正三角形排列 F=0.5,对正方形斜转 45°为 0.4,正方形排列为 0.3; fo----壳程流体的摩擦系数,当 Reo>500 时, nC----横过管束中心线的管子数; NB----折流板数; 9 h ----折流板间距,m; uo----按壳程流通截面积 Ao 计算的流速,而 。 一般来说,液体流经换热器的压强降为 0.1~1atm,气体的为 0.01~0.1atm。设计时,换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之 间予以权衡,使既能满足工艺要求,又经济合理。 三、 列管式换热器的选用和设计计算步骤 1. 试算并初选设备规格 (1) 确定流体在换热器中的流动途径。 (2) 根据传热任务计算热负荷 Q。 (3) 确定流体在换热器两端的温度,选择列管式换热器的型式; 计算定性温度,并确定在定性 温度下流体的性质。 (4) 计算平均温度差,并根据温度校正系数不应小于 0.8 的原则, 决定壳程数。 (5) 依据总传热系数的经验值范围,或按生产实际情况,选定 总传热系数 K 选值。 (6) 由总传热速率方程 Q=KSΔ tm,初步算出传热面积 S,并确定 换热器的基本尺寸(如 d、L、n 及管子在管板上的排列等),或按系列 标准选择设备规格。 2. 计算管、壳程压强降 根据初定的设备规格,计算管、壳程 流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工 艺要求。若 压强降不符合要求,要调整流速,再确定管程数或折流板间距,或选 择另一规格的设备,重新计算压强降直至满足要求为止。 10 3. 核算总传热系数 计算管、壳程对流传热系数α i 和α o,确 定污垢热阻 Rsi 和 Rso,再计算总传热系数 K,比较 K 得初始值和 计算值,若 K/K=1.15~1.25,则初选的设备合适。否则需另设 K 选值,重复以上计算步骤 。 通常,进行换热器的选择或设计时,应在满足传热要求的前提下, 再考虑其他各项的问题。它们之间往往是互相矛盾的。例如,若设计 的换热器的总传热系数较大,将导致流体通过换热器的压强降(阻力) 增大,相应地增加了动力费用;若增加换热器的表面积,可能使总传 热系数和压强降降低,但却又要受到安装换热器所能允许的尺寸的限 制,且换热器的造价也提高了。 此外,其它因素(如加热和冷却介质的用量,换热器的检修和操 作)也不可忽视。总之,设计者应综合分析考虑上述诸因素,给予细 心的判断,以便作出一个适宜的设计。 第二章 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。 11 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 12 五、提出技术要求 六、编写设计说明书 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℃。 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 Dtm,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: (2—1) 式中, 、 分别为大端温差与小端温差。当 时,可用算术平均值 。 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。 (2-2) 13 式中 是按逆流计算的平均温差,校正系数 可根据换热器不同情况由 化工原理教材有关插图查出。一般要求 >0.8,否则应改用多壳程或 者将多台换热器串联使用。 三、传热总系数K的确定 计算K值的基准面积,习惯上常用管子的外表面积 。当设计对象 的基准条件(设备型式、雷诺准数 Re、流体物性等)与某已知K值 的生产设备相同或相近时,则可采用已知设备K值的经验数据作为自 己设计的K值。表 2-1 为常见列管式换热器K值的大致范围。由表 2-1 选取大致K值, 表 2-1 列管式换热器中的总传热系数 K 的经验值 冷流体 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 14 水—重油 60-280 有机溶剂—有机溶剂 115-340 水—水蒸汽冷凝 1420-4250 气体—水蒸汽冷凝 30-300 水—低沸点烃类冷凝 455-1140 水沸腾—水蒸蒸汽冷凝 2000-4250 轻油沸腾—水蒸汽 455-1020 用式(2-3)进行K值核算。 (2-3) 式中:a-给热系数,W/m2.℃; R-污垢热阻,m2.℃/W; δ-管壁厚度,mm; λ-管壁导热系数,W/m.℃; 下标i、o、m分别表示管内、管外和平均。 15 当 时近似按平壁计算,即: 在用式(2-3)计算K值时,污垢热阻 、 通常采用经验值,常用的 污垢热阻大致范围可查《化工原理》相关内容。 式中的给热系数 a,在列管式换热器设计中常采用有关的经验值 公式计算给热系数 a,工程上常用的一些计算 a 的经验关联式在《化 工原理》已作了介绍,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。 (2-4) (2-5) 式中: - 基于外表面 的传热系数,W/m2.℃ -管子外径,m; L-每根管子的有效长度,m; 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 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 16 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,小管子易结垢,不易清洗,可用于较清洁流体。大 管径的管子用于粘性较大或易结垢的流体。 我国列管式换热器常采用无缝钢管,规格为外径×壁厚,常用的 换热管的规格:φ19×2,φ25×2.5,φ38×3。 管子的选择要考虑清洗工作的方便及合理使用管材,同时还应考 虑管长与管径的配合。国内管材生产规格,长度一般为:1.5,2,2.5, 3,4.5,5,6,7.5,9,12m等。换热器的换热管长度与壳径之比一 般在 6-10,对于立式换热器,其比值以 4-6 为宜。 壳程和壳程压力降,流体在换热器内的压降大小主要决定于系统 的运行压力,而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体 阻力损失(压力降)越大,要求输送设备的功率就越大,能耗就越高。 对于无相变的换热,流体流速越高,换热强度越大,可使换热面积减 小,设备紧凑,制作费低,而且有利于抑制污垢的生成,但流速过高, 也有不利的一面,压力降增大,泵功率增加,对传热管的冲蚀加剧。 因此,在换热器的设计中有个适宜流速的选取和合理压力降的控制问 题。 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 列管换热器合理压降的选取 17 换热器 操作情况 负压运行 低压运行 中压运行 (包括用泵输送液体) 较高压运行 P0.17 P0.17 操作压力 (MPa 绝压) P=0~0.1 P=0.1~0.17 P=0.17~1.1 P=1.1~3.1 P=3.1~8.2 合理压降(MPa) DP=P/10 DP=p/2 DP=0.035 △p=0.035~0.18 △p=0.07~0.25 18 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 (2-6)进行计算。 (2-6) 式中 -传热面积, ; -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 ,由式(2-7)计算。 (2-7) 式中 vs-管程流体体积流量, -管子内径, m; n-管子数。 若流速 与要求的适宜流速相比甚小时,便需采用多管程,管程数m 可按式(2-8)进行计算。 m=u/ (2-8) 式中 —用管子数 n 求出的管内流速,m/s; u-要求的适宜流速,m/s; 式(2-8)中的适宜流速 u 要根据列管换热器中常用的流速范围进 行选定,参见《化工原理》相关内容,一般要求在湍流下工作(高粘 19 度流体除外),与此相对应的 Re 值,对液体为 5×103,气体则为 - 。 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与正方形两种,也有采用同心圆排列法和组合 排列法。 在一些多程的列管换热器中,一般在程内为正三角形排列,但程 与程之间常用正方形排列,这对于隔板的安装是很有利的,此时,整 个管板上的排列称为组合排列。 对于多管程的换热器,分程的纵向隔板占据了管板上的一部分面 积,实际排管数比理论要少,设计时实际的管数应通过管板布置图而 得。 在排列管子时,应先决定好管间距。决定管间距时应先考虑管板 的强度和清理管子外表时所需的方法,其大小还与管子在管板上的固 定方式有关。大量的实践证明,最小管间距的经验值为: 焊接法 胀接法 ,一般取(1.3~1.5) 管束最外层管子中心距壳体内表面距离不小于 。 5、壳体的计算。 20 列管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) , mm;若对管子分程则 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: 21 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: 列管换热器常用无缝钢管,规格如下: 碳钢 f19×2 f25×2.5 f32×3 f38×3 不锈钢 22 f19×2 f25×2 f32×2 f38×2.5 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, 4500,5000,6000,7500,9000,12000mm。 n=A/(pdmL),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 23 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) 24 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。 当材料的腐蚀速度为 0.05~0.1mm/a 时,单面腐蚀取 C2=1~ 2mm,双面腐蚀取 C2=2~4mm。 当 材 料 的 腐 蚀 速 度 小 于 或 等 于 0.05mm/a 时 , 单 面 腐 蚀 取 C2=1mm,双面腐蚀取 C2=2mm。 对于不锈钢,当介质的腐蚀性极微时可取 C2=0。 最 后 将 S+C1+C2 圆 整 到 钢 板 厚 度 系 列 中 去 , 所 以 总 厚 度 Sn=S+C1+C1+C, C—圆整值。 二、换热器封头选择 各种封头型式均可选用,但应用最多的是标准椭圆形封头,目前 已有标准系列。使用时可查 JB-1154-73 标准。见附录 1。 三、容器法兰的选择 1、材质:根据容器接触介质和温度、压力条件确定。 25 2、法兰类型:可供选择的容器法兰有三种,即甲型平焊法兰、乙 型平焊法兰和长颈对焊法兰。其标准号为 JB4700~4707—92,见附 录 2。 四、管板尺寸确定 选用固定式换热器管板,并兼作法兰。推荐采用《钢制列管式固 定管板换热器结构设计手册》中有关内容。 见附录 3。 五、拉脱力计算 拉脱力的定义是管子每平方米胀接周边上所受到的力。对于管子 与管板是焊接联接的接头,实验表明,接头的强度高于管子本身与金 属的强度,拉脱力不足以引起接头的破坏;但对于管子与管板是胀接 的接头,拉脱力则可能引起接头处和密封性的破坏,或使管子拉脱, 为保证管端与管板牢固地连接和良好的密封性能,必须进行拉脱力的 校核。 1、在操作情况下管子或壳体中的温差轴向力为 F=[at(tt-to)-as(ts-to)]/[1/EtAt+1/EsAs] 式中 At、As--换热器管、壳体壁截面积; at—管材线/℃; as—壳材线/℃; to—安装时温度 ℃; tt—操作状态下温度 ℃。 在管子及壳体中的温差应力为:st=F/At; ss=F/As 26 2、在操作压力下,每平方米胀接周边上所受到的力 Qq=Pf/(pdoL) 式中 P={管程压力 Pt 或壳程压力 Ps}中大者 f=0.866a2-p /4,三角形排列 =a2-p /4,正方形排列,a--管间距 3、在温差应力作用下管子每平方米胀接周边上所受到的力 Qq: Qq=st.at/pdoL=st( - )/4doL 式中 st—管子中的温差应力; at—每根管子管壁横截面积,mm2; 、 —管子外、内径 mm。 Qq 与 Qt 可能同向亦可能反向 同向时:q=Qq+Qt 反向时:q=Qq-Qt 方向确定原则:① 当 Pt s,且 ttts,则同向 ② 当 Pt n,且 ttts,则同向 ③ 当 Pt s,且 ttts,则反向 ④ 当 Pt;Ps,且 ttts,则反向 4、许用拉脱力:MPa 换热管与管板换热型式 许用拉脱力[q] 管端不卷边管板孔不开槽胀接 2.0MPa 管端卷边管板孔开槽胀接 4.0MPa 5、是否设置膨胀节判据: 当 q?[q]时需设置膨胀节,否则不必设 置。 27 六、膨胀节的选择 1、膨胀节的补偿量 为了保证膨胀节在完全弹性的条件下安全工作,它的补偿量是有 限度的。在附录中给出了用不同材料制的单层、 单波具有标准尺寸 的膨胀节的允许补偿量[DL]。根据换热器工作时的壳壁温度 ts,管壁 温度 tt,安装温度 to,以及壳体和管子的线膨胀系数,可以算出换热 器所需要的热变形补偿量[DLtc]: [DLtc]=〔αt(tt-to)-αs(tt-to)〕L 若[DLtc][DL],用一个单波膨胀节。 若[DLtc][DL],用两个或两个以上的膨胀节。 2、膨胀节的结构尺寸 波形膨胀节的结构及尺寸见附录 3,公称压力在 2.5MPa 以下,公 称直径不超过 2000mm 的膨胀节,已有标准,附录 3 给出了标准膨 胀节的几何尺寸。 七、折流挡板设计 折流板具有提高壳程内流体的流速,加强湍流程度,提高传热效 率和支承换热管的作用。折流板具有横向和纵向之分,折流板形式、 折流板最小壁厚、折流板最大间距、最小间距、折流板外径,拉杆直 径和数量见《化工设备机械基础》有关内容。 八、开孔补强 当换热器壳体和封头上的接管处需要补强时,常用的结构是在开 孔外面焊上一块与容器器壁材料和厚度相同的标准补强圈。 28 九、接管法兰选取参见标准 HGJ44~76--91。 十、支座 换热器支座可选裙座或双鞍式支座。其中鞍式支座设计参见标准 JB/T4712-92。 十一、画出装配图,按化工制图要求绘制。 29

管式换热器

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