列管式換熱器設計說明

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發(fā)展起來的型式，設計資料和數(shù)據比較完善，目前在許多國家中已有系歹0化標準。歹0管式換熱器在換熱效率，緊湊性和金屆消耗量等方面不及其他新型換熱器，但是它具有結構牢固，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發(fā)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、蒸帽操作中蒸僻釜(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構來

2、分，主要有以下幾種：(1) 固定管板式換熱器：這類換熱器的結構比較簡單、緊湊，造價便宜，但管外不能機械活洗。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丁管束的擋板。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，由丁兩者的熱膨脹不同，產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，為安全起見，換熱器應有溫差補償裝置。浮頭換熱器：換熱器的一塊管板用法蘭與外殼相

3、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，以便活洗；管束的膨脹不受殼體的約束，因而當兩種換熱介質的溫差大時，不會因管束與殼體的熱膨脹量的不同而產生溫差應力。其缺點為結構復雜，造價高。(2) 填料函式換熱器：這類換熱器管束一端可以自由膨脹，結構與比浮頭式簡單，造價也比浮頭式低。但殼程內介質有外漏的可能，殼程終不應處理易揮發(fā)、易爆、易燃和有蠹的介質。(3) 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活洗，管子可以自由膨脹。其缺點式管子內壁活洗困難

4、，管子更換困難，管板上排列的管子少。對丁列管式換熱器，一般要根據換熱流體的腐蝕性及其它特性來選擇結構與材料，根據材料的加工性能，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，檢修活洗的要求等因素決定采用哪一類型的列管式換熱器。1.3換熱器內流體通入空間的選擇哪一種流體流經換熱器的殼程，哪一種流體流經管程，下列各點可供參考(以固定管板式為例)。(1) 不活潔和易結垢的流體易走管內，因為管內活洗比較方便。(2) 腐蝕性的流體易走管內，以免管子和殼體同時受腐蝕，而且管子也便丁活洗和檢修。(3) 壓強高的流體易走管內，以免殼體受壓，可節(jié)省金屆消耗量。(4) 飽和蒸汽易走管問，以便丁及時排

5、除冷凝液，且蒸汽較潔凈，它對活洗無要求。(5) 有蠹流體易走管內,使泄露機會較少。(6) 被冷卻的流體易走管問，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，易走管問，因流體在有折流板的殼程流動時，由丁流速和流量的不斷改變。在低Re值(Re>100)下即可達到湍流，以提高對流傳熱系數(shù)。對丁剛性結構的換熱器,若兩流體的溫差較大,對流傳熱系數(shù)較大者易走管問,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)，減少污垢在管子表面上沉積的可能性，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

6、宜的流速要通過經濟衡算才能確定。此外，在選擇流速時，還要考慮結構上的要求。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)。管子太長不易活洗，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，應盡可能避免在滯流下流動。表1-1常用的流速范圍Table1-1Thescopeofcommonuseincurrentvelocity流體種類F流體易結垢液體氣體管程流速m/s0.53>>1530殼程流速m/s0.21.5>>0.5315表1

7、-2安全允許速度Table1-2Thespeedofthesafeadmissionoftheliquid液體名稱乙酰、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允許速度/m/s<1<21.5<10Table1-3表1-3不同粘度液體的常用流速Thedifferentoftheliquidincommonusecurrentvelocity液體粘度/mPa.s>150015005005001001003535-1<1最大流速/m/s0.60.751.11.51.82.41.5確定設計方案的原則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量，操作穩(wěn)定，這

8、就必須配置必要的閥門和計量儀表等，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措施來調節(jié)，而在設備發(fā)生故障時，檢修應方便。1.5.2滿足經濟上的要求。在確定某些操作指標和選定設備型式以及儀表配置時，要有經濟核算的觀點，既能滿足工藝和操作要求，乂使施工建簡便，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)拇胧┻_到降低成本的目的。1.5.3保證安全。在工藝流程和操作中若有爆炸，燃燒、中蠹、燙傷等危險性，就要考慮必要的安全措施。乂如設備的材料強度的驗算，除按規(guī)定應有一定的安全系數(shù)外，還應考慮防止由丁設備中壓力突然升高或者造成真空而需要裝置安全閥

9、等。以上所提的都是為了保證安全生產所需要的。第二章列管式換熱器熱力計算2.1穩(wěn)態(tài)傳熱穩(wěn)態(tài)傳熱的基本方程式為：Q=KAtm(1)Q熱負荷，W;K總傳熱系數(shù)，W/m2?C；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，根據能量平衡，熱流體所放出的熱量應等丁冷流體所吸收的熱量，即Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)式中Q換熱器的熱負荷，kJ/h或W；W流體的質量流量，kg/h；H單位質量流體的焰，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。若換熱器中兩流體無相變化，且流體的比熱容不隨溫

10、度而變或可取平均溫度下的比熱容時，即Q=WhCph(Ti-T2)=WcCpc(t2-t1)(3)式中Cp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。若換熱器中有熱流體的相變化，即Q=Wh產WcCpc(t2-ti)(4)式中Wh飽和蒸氣(即熱流體)的冷凝速率，kg/h；Y飽和蒸氣的冷凝熱，kJ/kg。(1) 2.1.2總傳熱系數(shù)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4。a. 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，傳熱表面上常有污垢積存，對傳熱產生附加熱阻，

11、使總傳熱系數(shù)降低。在估算K值時一般不能忽略污垢熱阻。由丁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驗值，作為計算K值的依據，若管壁內、外側表面的污垢熱阻分別用Rsi及Rso表示。1/K=1/a°+d。/aidi+Rso+Rsido/di+bd。/2dm其中ao管外流體傳熱膜系數(shù)，w/m2C；ai管內流體傳熱膜系數(shù)，w/m2-C；Rsi、Rso管壁內、外側表面的污垢熱阻，m2-腿；di、do、dm管內徑、外徑和內、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/m2C；2.1.3平均溫度變溫傳熱時，若兩流體的相互流向不同，則對溫度差的影響也不同，通常

12、逆流傳熱效果好，以逆流為列，推導出計算平均溫度的通式。tm=(Ati+At2)/2(6)Ati=Ti-t2t2=T2-tl式中Ti,T2熱流體的進出口溫度，C；tl,t2冷流體的進出口溫度，C；Atm=O區(qū)Atm'(7)m'按逆流計算時的平均溫度差，C；zt溫度差校正系數(shù)，無量綱；溫度差校正系數(shù)咨與冷熱流體的溫度變化與關，是P和R兩因素的函數(shù)，即Zt=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-Ti)/(t2-t1)=熱流體的溫降/冷流體的溫升溫度校正系數(shù)/t值可根據P和R兩因素從相應的圖中查得溫度差校正系數(shù)圖是基丁以下假設作出

13、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管內傳熱膜系數(shù)對低黏度流體,Re>10000,0.7<Pr<120,L/d>60時偈=0.023”diRei0.8P”(8)加熱n取0.4;冷卻n取0.32.2.2管外傳熱膜系數(shù)o(o=0.36(2/dm)Rei0.55Pri1/33/w滬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(

14、f3Pf2g/fGg/)1/3(10)2.3流體壓強降的計算2.3.1管程流動阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對丁多程換熱器，其總阻力等丁直管阻力、AP2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i=(1+A?2)FtNp(11)式中0、P2分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，Pa；Ft結垢校正因數(shù)，無量綱，對252(5mm的管子，取1.4,對19X2mm的管子，取1.5;Np管程數(shù)；P1=XL/d)X(pu2/2)(12)P2=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，但是由丁流體的流動狀況比較復雜，因此

15、使計算得到的結果相差很多。下面殼程壓強降此的公式，即(14)工&。=(APi+AP2)FsNs式中APi流體橫過管束的壓強降AP2流體通過折流板缺口的壓強降，F(xiàn)s殼程壓強降的結垢校正因數(shù)，無量綱，液體可取1.15,氣體可取1.0Pi'=Ff°nc(NB+1)(pu2/2)(15)P2'=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,對轉角正方形為0.4,正方形為0.3。fo殼程流體的摩擦系數(shù)，當Reo>500時，f0=5.0Re。-0.228;nc橫過管束中心線的管子數(shù)，管子按正三角形排列nc=

16、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按殼程流通截面積A°計算的流速，m/s，而A0=H(D-ncd°)一般來說，液體流經換熱器的壓強降為10100kPa,氣體的為110kPa。第三章工藝流程汽提塔(E101)底部的溶液經減壓閥LC9202減壓到1.76Mpa進入中壓分解分離器(V102),溶液在此閃蒸并分解，分離后尿液進入中壓分解塔(E102A/B),甲鉉在此分解E102A殼體用0.5Mpa蒸汽供熱，E102B用汽提塔蒸汽冷凝液分離器(V109)的2.5Mpa蒸汽冷凝供熱。從中壓分解塔分離器頂部出來的含有氨和二氧化

17、碳的氣體先送到真空預濃縮器（E104）殼程中，被中壓碳鉉液泵（P103A/B）送來的碳鉉液吸收，其吸收和冷凝熱用來蒸發(fā)尿液中的部分水份，然后進入中壓冷凝器（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，它用氨升泵（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，收集丁氨收集器（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，其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

18、收塔底部溶液通過高壓甲鉉泵（P102A/B）加壓到15.5Mpa送到甲鉉冷凝器（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，以下是氨冷凝器所在工藝流程中的位置（見附圖3-1）。第四章?lián)Q熱器工藝過程計算4.1設計任務和條件物料：NH3、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：NH3：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

19、途徑。(2) 根據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，并根據溫度差校正系數(shù)不應小丁0.8的原則，決定殼程數(shù)。(5) 依據總傳熱系數(shù)的經驗值范圍，或按生產實際情況，選定總傳熱系數(shù)K值。(6) 由總傳熱速率方程Q=KSAtm,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。4.2.2計算管程、殼程壓強降根據初定的設備規(guī)格，計算殼程、管程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。若壓強降不符合要求，要調整流速，再確定

20、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Rsi和Rso,再計算總傳熱系數(shù)K/,比較K的初設值和計算值，若K/K=1.151.25或(K-K)/K=15.5%30%,則初選的換熱器合適。否則需另設K值，重復以上計算步驟604.3工藝計算過程4.3.1定性溫度下流體物性NH3：p=13kg/m3呻0.918X10-5Pas/0.0215W/M-Cv=1373kJ/kgCp=0.67kJ/kg-CV=580m3/h循環(huán)水：p=995.7kg/m3p=80.07x10-5Pas入=0.6176W/MCC

21、p=4.174kJ/kgC液氨：pf=583kg/m3冶0.432kcal/mhCpf=0.306kg/mhg=12.7X107本設計中涉及到氨的相變化傳熱過程，根據兩流體的情況，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)+Q2(潛熱)Qi=WCp(Ti-T2)=VpCp(T1-T2)=(580X13/3600)X0.67X103X(43-38)=7016.4wQ2=W弦p=(580X13/3600)X1373X103=2875672.2wQ=Q1+Q2=7016.4+2875672.2=2882688.6wWH20=Q/CpA

22、t=2882688.6/(4.174X103X(36-32)=172.657kg/sVH2O=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NH343Ct38C水36C32CAt7C6Ctm=(At1+At2)/2=6.5C而R=(Ti-T2)/(t2-t1)=1.25P=(t2-t1)/(Ti-t1)=0.364由P、R值查圖417查得4=0.92(3) 所以Atm=0咨XAm=0.92X6.5=5.98C初選換熱器型號根據兩流體的情況，假設K=1100W/M-C故S=Q/KXZtm=2882688.6

23、/1100/5.98=438.2m2由丁Tm-tm=5-4=1C<50C因此不需要考慮熱補償。據此，由換熱器系列標準，有關參數(shù)如下表4-1:表4-1換熱器系列標準Tab.4-1Heatexchangeisrelatedtodata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S0=nndL=1267X3.14X0.019X(6-0.1)=446m2。若采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為1100W/MC。4.3.3核算壓強降管程壓強降E廚=(APi+A

24、P2)FtNp其中Ft=1.5Np=1管程流通面積Ai=(n/4)di2n/Np=0.785X0.0152X1267/2=0.2239m2Ui=Vs/Ai=0.173/0.2239=0.8m/sRe=diUip/呻0.019X0.8X995.7/(80.07X10-5)=14922.4設管壁粗糙度=0.1mm,#d=0.1/15=0.0067,由第一章中的人Re關系圖中查得/=0.039所以APi=XL/d)X(pu2/2)=0.039X(6/0.015)X(995.7X0.82/2)=4970.5PaAP2=3pu2/2=3X995.7>0.82/2=955.9Pa則工/Pi=(497

25、0.5+955.9)X1.5X1=29839.35Pa<100Kpa殼程壓強降工Qo=(APi+AP2)FsNs其中Fs=1.0Ns=1APi=Ffonc(NB+1)(pu2/2)管子為三角形排列,F=0.5nc=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A0=H(D-ncd0)=0.3X(1-39>0.019)=0.0777m2U0=V0/A0=580/3600/0.0777=2.07m/sRe0=d0U0p/呻0.019X2.07X13/(0.918X10-5)=55696.1>500f0=5.

26、0Re0-0.228=5.0X55696.1-0.228=0.414所以Pi=0.5X0.414X39X(19+1)X13X2.072/2=4497PaP2=Nb(3.5-2h/D)pu2/2=19X(3.5-2X0.3/1)13X2.072/2=1534.6PaEzPo=(4497+1534.6)x1X1=6031.6Pa<10kPa計算表明，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)田Rq=14922.4Pn=四Cp/=80.O7X10-5X4.174x103/0.6176=5.41ai=0.023加Rei0.8Pri0.4=0.023X(0.

27、6176/0.02)X14922.40.85.410.4=4061.6W/m2-C(2)殼程對流傳熱系數(shù)g由丁發(fā)生相變傳熱可有公式wo=0.945(2f3pf2g/pfGg)1/3Gg=W/(L(Nt)2/3)=Vp/(L(Nt)2/3)=580X13/(6X12672/3)=10.7kg/sao=0.945(尸pf2g/pfGg)1/3=0.945X(0.4323X5832X12.7x107/(0.306X10.7)1/3=9635.2kcal/m2hC00=1.163知=1.163X9635.2=11205.7W/m2-C(3)污垢熱阻查閱資料，管內、外側污垢熱阻分別取為R$=0.0001

28、7m2-/WRso=0.00017m2-/W總傳熱系數(shù)Ko管外側熱阻忽略時，總傳熱系數(shù)Ko為Ko=1/(1/知+Rso+RSido/di+do/di/%)=1/(1/11205.7+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-C在規(guī)定的流動條件下，計算出的Ko為1272.3W/m2-C,故所選擇的換熱器是合適的，安全系數(shù)為(Ko-K)/KX100%=(1272.3-1100)/1100X100%=15.7%。第五章?lián)Q熱器主體設備工藝尺寸的確

29、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25mmX2.5mm及19mmX2mm兩種規(guī)格的管子7。管長的選擇是以活洗方便即合理使用管材為原則。長管不便丁活洗，且容易彎曲。一般出廠的標準管長為6m,則合理的換熱管長應為1.5m、2m、3m和6m。系歹0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、正方形和轉角正方形等。正三角形排列的優(yōu)點有：相同殼程內可排列更多的管子；管板的強度

30、高；流體走短路的機會少，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)點是便丁活洗列管外壁，使用與殼程流體易產生污垢的場所；但其對流傳熱系數(shù)較正三角形排列時低。轉角正方形排列則介丁上述兩者之間，與直列排列相比,對流傳熱系數(shù)可適當?shù)奶岣?。管子在管板上排列的間距t（指相鄰兩管子的中心距），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丁6mm,即t>（據+6）。焊接法取t=1.25d0。5.2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，有時會使管內流速降低，因而對流傳熱系數(shù)較小。為了提高管內流速，可采用多管程。但

31、是程數(shù)過多時，導致管內流動阻力增大，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8。管程數(shù)m可按下式計算，即m=u/u其中u管程內流體的適宜流速m/s；u'管程內流體的的實際流速m/s。當溫度差校正系數(shù)皿t低丁0.8時，可采用殼方多程。如殼體內安裝一塊與管束平行的隔板，流體在殼體內流經兩次，稱為兩殼程。但由丁殼程隔板在制造、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，而是將幾個換熱器申聯(lián)起來使用，以代替殼方多程。例如當需殼方兩

32、程時，即將總管數(shù)等分為兩部分，分別裝在兩個內徑相同而直徑較小的外殼中,然后把兩個換熱器申聯(lián)使用。5.3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，以提高殼程對流傳熱系數(shù)9。最常用的為圓缺型擋板，切去的弓形高度約為外殼內徑的10%40%,一般取20%25%,過高或過低都不利丁傳熱。兩相鄰檔板的距離（板間距）h為外殼內徑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,不便丁制造和檢修,阻力也較大。板間距過大，流體就難丁垂直的流過管束，使對流傳熱系數(shù)

33、下降。5.4外殼直徑的確定換熱器的殼體的內徑應等丁或稍大丁（對浮頭式換熱器而言）管板的直徑。根據計算出的實際管數(shù)、管徑、管中心距及管子的排列方法等，可采用作圖的方法確定殼體內徑。但是，當管數(shù)較多乂要反復計算時，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，防止流體走短途”，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徑，即D=t（nc-1）+2b其中D殼體內徑，m；t管中心距，m；nc橫過管束中心線的管數(shù)；b管束中心線上最外層的中心至殼

34、體內壁的距離,一般取b=（11.5）d。；m。nc值可用下面公式估算，即管子按正三角形排列nc=1.1n1/2管子按正方形排歹0nc=1.19n1/2式中n為換熱器的總管數(shù)。表5-1殼體標準尺寸Table5-1Hullstocksize殼體外徑/mm325400500600700800900100011001200最小壁厚/mm81012145.5主要附件封頭：封頭有方形和圓形兩種，方形用丁直徑?。ㄒ话阈《?00mm）的殼體，圓形用丁大直徑的殼體11。緩沖擋板：為防止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

35、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式計算，即D=（4Vs/nu）1/2式中Vs流體的體積流量，m3/s；u流體在接管中的流速，m/s；流速u的經驗值可取為對液體u=1.52m/s對蒸汽u=2050m/s對氣體u=(0.150.2)p/p(p為壓強，KPa；p為氣體密度，Kg/m3)。5.6材料選用列管換熱器的材料應根據操作壓力、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

36、很少有的。目前常用的金屆材料有碳鋼、不銹鋼、低合金鋼、銅和鋁等；非金屆材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不銹鋼和有色金屆雖然耐腐蝕性能好，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Table5-2Thecommonmaterialforeachpartsofthetubeheatexchanger部件或零件名稱材料牌號碳素鋼不銹鋼殼體、法蘭A3F、A3R、16MnR16Mn+0Cr18Ni9Ti法蘭、法蘭蓋16Mn、A316MN+1CrNi9Ti管板A41CrNi9Ti膨脹節(jié)A3F、16MnR1CrNi9Ti擋板和支撐板A3F1CrNi9Ti螺栓16Mn、40Mn、40MnB換熱管10號螺母A3、40Mn1CrNi9Ti墊片石棉橡膠板支座A3F5.7管板尺寸的確定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，管板乂與殼體相連。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)調作用等13。管板受力情況較為復雜，影響管板應力大小乂如下因素：(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乂顯著影響。(2) 管束的承載作用。換板與許多換熱管剛性的固定在一起，