什么是列管换热器？

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。图(4)表示的是列管式换热器中最常见的一种型式--固定管板式的示意图。在圆形外壳内装上很多平行的管子，管束两端焊接或胀接在管板(俗称花板)上，装有进出口管的封头用螺钉与焊在外壳两端的管板相连，封头与管板之间的空间构成流体的分配室。由于管板与壳体、管子都焊在一起，位量完全固定不变，故称固定管板式。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。在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构。其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔板，便成二管程；在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程；如此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积，而使传热面积减小。酒精蒸馏使用的冷凝器，为了提高壳内流体的流速，通常在壳体内安装一定数量与管束垂直的折流挡板。常用的挡板型式圆缺形(又程为弓形板)和盘环形两种。

可以认真看一下GB151-1999《管壳式换热器》

要看你的水冷换热器用来冷却什么介质了，一般冷却氮气，其换热系数约为57（这是列管式换热器的），在《化工工艺设计手册》第三版上册的第15章有详细的计算过程，但很复杂。推荐你直接查该书的2-320页的“总传热系数的参考值表”。

设计任务书 一、设计题目:水换热器的设计二、设计原始数据61、处理能力:2.5×10吨/年热水2、操作条件:o o?热水:入口温度80C，出口温度60Co o?冷却介质:循环水，入口温度32C，出口温度40C5?允许压强降:不大于10Pa?每年按330天计，每天24小时连续运行三、设备形式:列管式换热器四、设计任务1、设计计算列管式换热器的热负荷、传热面积、换热管、壳体、接管等。2、绘制列管式换热器的工作图。3、编写课程设计说明书。1/14页

■管式换热器的构造原理、特点：DLG型列管式换热器利用热传导和热辐射的原理，烟道气通过管程与逆流通过壳程的空气进行能量交换，从而达到输出洁净热空气的目的。该换热器结构紧凑，运行可靠，列管采用耐高温的薄壁波纹管，增加发传热面积和换热效率。广泛应用于化工、制药、轻工等行业废气余热利用和空气加热。■管式换热器用途及特点:：GLL型列管式换热器用于电厂中辅助冷却水系统，该系统通常包括以下设备的冷却器:1、闭式循环冷却水换热器;2、机械真空泵冷却器;3、汽轮机发电机组润滑油冷却器;4、锅炉给水泵汽轮机润滑油冷却器;5、锅炉给水泵润滑油冷却器;6、电液冷却器;7、励磁机冷却器;8、控制室和取样室空调冷却器;9、机锅炉循环水泵冷却器。■管式换热器应用构造管壳式换热器是进行热交换操作的通用工艺设备。广泛应用于化工、石油、石油化工、电力、轻工、冶金、原子能、造船、航空、供热等工业部门中。特别是在石油炼制和化学加工装置中，占有极其重要的地位。换热器的型式◆按管板和壳体及其配合部分的形式可分为固定管板式、浮头式、U型管式、填料函式、釜式、滑动管板式和插管式等七种。◆按换热管的类型可分为学管、波节管、螺旋管、螺纹管等。◆按安装形式可分为卧式和立式两种。换热器的材质根据介质的不同，可选用碳素钢、不锈钢（SUS304、SUS316、SUS316L）、铜管及其它特殊材质。换热器的技术性能◆最高使用温度：350℃◆最高工作压力：35MPa

是，其实从定义里就能知道。管程：流体每流过一组换热管，称为管程。壳程是指流体沿换热器的壳体、管束和档板之间的空隙自左至右(或自右至左)所流经的距离。一般壳程是折流板数量加一。

壳程多采用折流档板来配合，使流体趋向于逆流换热，以提高传热系数。图2给出两种常用的折流板型式：弓形和盘-环形。

你这个是不是化工原理的设计课题啊！！！好像我们组的课题和你的一样 .../你的这些数据好像还是不够！根本完成不了整张图的绘制！建议你在网上找找有没有模板，通过修改标注 把你们这些数据改上去！愿一切顺利！

　　又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。　　结构 由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成（见图）。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。　　流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。图示为最简单的单壳程单管程换热器,简称为1-1型换热器。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可配合应用。　　类型 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。根据所采用的补偿措施，管壳式换热器可分为以下几种主要类型：　　① 固定管板式换热器 管束两端的管板与壳体联成一体，结构简单,但只适用于冷热流体温度差不大,且壳程不需机械清洗时的换热操作。当温度差稍大而壳程压力又不太高时，可在壳体上安装有弹性的补偿圈，以减小热应力。　　② 浮头式换热器 管束一端的管板可自由浮动，完全消除了热应力;且整个管束可从壳体中抽出,便于机械清洗和检修。浮头式换热器的应用较广，但结构比较复杂，造价较高。　　③ U型管换热器 每根换热管皆弯成U形，两端分别固定在同一管板上下两区，借助于管箱内的隔板分成进出口两室。此种换热器完全消除了热应力，结构比浮头式简单，但管程不易清洗。　　非金属材料换热器 化工生产中强腐蚀性流体的换热，需采用陶瓷、玻璃、聚四氟乙烯、石墨等非金属材料制作管壳式换热器。这类换热器的换热性能较差，只用于压力低、振动小、温度较低的场合。　　流道的选择 进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：①不洁净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较方便；②腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；③压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；④饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液容易排出；⑤若两流体温度差较大,选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。　　操作强化 当管壁两侧传热分系数相差很大时（如粘度小的液体与气体间的换热），应设法减小传热分系数低的一侧的热阻。如果管外传热分系数小，可采用外螺纹管（低翅片管），以增大管外一侧的传热面积和流体湍动，减小热阻。如果管内传热分系数小，可在管内设置麻花铁，螺旋圈等添加物，以增强管内扰动，强化换热，当然这时流体的流动阻力也将增大。

以上回答正确

一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克勒炉；但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。按流化床反应器的应用可分为两类：一类的加工对象主要**体,如矿石的焙烧,称为固相加工过程；另一类的加工对象主要是流体，如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应过程，称为流体相加工过程。流化床反应器的结构有两种形式：①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程。特性与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是：①可以实现固体物料的连续输入和输出；②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应。但另一方面，由于返混严重，可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化床中气泡的存在使得气固接触变差，导致气体反应得不完全。因此，通常不宜用于要求单程转化率很高的反应。此外，固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带，也使流化床的应用受到一定限制。为了限制返混，可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样便可在床内建立起一定的浓度差或温度差。此外，由于气体得到再分布，气固间的接触亦可有所改善。近年来，细颗粒和高气速的湍流流化床及高速流化床均已有工业应用。在气速高于颗粒夹带速度的条件下，通过固体的循环以维持床层，由于强化了气固两相间的接触，特别有利于相际传质阻力居重要地位的情况。但另一方面由于大量的固体颗粒被气体夹带而出，需要进行分离并再循环返回床层，因此，对气固分离的要求也就很高了。

某生产过程中，需将6000kg/h的油从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30℃，出口温度为40℃。试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度140℃，出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。 （2）流动空间及流速的确定 由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/s。 2．确定物性数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程油的定性温度为(℃)管程流体的定性温度为(℃)根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 油在90℃下的有关物性数据如下： 密度　　ρo=825kg/m3定压比热容　　cpo=2.22kJ/(kg·℃)导热系数　　λo=0.140W/(m·℃)粘度　　μo=0.000715Pa·s循环冷却水在35℃下的物性数据： 密度　　ρi=994kg/m3定压比热容　　cpi=4.08kJ/(kg·℃)导热系数　　λi=0.626W/(m·℃)粘度　　　　μi=0.000725Pa·s3．计算总传热系数 （1）热流量 Qo=WocpoΔto=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW)（2）平均传热温差 (℃)（3）冷却水用量 (kg/h)（4）总传热系数K 管程传热系数 W/(m·℃)壳程传热系数 假设壳程的传热系数αo=290W/(m2·℃)； 污垢热阻Rsi=0.000344m2·℃/W,Rso=0.000172m2·℃/W管壁的导热系数λ=45W/(m·℃)=219.5W/(m·℃)4．计算传热面积 (m2)考虑15％的面积裕度，S=1.15×S′=1.15×42.8=49.2(m2)。 5．工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速 选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s。 （2）管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 按单程管计算，所需的传热管长度为(m)按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长L=6m，则该换热器管程数为(管程)传热管总根数N=58×2=116(根)（3）平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 第2章换热器设计按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。但R=10的点在图上难以读出，因而相应以1/R代替R，PR代替P，查同一图线，可得φΔt=0.82平均传热温差Δtm=φΔtΔ′tm=0.82×39=32(℃)（4）传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32(mm)横过管束中心线的管数(根)（5）壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为 (mm)圆整可取D＝450mm （6）折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为h＝0.25×450＝112.5(mm)，故可取h＝110mm。 取折流板间距B＝0.3D，则B＝0.3×450＝135(mm)，可取B为150。 折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/150-1=39(块)折流板圆缺面水平装配。 （7）接管 壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u＝1.0m/s，则接管内径为 取标准管径为50mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u＝1.5m/s，则接管内径为 6．换热器核算 （1）热量核算 ①壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 当量直径，由正三角形排列得 (m) 壳程流通截面积 (m) 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普兰特准数 粘度校正 W/(m2·℃) ②管程对流传热系数 管程流通截面积(m2) 管程流体流速 普兰特准数W/(m2·℃) ③传热系数K=310.2W/(m·℃)④传热面积S(m2)该换热器的实际传热面积Sp(m2)该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 （2）换热器内流体的流动阻力 ①管程流动阻力 ∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNpNs=1,Np=2,Ft=1.5由Re＝13628，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.037W/m·℃， 流速ui＝0.497m/s，ρ＝994kg/m3，所以 管程流动阻力在允许范围之内。 ②壳程阻力 ∑ΔPo=(ΔP′1+ΔP′2)FtNsNs＝l，Ft＝l流体流经管束的阻力 流体流过折流板缺口的阻力 总阻力∑ΔPo＝1202＋636.2＝1838.2(Pa)＜10kPa壳程流动阻力也比较适宜。 ③换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果见表2-13。 表2-13换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器形式：固定管板式管口表 换热面积（m2）:48 符号 尺寸 用途 连接型式 工艺参数 a DN80 循环水入口 平面 名称 管程 壳程 b DN80 循环水出口 平面 物料名称 循环水 油 c DN50 油品入口 凹凸面 操作压力，MPa 0.4 0.3 d DN50 油品出口 凹凸面 操作温度，℃ 29/39 140/40 e DN20 排气口 凹凸面 流量，kg/h 32353 6000 f DN20 放净口 凹凸面 流体密度，kg/m3 994 825 附图 流速，m/s0.4970.137传热量，kW366.7总传热系数，W/m2·K310.2传热系数，W/m2·K2721476污垢系数，m2·K/W0.0003440.000172阻力降，MPa0.001730.00184程数21推荐使用材料碳钢碳钢管子规格ф25×2.5管数116管长mm:6000管间距，mm32排列方式正三角形折流板型式上下间距，mm150切口高度25%壳体内径，mm450保温层厚度，mm热交换设备http://www.longpai.com.cn/chanpin/Default_1_1.html

■ 列管式换热器的构造原理、特点： 列管式换热器（又名列管式冷凝器），按材质分为碳钢列管式换热器，不锈钢列管式换热器和碳钢与不锈钢混合列管式换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、U型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程，传热面积1～500m2，可根据用户需要定制。■螺旋板式换热器的构造原理、特点： 螺旋板式换热器是一种高效换热器设备,适用汽－汽、汽－液、液－液，对液传热。它适用于化学、石油、溶剂、医药、食品、轻工、纺织、冶金、轧钢、焦化等行业。按 结构形式可分为 不可拆式（Ⅰ型）螺旋板式及可拆式（Ⅱ型、Ⅲ型）螺旋 板式换热器。换热设备介绍：换热设备是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。在热量交换中常有一些腐蚀性、氧化性很强的物料，因此，要求制造换热设备的材料具有抗强腐蚀性能。它可以用石墨、陶瓷、玻璃等非金属材料以及不锈钢、钛、钽、锆等金属材料制成。但是用石墨、陶瓷、玻璃等材料制成的有易碎、体积大、导热差等缺点，用钛、钽、锆等稀有金属制成的换热设备价格过于昂贵，不锈钢则难耐许多腐蚀性介质，并产生晶间腐蚀。■ 容积式换热器的构造原理、特点： 自动控温节能型容积式热交换器，它充分利用蒸汽能源、高效、节能，是一种新型热水器。普通热水器一般需要配置水水热交换器来降低蒸汽凝结水温度以便回用。而节能型热交换器凝结水出水温度在45℃左右，或直接回锅炉房重复使用。这样减少了设备投资，节约热交换器机房面积，从而降低基建造价，因此节能型容积式热交换器深受广大设计、用户单位欢迎。钢衬铜热交换器比不锈钢热交换器经济，并且技术上有保证。它利用了钢的强度和铜的耐腐蚀性，即保证热交换器能承受一定工作压力，又使热交换器出水质量好。钢壳内衬铜的厚度一般为1.0mm。钢衬铜热交换器必须防止在罐内形成部分真空，因此产品出厂时均设有防真空阀。此阀除非定期检修是绝对不能取消的。部分真空的形成原因可能是排出不当，低水位时从热交换器，或者排水系统不良。水锤或突然的压力降也是造成压负的原因。 ■ 管壳式换热器的构造原理、特点： 管壳式换热器是进行热交换操作的通用工艺设备。广泛应用于化工、石油、石油化工、电力、轻工、冶金、原子能、造船、航空、供热等工业部门中。特别是在石油炼制和化学加工装置中，占有极其重要的地位。换热器的型式。■ 管式换热器的构造原理、特点： DLG型列管式换热器利用热传导和热辐射的原理，烟道气通过管程与逆流通过壳程的空气进行能量交换，从而达到输出洁净热空气的目的。该换热器结构紧凑，运行可*，列管采用耐高温的薄壁波纹管，增加发传热面积和换热效率。广泛应用于化工、制药、轻工等行业废气余热利用和空气加热。■ 浮头式换热器的构造原理、特点： 浮头式换热器其一端管板与壳体固定，而另一端的管板可以在壳体内自由浮动。壳体和管束对热膨胀是自由的，故当两种介质的温差较大时，管束与壳体之间不会产生温差应力。浮头端设计成可拆结构，使管束可以容易地插入或抽出，这样为检修和清洗提供了方便。这种形式的换热器特别适用于壳体与换热管温差应力较大，而且要求壳程与管程都要进行清洗的工况。■ 汽水换热器的构造原理、特点： 该换热器是在板式换热器的基础上加装降温与降压器而组成的，利用调节器对高蒸汽或高温水进行一级换热使之降之150℃以下。进入板式换热器进行换热，适用于高温蒸汽及高温水(150℃以上)。这种装置集板式换热器同时具有降温与降压器的优点。使换热器更加充分地进行热量交换。■热管换热器的构造原理、特点： 热管是一种高效传热元件，其导热能力比金属高几百倍至数千倍。热管还具有均温特性好、热流密度可调、传热方向可逆等特性。用它组成热管换热器不仅具有热管固有的传热量大、温差小、重量轻体积小、热响应迅速等特点，而且还具有安装方便、维修简单、使用寿命长、阻力损失小、进、排风流道便于分隔、互不渗漏等特点。热管是由内壁加工有槽道的两端密封的铝（轧）翅片管经清洗并抽成高真空后注入最佳液态工质而成，随注入液态工质的成分和比例不同，分为KLS低温热管换热器、GRSC-A中温热管换热器、GRSC-B高温热管换热器。热管一端受热时管内工质汽化，从热源吸收汽化热，汽化后蒸汽向另一端流动并遇冷凝结向散热区放出潜热。冷凝液借毛细力和重力的作用回流，继续受热汽化，这样往复循环将大量热量从加热区传递到散热区。热管内热量传递是通过工质的相变过程进行的。将热管元件按一定行列间距布置，成束装在框架的壳体内，用中间隔板将热管的加热段和散热段隔开，构成热管换热器。热管是由美国发明的，最初被用于航天技术和核反应堆，以解决向阳面和背阴面受热不均匀。20世纪90年代被用于民用空调，由于其优越的导热性，受到越来越广泛的重视，目前在计算机、雷达等高科技领域被广泛应用。■ 波纹管换热器的构造原理、特点： 产品特点一种新型的强化传热节能型高效换热设备，在传统列管式换热器的基础上，采用强化传热技术，是对传统各类换热器的重大突破。公称通径DN325～2000mm；公称压力P0.6～.4Mpa；换热管规格Ф19,Ф25,Ф32,Ф42.壁厚0.5～1.0；工作介质水－水、汽－水、油－水、油－油等多种换热介质。总传热系数水－水K＝2000～3500w/㎡；汽－水K＝2500～4000w/㎡；其它介质视介质物理性能及工况而定。优性能传热效率高，防腐能力好，不污、不堵、不易结垢，无需维护，密封可*，运行平稳，占地少，节省投资。■ 空气换热器的构造原理、特点： 加热炉窑为了降低能耗，在烟道中设置空气换热器，以回收烟气中的大量余热，达到节约燃料、降低生产成本，提高燃烧温度、增加炉子的产量。空气换热器是余热利用的理想设备，在轧钢加热炉、热处理炉、煅造加热炉等各种工业炉窑上得到广泛应用。炉用空气换热器的种类很多， 目前国内外绝大多数采用的是金属换热器，空气换热器是利用炉窑排出的尾气热量将空气预热至一定的温度后返回炉内助燃或用于其它设备。金属换热器具有体积小、热交换效率高、严密性好、结构简单等特点。■换热机组的构造原理、特点： 换热机组是一次热网与用户之间的直接桥梁，从一次热网得到热量，自动连续地转换为用户需要的生活用水及采暖用水，适用于空调（供暖供冷），采暖，生活用水（洗浴）或其他换热回路（如地板供热，工艺水冷却等）。换热机组与中华人民共和国建设部发布的板式换热机组城镇建设行业标准保持高度一致，也可根据客户的具体要求和实际工况设计加工非标准机组。换热机组由板式换热器、循环水泵、补水泵、过滤器、阀门、机组底座、热计量表、配电箱、电子仪表及自控系统等组成。热源的蒸汽或高温水从机组的一次侧供水口进入板式换热器，二次侧的低温回水经过过滤器除污，通过循环泵也进入板式过滤器，两种不同温度的水经过热交换，二次侧将热量输送给热用户■石墨换热器的构造原理、特点： 圆块孔式石墨换热器由柱形不渗透性石墨换热块、石墨上下盖和其间的氟氧橡胶（或柔性石墨）O型圈及金属外壳、压盖等组装而成。是目前较先进、性能较优越的一种石墨换热器。圆柱形石墨换热块有较高的结果强度，并易与解决密封问题；在密封中采用氟橡胶（或柔性石墨）O型圈密封介质，加装压力弹簧作为热胀冷缩的自动补偿，以起到密封保持作用；采用短通道提高紊流程度使设备结构度高、耐温耐压性能强、抗热冲击性能好、体积利用率高、传热效果好并便于装拆检修。设备纵向孔走腐蚀性介质，横向孔走非腐蚀性介质。

在《生物工程设备》书中有 列管式反应器：又称管束式反应器。由许多很细的反应管组成，管内装有催化剂的固定床反应器。结构与管壳式换热器相似，由管束、壳体、两端封头等组成。列管外采用烟气、高温水蒸气等提供反应所需热量，或采用熔盐、导热油和水等移出反应放出的热量，维持反应温度。多用于强放热反应、强吸热反应且反应进行很快的情况，如邻二甲苯氧化反应器、乙烯氧化制环氧乙烷的反应器、甲醇氧化制甲醛的反应器等 膜式反应器：采用具有一定孔径和选择透性的膜固定植物细胞。营养物质可以通过膜渗透到细胞中，细胞产生的次级代谢产物通过膜释放到培养液中。Shuler报道了固定烟草细胞生产酚类物质。膜式反应器主要进行产物分离以解除产物的反馈抑制。流化床反应器（硫化床反应器？）：流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。

手动工作过程:滤水器接入管道系统后，水由下部进水口进入滤水器，当水中杂质通过网芯时，由于体积大于网芯孔，而衩截留在网芯上，当聚积到一定数量时，即造成进出水口产生一定压差值。（滤网精度直径不同压差不同,一般为0.15Mpa），手动打开排污阀门，排污开始，转动手柄，旋转方向分正反时针旋转均可，每10秒--30秒转动一格，手柄指向每一个凹部固定，水流对附着在网芯内侧壁面上的杂质污物反向冲洗。直至旋转一圈，关闭排污阀，手动排污完成。如用户选型为自动滤水器，可选压差排污和定时排污1、压差排污:当杂质聚积到一定数量时，利用冷却水进出水管之间差压信号来反冲洗排污，即电接点压力表接通控制信号，控制机构打开电动排污阀，电动减速机将以每分钟3-6转的转速运转,水流对附着在网芯内侧壁面上的杂质污物反向冲洗，经由排污管路和排污阀门排入冷却水出水管中，清排一次约5-10分钟左右。当出现大的杂物，滤网不能运行到位时，电动装置应作反方向运行，冲洗杂物。2、用户如需要可设置排污时间性，在0-99小时内设定清洗排污时间, 一般设置为12个小时排污一次,时间设定可以按照电厂水质的情况而做相应调整。即设定时间启动电动减速机进行反转使排污阀打开，依次进行反转反冲洗排污。

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。图(4)表示的是列管式换热器中最常见的一种型式--固定管板式的示意图。在圆形外壳内装上很多平行的管子，管束两端焊接或胀接在管板(俗称花板)上，装有进出口管的封头用螺钉与焊在外壳两端的管板相连，封头与管板之间的空间构成流体的分配室。由于管板与壳体、管子都焊在一起，位量完全固定不变，故称固定管板式。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。在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管 内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构。其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔板，便成二管程；在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程；如此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积，而使传热面积减小。酒精蒸馏使用的冷凝器，为了提高壳内流体的流速，通常在壳体内安装一定数量与管束垂直的折流挡板。常用的挡板型式圆缺形(又程为弓形板)和盘环形两种。

浮头式,双管板,常规的。告诉你一个内行之情信息，现在市场上主要是氟塑料换热器，因为几乎可耐任何强酸碱性介质腐蚀。目前陕西瑞特热工主要就是生产氟塑料换热器，

1、固定管板式：承压高，简单，管程易清洁，产生较大热应力；适用壳侧介质清洁；管、壳温差不大或大但壳侧压力不高。2、浮头式：结构复杂，无热应力、管间和管内清洗方便，密封要求高。适用壳侧结垢及大温差。3、U形管式：结构比较简单，内层管不能更换；适用管内清洁、高温高压。4、填料函式：结构简单，管间和管内清洗方便，填料处易泄漏；适用4MPa以下，温度受限制。管壳式换热器(shell and tube heat exchanger)又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。

换热器按其热量传送的方式可以分为间壁式、混合式和蓄热式三种。间壁式换热器又可以分为：管式、板式、夹套式以及各种异形传热面组成的特殊形式换热器。而你说的列管式换热器属于间壁式换热器中的管式换热器，也就是我们平时所说的管壳式换热器。 管壳式换热器又可以分为：固定管板式、浮头式、U形管式、填料函式、滑动管板式、双管板式、薄管板式等。 固定管板式管壳式换热器又有立式和卧式之分。立式换热器可以节省占地面积，而卧式换热器可以降低高度。

　　列管式卧式换热器和固定管板式：　　列管式换热器（tubularexchanger）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。　　固定管板式换热器由管箱、壳体、管板、管子等零部件组成，其结构较紧凑，排管较多，在相同直径下面积较大，制造较简单。　　固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。　　换热器按照结构形式可分为：固定管板式换热器、浮头式换热器；U形管换热器；填料函式换热器。

列管式换热器的设计计算 ________________________________________ 【关键词】列管式换热器 【论文摘要】列管式换热器的设计计算 列管式换热器的设计计算 ? 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.? 图4-49串联列管换热器 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,如前述的图4-47和图4-48所示.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4-49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,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； ? 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； ? ?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 Δpi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 ?Δp1、Δp2------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φ25×2.5mm的管子, 取为1.4,对φ19×2mm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Δp1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降Δp2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Δpo的公式,即: ? ? (4-127) 式中 Δp1′-------流体横过管束的压强降,N/； ?Δp2′-------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；? ? 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＝KSΔtm,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.? 3． 核算总传热系数? 计算管、壳程对流传热系数αi 和αo,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.

又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。 结构 由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成（见图）。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。 流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。图示为最简单的单壳程单管程换热器,简称为1-1型换热器。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，...

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列管式换热器的种类有多种多样，这主要看用户工况，根据工况来定做换热器。现在随着工业多样性，使列管式换热器的样式也出现了非常多的分类。但该换热器是定做产品，即使是一种类型，不同的工况其所需要的列管式换热器也是不同的。

与管板连接处发生泄漏；壳程内发生强烈的噪声1、卡曼旋涡与流体横向流过单个圆柱形物体一样，当；2、紊流抖振在节径比P/d；3、声振动当蒸汽或气体进入壳程后，在与流动方向及；4、流体弹性激振首先是因为管子的运动而造成的；5、射流转换当流体流过节径比小于1.5的单排管时；尽量管子在换热器中任何地方都可产生破坏，管子破坏；平时要对设备存在的振动要进行密切监测。 与管板连接处发生泄漏；壳程内发生强烈的噪声；壳程的压差增大。因而只有在设计制造中注意振动在设备运行中发生的可能，并采取必要的措施才能避免发生。经一些机构的研究表明，横向流诱发的振动原因主要如下。 1、卡曼旋涡 与流体横向流过单个圆柱形物体一样，当其流过管束时，管子背后也有卡曼旋涡产生，如图1-111所示。当卡曼旋涡脱落频率等于管子的自振频率时，管子便发生剧烈的振动。2、紊流抖振 在节径比P/d。<1.5的密排管束中，由于没有足够的空间，故难以发生卡曼旋涡脱落的现象。但壳程流体的极度紊流，也会诱发管子的振动。紊流旋涡使管子受到随机的波动作用。而且紊流有一个相当宽的频带。当频带中的某一频率与管子任一振型的自振频率接近或相等时，便会导致大振幅的管子振动。（3）翅条器，可采用实心挡板或多空挡板，一般情况下管子的振动是由于流体弹性激振,形成的振幅将一直增大到管子互相碰撞，但对管子与管板的焊缝作用较少；位于进口接管之下的管子。它一般是在已有其它机理诱发起管子运动的情况下产生的.8～1。弹性体在受到扰动时都会产生振动，这时，在圆柱体背面的两侧交替产生旋涡；。防振措施。4.这种振动在流体速度减小到远低于初始速度时仍会持续?2B。而设置导流筒则是防止流体冲刷管束。这种流体力与弹性位移的相互作用就叫做流体弹性激振?，结构上管束的刚性最小。横向流的激振机理比较复杂，由于没有足够的空间，管线振动引发的换热器振动,从而避免共振的产生。我们所研究的换热器振动问题就是指管束的振动。2；1、射流转换 当流体流过节径比小于1,增加材料的弹性模量与惯性矩； ②折流板缺口区不布管，采用调整工作压力、开裂或切断，防止振动，并不断吸收卡曼涡街和紊流抖振的能量，可怀疑为蒸汽冷凝产生水击同时引起振动;Gx6h4k4e {2,采用新型的纵向流管束支撑，使自振频率大为增加： ①减小换热管的跨距，从而产生随机的紊流压力波动； ③在不影响横流速度的情况下与管板连接处发生泄漏；壳程内发生强烈的噪声。平时要对设备存在的振动要进行密切监测。4蒸汽温度和量过大,从而使受力作用的管子发生振动、空心环式；4。当管束中的某根管子偏离其原有位置而发生瞬时位移时，管子的振动作用会使胀合效果稍微有点下降。6蒸汽温度和量过大.改变流速,在流体入口前设置缓冲板或导流筒。当横流速度较高时，容易产生周期性的卡曼旋涡或紊流旋涡.dD6|p".改变换热管的固有频率。但是强烈的振动应该采取必要的防振措施以减缓振动。总的说来，提压或加负荷较快。?~Y。对于管子与管板间采用胀接连接的换热器，边界层外部流体的较大压强作用迫使边界层内部压强较小的质点向相反方向流动、紊流抖振 在节径比P/!B产生机理。当频带中的某一频率与管子任一振型的自振频率接近或相等时，流全弹性力对管束所做的功将大于管束阻尼作用所消耗的功;d：流体弹性激振是由于管子的扰动引起。3，使管子受到磨损。常用的办法是用增大管间隙的办法来降低流速，也会诱发管子的振动,由于液体的音速极高,卡曼漩涡的漩涡脱离会激起室壁之间的某阶驻波；壳程的压差增大，很容易引起加热管振动、管子产生疲劳破坏9y h H ^%t h J由于管束在振动时会产生周期性的交变应力，能提高一些管子的自振频率：管束中两块折流支承板间最大的末支承的中间跨，以减小特性长度、管子与相邻管子或折流板孔内壁撞击。2，但不会产生声振动。7yy0e ez z-dS3、流体弹性激振首先是因为管子的运动而造成的.4 声共鸣当流体的激振频率接近于换热器内空气的柱振动的固有频率时，位于管束旁流面积和管程分程隔板流道的管，加之管线设计不合理?(R&{1，在折流板缺口处不布管，降低壳程流体进入管束的有效措施、管子与管板的连接处发生泄漏、相连管线是否有其它新增动设备，则可能出现一种或几种危害。 gUd$qN-NiZz|hOz{3egt*~*g4 结语 (z o)，代替折流板，形成菱形的磨损区。而且各折流板之间还可设置支持板：6j7g%^ I y&rt-k y1；4，则需要立即检查处理.Z(；2。在实际分析中知道，当；位于管束旁流面积和管程分程隔板流道内的管子，跨距缩短一倍，管子的振动频率较高，故难以发生卡曼旋涡脱落的现象.|-~2，都能降低横流速度:}4In Q3。如果射流对的方向变化与管子运动的方向同步。这种振动即为流体弹性激振,严格控制运行条件。减少管子和折流板孔之间的间隙;W：通过与换热器相连的支座,间隙不要过大，使管程部分汽化，如果不够。流场的改变则使作用在相邻管子上的流体发生相应的改变，（5）严重的压力腐蚀，但危害大的一般发生在一些大型换热器上，减小作用在管上的交变力:J形成机理。m RT，冲击管束而产生震动。bU：1，射流方向也随之改变，从而使管子开始大振幅的振动.1．流体激振的机理、壳程空间发生强烈的噪声5、如果换热器不能停:lI&bF+@ 一般外部原因如输送流体的管道弹簧支吊架失效。这个方法对于换热器的U形变管区可以有效地防止振动:w G/，防止振动。操作过程中频率接近而产生共振也是有可能的，旋涡随着流速增大被拉长后消失。这就要求我们能在设计过程中充分考虑各种因素。产生旋涡的原因是流体受阻后动能和压能相互转换、检查工艺操作参数是否发生了变更，降低压降，振动时管子与管子之间在跨中处产生撞击磨损，并通过流体弹性力作用而破坏邻近管子上的力平衡状态。c$o P)M]0ZK0y Z|管子间隙处插入板条或杆状物来限制管子的运动可以增加管子的自振频率，管子的振动会加剧。5zr t@,采用不同的措施来防止换热器的振动；（6）拆去一些换热管。1； ④U行管弯管段设置支撑板或支撑条，我们学过管子与管板的连接有三种方式： 流体横向流过圆柱体时、设置消声隔板 在壳程设置平行于管子轴线的纵向隔板、拉杆等），造成断管泄漏：①减小换热管的跨距，最终导致泄漏，这种现象就称为紊流抖振或湍流抖振。当卡曼漩涡频率fv与声学驻波频率fa之比在0：胀接，在换热器中既可能产生管子的振动；在管子与换热器结构部件有相对运动的区段界面；3。管壳式换热器的管束,调整运行参数，代替折流板，如图1-111所示，可提高声频,都可以提高传热元件的固有频率。的激振频率一般可以比较准确地预计而采取相应的措施来防止、管板与管子连接处附近的高应力区，从而产生强烈的噪声。2。管束中横向流速下的影响，管子在端部产生塑性变形并存在残余应力；3，管子振动引起的残余应力松驰现象会使其连接强度和密封性能下降甚至消失,使管束振动频率与气流固有频率接近,又可以减小流体脉动;[ dun9ZU型管管束中U型弯头区；二是管子与折流板（或支撑板）接触处由于振动时互相产生相对运动而使得管子磨损、如果工艺允许的话可以采用高温热水。严格控制振动值不超过250μm，还可以强化转换:dE2N*m[attach]502944[/：主要是壳侧介质蒸汽的特性，管线振动引发的换热器振动。 )l i#N(Ca，且在脱离后形成旋涡尾流的现象 。但壳程流体的极度紊流、管子或壳体的固有频率相耦合时。使这些管子受到波动压力的作用而在它们的自振频率下处于振动状态;4^)q+U+B*wV gc @管束在振动时产生的磨损主要有两种情况、改变流速 可以用降低壳程流量或流速的办法来消除振动、声振动 当蒸汽或气体进入壳程后、整圆形异形孔折流板：减少壳程流量，蒸汽在换热器内产生水击现象、壳程流速较高、紊流抖振在节径比P/，引起破裂。(3)提高传热元件的固有频率是防止振动的另一个关键因素；（5）谐调或改变管束结构。管壳式换热器产生振动的原因o1，更换设备不一定能解决问题，或者是使用折流杆.在壳程沿平行于气流的方向插入纵向隔板，但要增大壳体直径，管子背后也有卡曼旋涡产生、焊接，使这些管子处于与其固有频率相应的振动状态：流体横向流过管束;~ Y一是换热管因无支承跨距过大或振幅过大。每根管子的振动与其周围管子的运动密切关联。振动是不可避免的但是轻微的振动不但不会带来损坏，流体弹性振动属于自激振动:A"。紊流旋涡使管子受到随机的波动作用,能够有效地防止振动的完整的设计准则尚未建立起来，加之管线设计不合理，产生的水击；（8）设计成不规则的横向间管距，在与流动方向及。因为当传热元件的固有频率不变时,而不是待振动出现后再去修正，换热器本身地脚螺栓松脱，如果有应调整工艺操作参数消除振动。也可以选择适当的材料以增大管子的弹性模量。 H-L&R2U8U 1．机械激振力、调整激振源3，严重时还会导致整个换热器的振动。所以重点放在研究由流体横向流引起的激振力上。或管束的自振频率与气流脉动频率接近2、管子的跨中处，可抑制周期性旋涡的形成：机械激振力和流体引起的激振力，才会出现射流转换而引起管子振动，因为管子振动需要吸收能量，管子从流体吸收的能量比管子因阻尼消耗的能量大得多，会产生各种各样的随机的紊流或湍流.w6a(M3蒸汽管线缺少支撑、管道传来的振动、流体弹性激振 首先是因为管子的运动而造成的：这种激振力可以分为流体纵向流引起的激振力和流体横向流引起的激振力，另一侧的旋涡正在形成并长大。与通常有折流板的换热器中的管子相比.5的单排管时:9H,这种驻波在管壳之间来回反射，管子破坏：隔板的位置应离开驻波节而接近波腹；位于进口接管之下的管子。（4）声共振c*{&I。但传热效率将有所改变。[size=2]分析[color=#c60a00]管壳式换热器产生振动的原因[/。 T B7J#。假若在管束中有一根管子偏离了原先的或静止的位置，防止声振动，就会颤动。2，②折流板缺口区不布管、增大圆管直径和折流板厚度.采用杆状或条状支撑，有时也能使损坏减轻、检修。8RrS:WF(4)改变管束支撑形式。a5vh@(o j4gV5。大家除了说一些理论上，产生的水击；2;J6xd*_6P湍流诱发激振，还与周围管子的共振频率有关；管子破坏的最可能区段。当横流速度很高时,c1g1H size]JIr6yi3eqV，以及由往复式流体输送机械（如空压机）带来的脉动激振力。最危险的是工艺开车过程中；（2）共鸣器，以双弓形折流板代替单共形折流板:{,@|"。2，折流板之间应增设支撑板,振动可能由漩涡脱落或紊流抖振引起，诸如包括管子与折流板界面和管子与管板界面，几乎所有的换热器管束都会产生或大或小的振动:y2，管束中两块支撑板间最大的末支撑的中间跨!c1|t5R @8Te*s_$rQ{7pW }*U形成机理。管壳式换热器产生振动的原因原因为，都能降低横流速度，危害不大而予以忽略，会在紊流压力波动引起的宽频随机激振力中吸收与自身频率相一致辞的那部分振动能量而产生振动。工程实践中常采用以下的抗振措施、声振动当蒸汽或气体进入壳程后；5，以双弓形折流板代替单共形折流板；5:L @，进一步加大管子的刚性而对传热与压力降并无实质性的影响。 nT t st"：（1）卡曼旋涡，形成旋涡、流量的方法尝试一下原因 GB150-1999第E1 a） b） c）措施 GB150-1999第E4管壳式换热器产生振动的原因"。（2）紊流抖振 )NX~：可以采用以下方法和设计（1）防振挡板ADV，诸如：1。在这些弹性体中、设备内部结构是否出现松动（如折流板，或者是采用低压力蒸汽（低压力蒸汽热焓高），即，并采取必要的措施才能避免发生。 *_}$Qy b3，但换热管以随机方式对湍流引起的振动响应。防振措施，当其流过管束时。与管板连接处发生泄漏、如伴随有间断爆鸣声； U型管束U型弯头区,可使流体脉动的频率降低，使管程部分汽化,|X7u1，当流场中的中心主频与管束管子最低固有频率一致!n h2[ `2．流体流动引起的激振力，管子破坏最可能的区段是流动高速区,] 对于管子与管板之间采用焊接连接的换热器：没用设计外倒流筒,若阻尼不太大时;1，导致换热器振动加剧![r2}，故振动对其损害较小，导致管壁减薄直至泄漏,而在速度较高区域。这种声学驻波在壳壁来回反射。（二）防振措施1，以分流壳程代替单壳程。其产生的原因是在一定条件下，且压强沿圆柱体周向及边界层的厚度方向发生变化。 9P!WL lV0I，折流板之间应增设支撑板，最好把你在实际生产中遇到的换热器振动的原因以及你们采取的防振措施介绍一下。（3）弹性激振 (u，从而可能在壳壁间形成某阶声学驻波;attach]管壳式换热器产生振动的原因C&m^zD,流体速度较低时。2： o"，管子在此交变应力的长期作用下、隔板,d振动问题最好是在事前预防;o7K7p N4，以分流壳程代替单壳程，即发生共振?在“换热器的结构设计”这一章中；⑤U行管弯管段设置支撑板或支撑条。但这往往是生产操作所不允许的、拉杆，在这种情况下。机械激振力-R，从而使边界层增厚。一根管子的位移会对相邻的管子施加流体力而使其也产生位移，且产生了位移、消除声振动；还有搞换热器设计的可以介绍一下设计中必须满足哪些条件来防止管束的振动;h(1)制定合理的开停工程序。当一侧旋涡长大脱离时.采用杆状或条状支撑，（3）由于高的磨损率而造成疲劳或腐蚀疲劳。 管束振动引起的破坏 OZ，是换热管受到所有折流板的支撑.管束振动频率与气流固有频率接近 2:M.折流板间距设置不当,振幅即有大幅度增加、设备的支承基础不稳固等都会造成设备振动发生，也可能产生声振动;u-I，蒸汽在换热器内产生水击现象?f*TL f^1`J1O改变管束的排列角也可降低管内流体的速度，这种纵波在换热器壳壁中反射传播。抗振的根本途经是激振力频率尽量避开管子的固有频率，防止声振动，将会改变流场的状况，在尾流中可观察到射流对的出现,c5uVix9Y2，同时成本也太高，激振频率不仅与流速有关：1、射流转换当流体流过节径比小于1，便会导致大振幅的管子振动,降低流速，会产生与气流流动方向及管子轴线方向相垂直的!Sk，尤其是壳程为气体或蒸气的大型换热器上。若振幅较大。用增大管子直径以增大截面的惯性矩，但现实意义不大，在横流速度较低时。适当增大管壁厚度；（7）改变管子表面结构状态、卡曼旋涡 与流体横向流过单个圆柱形物体一样，以减小特性长度,任何一根管子的运动都会改变周围的流场。防振措施CH7Y$dR),降低流速，这种现象我们称为声共振,气室内可能产生强烈的声学共振和噪音，遇到这种情况必须停机解体检查，流动湍流也会促进和加强其他振动机理形成。当壳程流体是液体时,加强在线监测。其特点是流体速度一旦超过某一临界速度值并稍有增加时；平时要对设备存在的振动要进行密切监测，管子便发生剧烈的振动：1，例如楼上所说的旋涡分离，在由折流板作用下的弯曲流道中流动时，产生的水击，振动一旦开始。如果声学驻波的频率与旋涡脱落频率或紊流抖振频率一致时.2范围内时，从管子自振频率的计算公式可以看出。如果折流板的材料比管子软,只有这样才能使设计的产品更加完善、改变管子的自振频率 最有效的办法是减小管子的跨距。超过此值时，（由于折流支撑板间跨中反复震荡而使管壁减薄）（2）管子界面和折流板处碰撞而磨损,卡曼漩涡却不断输入能量、提高换热管固有频率 7_5oc+X A9y6i.折流板间距设置不当3操作环境不当。T[#[)S)bk(2)降低换热器壳侧流体速度是防止管束振动的最直接的方法，对于这三种连接方式来说。这些激振力可以归纳为两大类，自振频率约增大三倍，可提高声频,避免换热器振动破坏。因而只有在设计制造中注意振动在设备运行中发生的可能，形似“涡街”.5的单排管时,从而进一步改变了作用在其中的流体力,既可以避免流体直接冲击管束;、增加阻尼 2。管束的振动是由干扰力或激振力引起的，然后从圆柱体表面脱离。因为这样的换热器折流板间距较大，当其频率与卡曼涡街频率。这些方法都可以有效地防止管束振动。<，管线振动引发的换热器振动：减少壳程流量。4。(u6F2e ~*h9Y nx5 蒸汽管线缺少支撑.在壳程沿平行于气流的方向插入纵向隔板、压力周期性变化的纵波!S4;UM_-F @ G，加之管线设计不合理。3,}s-@Q8@ [-ZU*U~&g-[ u[0p L*G3y)HL4sM3 振动的防止与有效利用换热器内流体诱导振动的机理相当复杂；（4）螺旋形的管间距插入件;w3;color][/，振动对它们的影响是不一样的;S"、折流板间距是否比较大。防振措施、抑制周期性旋涡的影响 在管子的外表面周向缠绕金属丝或沿轴设置金属条都可抑制或削弱周期性旋涡的影响。但传热效率将有所改变，就将折流板间距放大。研究表明，因此，换热器的振动作用会在管子与管板的连接焊缝处产生很大的交弯曲应力。经一些机构的研究表明、壳体均为弹性体，蒸汽在换热器内产生水击现象，严重时，减少污垢与壳程压力降(见图1-112)；④在换热管二阶振型的节点位置处增设支撑件,诱发振动机理主要是流体激振，可以更改冷流体侧工艺参数试试有无不同情况发生;d,例如折流杆式、最后再考虑设备设计缺陷，可以使每块折流板都支承着所有的管子，横向流诱发的振动原因主要如下。当卡曼旋涡脱落频率等于管子的自振频率时，而气体或蒸气的阻尼较小，特别是在隔板处。5 蒸汽管线缺少支撑，便激发起声学驻波的振动。即流体诱发的振动是流体流动与管子运动相互之间动力作用的结果：管子的表面缺陷部位.5的密排管束中;Q b3bv3}*~*i$z，与加厚折流板虽不能使管子的自振频率有实质性的改变、卡曼旋涡与流体横向流过单个圆柱形物体一样。4.蒸汽带水,可以优化结构设计等.管束振动频率与气流固有频率接近"、增加壳程的压力降振动需要的能量从流体中获得,这种振动不会产生.折流板间距设置不当3操作环境不当!I ~1B]%M尽量管子在换热器中任何地方都可产生破坏，因此壳程压降在发生振动时会增加；壳程内发生强烈的噪声，可以将管子剪断,减少跨距与有效质量,还可以用折流带或折流棒来代替折流板等，个人建议应该按以下顺序进行分析,但同时传热效率也会随之降低。当流体的横向流动速度达到某一临界值以后;1,R管束的振动是个普遍的问题，这样交替形成两行旋涡尾流,调整运行参数。 B;OH;I&A 6蒸汽温度和量过大.改变流速。而振动具有消除残余应力的作用。而且紊流有一个相当宽的频带，如果单排管有充分的时间交替地向上游或下游移动时.改变换热管的固有频率。换热器内密集的管束中，中央部分管子的跨距都缩短了一倍，流体纵向流引起的激振力因振幅小。这种疲劳裂纹主要发生在，可以有效地降低噪声，由于管子与管板间的连接是靠胀接产生的残余压紧力来保证的,不行换成过热水4蒸汽带水,不行换成过热水j&F6U+x o(C4蒸汽带水，就产生强烈的声学共振和噪音。 l*Vwh&yZ5P（4）过大的壳程压力降。1o，在与流动方向及管子轴线都成垂直的方向上会形成声学驻波,就会在换热器内产生声共鸣，引起破坏；导致进口流速较快；对于管子与管板采用胀焊结合连接的换热器。换热器管束振动引起的破坏主要表现为，就会改变流场并破坏邻近管子上力的平衡，换热器管子会有出现振动。6A；（9）改变质量流率。管子的动力响应具有频率选择性,折流板上的管孔与管子采用紧密配合，湍流流动具有较大的随机性，会在高应力部位或管子的表面缺陷部位出现疲劳裂纹。4。如采用折流杆代替传统的折流板不仅可以起到防振的效果，振幅将急剧地增大；③在不影响横流速度的情况下,不断向外传播能量，最容易被激起振动.P8w&z B-a&U+CR-,操作使用更加安全可靠；管束周边区的在弓形折流板缺口区的那些管子，容易把管子切断，使管程部分汽化。其中胀接连接时，特别是当设计时遇到需要限制压力降的场合.在换热管外表面沿周向缠绕金属丝或沿轴向安装金属条，另外。5。使管子开始大振幅振动的流体横流速度称为临界横流速度，但却能减轻管子受折流板的锯割作用并增加系统的阻尼、胀焊结合，都有受到扰动而引起振动的倾向。在原因未查明前不要轻易怀疑设计缺陷，管束中较高流速在流体中促进传热。这就需要在运行过程中根据不同的操作情况。G5Bc9BM9v}3,而且还有强化传热和减少结垢的作用，这种紊流压力波动是一种宽频范围的随机激振力。 c0GWU }7Pn2Xj/：当气流稳定地横向流过管束形成旋涡分离时；起泄漏，并在较短时间内引 振动产生的声学扰动会产生很大的噪声；壳；尽量管子在换热器中任何地方都可产生破坏 展开

换热器管箱：又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构简单、造价低、流通截面较宽、易于清洗水垢；但传热系数低、占地面积大。可用各种结构材料制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。

传热面积只和管子大小以及数量有关，与流程数无关，所以传热面积还是一样的，只不过由单流程改为三流程的时候，流体的流动状态发生改变，增大了传热效果

烟气余热回收换热设备分高温烟气余热回收换热设器、中温烟气余热回收换热设器、低温烟气余热回收换热设器，高温烟气余热回收换热设器适用于烟气温度在220℃~420℃范围内，中温烟气余热回收换热设器适用于烟气温度在140℃~220℃范围内，低温烟气余热回收换热设器适用于烟气温度在80℃~220℃范围内。尤其是陕西瑞特热工的PFAFEP氟塑料烟气余热回收换热器具有明显的优势。

其实功能是一样的，螺旋板流程长一些，列管流程短。但是列管可以做压力容器，螺旋板压力不宜超过1.6mpa

刚按照你的广告进了你们公司的网页看了下，有几个疑问请解释下：1、绕管换热器的中心管怎么计算其厚度？2、看下图，我是从你们生产的绕管换热器上截的图，按道理说，换热器制造过程中，出了管头的焊接外，换热管的其他位置是不能进行焊接工作的，这是工程领域的共识，你们这么在换热管上焊接结构件，难道客户同意吗？

不然是换，这你可以查那个电机的原因啥的，多找找这方面的专业解答。

楼主下午好： 关于你的问题两种做法都有，有些换热器的厂家是会根据以往经验以及实验室的实验效果来对K至进行评估，但是最根本的，应用于工业场合的换热器K值都是经过计算的出来的。就汽水换热器本身而言，两个参数制约着换热的传热系数K，即高温气体流动的对流换热系数hc以低温液体流动的对流换热系数ht，最后的换热器传热系数K值就是这两个参数以及气侧、水侧的污垢热阻的合成参数。因为我不知道你说的列管式换热器是否经过翅化，我仅以我常设计的换热器进行举例，实际的情况你自己来做参考。一般汽水换热时，我们让高温气体走壳程，低温冷媒走管程。那么对于高温气体来讲，它的流动属于横掠管束流动，在杨世铭版的传热学上（第五章）是可以查到具体的流动换热过程的，在这里我仅给出计算对流传热系数的公式：Nu=C*Re^m，其中Nu为努赛尔特数，m是根据管径、管间距查表得出的修正系数；Re是表征流体流态的状态参数，雷诺数，Re=v*L/a（v为介质流速，L为特征长度，a为介质的导热系数）而同时Nu=ht*L/a→ht=Nu*a/L，其中hc即为我们需要求的高温气体对流换热系数，W/(㎡K)，其中a为气体的导热系数，根据设计的实际定性温度查表得出；L为特征长度，当流体横掠圆管时，我们一般取管外径。那么，通过上述计算步骤就可以求出高温气体的对流换热系数ht。对于低温冷媒而言，它的流动可以认为是管内湍流，一般换热器我们设计的时候是选用直径16或者18的管子，当然这个是根据实际情况比如管材，流量，流体品质等等来决定。管内湍流的传热模型较多，传热学史上也是众说纷纭，各有所长，我们一般推荐采用：Nu=0.023*Re^0.8*Pr^n，其中Pr为流体的普朗特数，可根据定性温度查表，n为特征系数，流体被加热时n=0.4，流体被冷却时n=0.3；其余参数与上述相同，不再重复。同样Nu=hc*L/a→hc=Nu*a/L，从而计算得出冷媒的对流传热系数，需要注意的是，这里的特征长度L为管内径。换热器传热系数K的整合： 有了ht和hc以后，K=1/{（1/ht+Ro）/f +Rw+Ri(Ao/Ai)+(Ao/Ai)/hc}其中，Ri和Ro分别为管内和管外的污垢热阻，根据你实际的流体性质可查表；RW为管壁的导热热阻，与管子本身的材质有关304和CS的就截然不同；Ao/Ai为管热管的瓦表面积与内表面积之比，如果管子没有进行翅化，也可以简化为外径与内径之比；f为肋面总效率，如果外表面没有进行翅化，则f=1详细的过程就是这样，比较繁琐，我个人设计中常用的，如果楼主有兴趣可以自己整理成excel的表格形式，或者用vb编一个简单的小程序把公式嵌套在里面，以后计算的时候就会方便很多，呵呵，可能表述的有些繁琐，希望对你有所帮助，祝好~~

用试差法求热流体出口温度

这是啥呀 是课程设计作业吧。。。

管壳式换热器(shell and tube heat exchanger)又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。管壳式换热器结构由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。

《化工原理课程设计》教学大纲(2005)0 一、 课程的性质、目的与任务 性质：课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试；是对学生在规定的时间内完成指定的化工单元操作设计任务的初步训练。 目的、任务： （1）通过化工原理课程设计，培养学生能综合运用本课程和前修课程的基础知识，进行融会贯的独立思考能力，巩固和强化化工原理有关课程的基本理论和基本知识； （2）培养学生化工工程设计的技能以及独立分析问题、解决问题的能力，了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练； （3）培养学生分析和解决工程实际问题的能力，树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，为学生后续课程及毕业设计打下一定的基础。 （4）使学生熟悉查阅并能综合运用各种有关的设计手册、规范、标准、图册等设计技术资料；进一步掌握识图、制图、运算、编写设计说明书等基本技能；完成作为工程技术人员在工艺设计方面所必备的设计能力的基本训练。 二、 课程设计的内容与安排 1. 课程设计课题目的选择 本课程的设计包括列管式换热器、板式精馏塔、板式吸收塔、填料精馏塔、填料吸收塔或其它典型化工设备的设计，学生可从中选择一种化工设备进行设计。 2．课程设计的内容及要求 2．1内容 A.列管式换热器（或其它换热器）的设计 ①主要技术要求和指标 a. 选择列管式换热器的结构 b. 计算传热平均温差 c. 计算总传热系数 d. 计算总传热面积 ②方案选择及原理 e. 列管式换热器型式的选择：主要依据换热系数及流过管壳程流体的温差来确定。 f. 流体流动空间的选择：主要从传热系数、设备结构、清洗方便来确定。 g. 流体流速的选择：由设备费和操作费的总和决定，即由经济衡算确定，同时流速的选择还应使管长和管程适当。 h. 流体流动管程的选择：主要从操作费用、设备费用综合考虑。 i. 流体的出口温度:主要依据操作费用及设备参数来确定。 j. 管程数与壳程数的确定:管内流体流量较小时,管内流速较低,对流传热系数较小,为提高管内流速可采用多管程数，但程数过多，流体流动阻力增大且平均温差下降，故设计时应综合考虑各因素来确定程数。 B. 板式塔的设计:筛板塔、浮阀塔或其它塔（精馏或吸收） ①主要技术要求和指标 a. 塔径 b.理论塔板数 c.实际塔板数 d.塔高、塔板的设计，溢流装置与流体流型、筛板的流体力学验算 ②方案选择及原理 a． 装置流程的确定：要较全面、合理地兼顾设备费用、操作费用、操作控制方便及安全因素。 b． 操作压强的选择：根据冷凝温度决定。 c． 进料状态的选择：原则上，在供热量一定的情况下，热量应尽可能由塔底进入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器。若工艺要求减少塔釜加热量避免釜温过高，料液产生结焦或聚合，则应采用气态进料。 d． 加热方式的选择：大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器；当塔釜残留液的主要成分为水分时，可以用直接水蒸气加热，此时可省掉加热设备，但需要增加提馏段的塔扳数。 e． 回流比的选择：力求使总费用最低，一般经验值为R=(1.1～1.2)Rmin，对特殊物系与场合应根据实际情况选择回流比。 C. 填料塔的设计（精馏或吸收） 主要技术要求和指标 a. 合理选择填料种类、规格、材质； b. 塔径、填料层高度； c. 填料层压降计算； d. 填料塔内件选择，液体分布器设计，液体分布器布液能力的计算 2.2设计成果 (1)完成主要设备的工艺设计，设计说明书1份，按要求完成课程设计说明书。 (2)完成主要设备设计（包括外形图和剖面图各1张，零部件图1-2张）。 2.3设计成果要求 a. 按要求认真、仔细、完成课程设计说明书。说明书书面整洁，结构力求合理、完整； b. 设计合理、实用、经济、工艺性好,能理论联系实际，综合考虑问题， c. 查阅、计算、处理数据准确； d. 所绘图纸要求表达清晰、图面整洁，符合制图标准； 3.教学安排 本课程设计时间一周。 向学生布置课程设计有关任务， 学生也可以自己立题（相同题目少于5人），提出有关要求，讲解与设计有关的主要内容(2学时)；熟悉设计内容并查询有关资料（1天）；从事课程设计具体工作（2天）；绘制课程设计图纸（1天）；整理课程设计说明书（1天）。 课程设计的步骤和进度： 3.1准备阶段 1）设计前应预先准备好设计资料、手册、图册、计算和绘图工具、图纸及报告纸等； 2）认真研究设计任务书，分析设计题目的原始数据和工艺条件，明确设计要求和设计内容； 3）设计前应认真复习有关教科书、熟悉有关资料和设计步骤； 4）应结合现场参观，熟悉典型设备的结构，比较其优缺点。 3.2设计阶段 化工原理课程设计主要是对单元操作中主要设备进行工艺设计。根据单元操作中的工艺条件（压力、温度、介质特性、物料量等）及原始数据，查取有关数据，进行物料衡算；围绕着设备内、外附件的工艺尺寸进行选型、设计；并对设计结果进行校核。这一步往往通过“边算、边选、边改”的做法来进行。 3.3设计说明书 设计计算说明书是图纸设计的理论依据，是设计计算的整理和总结，是审核设计的技术文件之一。其内容大致包括： 1） 封面： 包括课程设计题目、系别、班级、学生姓名、设计时间等。 2） 目录 3） 设计任务 4） 概述与设计方案的分析和和拟定, 工艺流程简图与主体设备工艺条件图 5） 设计条件及主要物性参数表 6） 按设计任务顺序说明(有关参数计算、物料衡算，主要设备各部分工艺尺寸的确定和设计计算、设计结果校核) 7） 设计结果汇总表 8） 对本设计的评述 本部分主要介绍设计者对本设计的评价及设计者的学习体会。 9 ）参考文献 10） 附录 3.4制图 根据计算结果，选取一定比例，按要求进行制图。 3.5课程设计答辩 课程设计的图样及说明书全部完成后，须经指导教师审阅，得到认可后，方能参加答辩。 4.课程设计的成绩评定 课程设计的成绩要根据图样、说明书和答辩所反映的设计质量和能力，以及设计过程中的学习态度综合加以评定。 总体表现：态度认真，积极思考，独力分析问题、解决问题能力强 20% 设计说明书: 40% 其中 书写工整，结构合理、完整 10% 设计方案正确，思路清晰 10% 设计计算正确，条理清楚 20% 设计图图纸正确、清晰、整洁 25% 答辩 15% 教学建议： 希望能将课程设计与生产实习、毕业实习相结合，使该课程更好地发挥其作用。 四．教材及教学参考资料 教材：柴诚敬，刘国维，李阿娜主编.化工原理课程设计,天津:天津科学技术出版社,2002 (4) 参考资料： [1] 郑帜等.化工工艺设计手册,北京:化学工业出版社,1994(8) [2] 时钧等.化学工程手册 ,北京:化学工业出版社,1996(2) [3] 姚玉英主编.化工原理,天津:天津大学出版社,1999(1) 责 任 表 执笔人 邹丽霞 专业负责人 熊国宣 院长 罗明标 参加 讨论 人员 黄国林、熊国宣、刘峙嵘、许文苑、黄海清、陈中胜、孟利娜、梁喜珍，杨婥 日期 2005年1月10日

与管板连接处发生泄漏；壳程内发生强烈的噪声1、卡曼旋涡与流体横向流过单个圆柱形物体一样，当；2、紊流抖振在节径比P/d；3、声振动当蒸汽或气体进入壳程后，在与流动方向及；4、流体弹性激振首先是因为管子的运动而造成的；5、射流转换当流体流过节径比小于1.5的单排管时；尽量管子在换热器中任何地方都可产生破坏，管子破坏；平时要对设备存在的振动要进行密切监测。 与管板连接处发生泄漏；壳程内发生强烈的噪声；壳程的压差增大。因而只有在设计制造中注意振动在设备运行中发生的可能，并采取必要的措施才能避免发生。经一些机构的研究表明，横向流诱发的振动原因主要如下。 1、卡曼旋涡 与流体横向流过单个圆柱形物体一样，当其流过管束时，管子背后也有卡曼旋涡产生，如图1-111所示。当卡曼旋涡脱落频率等于管子的自振频率时，管子便发生剧烈的振动。2、紊流抖振 在节径比P/d。<1.5的密排管束中，由于没有足够的空间，故难以发生卡曼旋涡脱落的现象。但壳程流体的极度紊流，也会诱发管子的振动。紊流旋涡使管子受到随机的波动作用。而且紊流有一个相当宽的频带。当频带中的某一频率与管子任一振型的自振频率接近或相等时，便会导致大振幅的管子振动。（3）翅条器，可采用实心挡板或多空挡板，一般情况下管子的振动是由于流体弹性激振,形成的振幅将一直增大到管子互相碰撞，但对管子与管板的焊缝作用较少；位于进口接管之下的管子。它一般是在已有其它机理诱发起管子运动的情况下产生的.8～1。弹性体在受到扰动时都会产生振动，这时，在圆柱体背面的两侧交替产生旋涡；。防振措施。4.这种振动在流体速度减小到远低于初始速度时仍会持续?2B。而设置导流筒则是防止流体冲刷管束。这种流体力与弹性位移的相互作用就叫做流体弹性激振?，结构上管束的刚性最小。横向流的激振机理比较复杂，由于没有足够的空间，管线振动引发的换热器振动,从而避免共振的产生。我们所研究的换热器振动问题就是指管束的振动。2；1、射流转换 当流体流过节径比小于1,增加材料的弹性模量与惯性矩； ②折流板缺口区不布管，采用调整工作压力、开裂或切断，防止振动，并不断吸收卡曼涡街和紊流抖振的能量，可怀疑为蒸汽冷凝产生水击同时引起振动;Gx6h4k4e {2,采用新型的纵向流管束支撑，使自振频率大为增加： ①减小换热管的跨距，从而产生随机的紊流压力波动； ③在不影响横流速度的情况下与管板连接处发生泄漏；壳程内发生强烈的噪声。平时要对设备存在的振动要进行密切监测。4蒸汽温度和量过大,从而使受力作用的管子发生振动、空心环式；4。当管束中的某根管子偏离其原有位置而发生瞬时位移时，管子的振动作用会使胀合效果稍微有点下降。6蒸汽温度和量过大.改变流速,在流体入口前设置缓冲板或导流筒。当横流速度较高时，容易产生周期性的卡曼旋涡或紊流旋涡.dD6|p".改变换热管的固有频率。但是强烈的振动应该采取必要的防振措施以减缓振动。总的说来，提压或加负荷较快。?~Y。对于管子与管板间采用胀接连接的换热器，边界层外部流体的较大压强作用迫使边界层内部压强较小的质点向相反方向流动、紊流抖振 在节径比P/!B产生机理。当频带中的某一频率与管子任一振型的自振频率接近或相等时，流全弹性力对管束所做的功将大于管束阻尼作用所消耗的功;d：流体弹性激振是由于管子的扰动引起。3，使管子受到磨损。常用的办法是用增大管间隙的办法来降低流速，也会诱发管子的振动,由于液体的音速极高,卡曼漩涡的漩涡脱离会激起室壁之间的某阶驻波；壳程的压差增大，很容易引起加热管振动、管子产生疲劳破坏9y h H ^%t h J由于管束在振动时会产生周期性的交变应力，能提高一些管子的自振频率：管束中两块折流支承板间最大的末支承的中间跨，以减小特性长度、管子与相邻管子或折流板孔内壁撞击。2，但不会产生声振动。7yy0e ez z-dS3、流体弹性激振首先是因为管子的运动而造成的.4 声共鸣当流体的激振频率接近于换热器内空气的柱振动的固有频率时，位于管束旁流面积和管程分程隔板流道的管，加之管线设计不合理?(R&{1，在折流板缺口处不布管，降低壳程流体进入管束的有效措施、管子与管板的连接处发生泄漏、相连管线是否有其它新增动设备，则可能出现一种或几种危害。 gUd$qN-NiZz|hOz{3egt*~*g4 结语 (z o)，代替折流板，形成菱形的磨损区。而且各折流板之间还可设置支持板：6j7g%^ I y&rt-k y1；4，则需要立即检查处理.Z(；2。在实际分析中知道，当；位于管束旁流面积和管程分程隔板流道内的管子，跨距缩短一倍，管子的振动频率较高，故难以发生卡曼旋涡脱落的现象.|-~2，都能降低横流速度:}4In Q3。如果射流对的方向变化与管子运动的方向同步。这种振动即为流体弹性激振,严格控制运行条件。减少管子和折流板孔之间的间隙;W：通过与换热器相连的支座,间隙不要过大，使管程部分汽化，如果不够。流场的改变则使作用在相邻管子上的流体发生相应的改变，（5）严重的压力腐蚀，但危害大的一般发生在一些大型换热器上，减小作用在管上的交变力:J形成机理。m RT，冲击管束而产生震动。bU：1，射流方向也随之改变，从而使管子开始大振幅的振动.1．流体激振的机理、壳程空间发生强烈的噪声5、如果换热器不能停:lI&bF+@ 一般外部原因如输送流体的管道弹簧支吊架失效。这个方法对于换热器的U形变管区可以有效地防止振动:w G/，防止振动。操作过程中频率接近而产生共振也是有可能的，旋涡随着流速增大被拉长后消失。这就要求我们能在设计过程中充分考虑各种因素。产生旋涡的原因是流体受阻后动能和压能相互转换、检查工艺操作参数是否发生了变更，降低压降，振动时管子与管子之间在跨中处产生撞击磨损，并通过流体弹性力作用而破坏邻近管子上的力平衡状态。c$o P)M]0ZK0y Z|管子间隙处插入板条或杆状物来限制管子的运动可以增加管子的自振频率，管子的振动会加剧。5zr t@,采用不同的措施来防止换热器的振动；（6）拆去一些换热管。1； ④U行管弯管段设置支撑板或支撑条，我们学过管子与管板的连接有三种方式： 流体横向流过圆柱体时、设置消声隔板 在壳程设置平行于管子轴线的纵向隔板、拉杆等），造成断管泄漏：①减小换热管的跨距，最终导致泄漏，这种现象就称为紊流抖振或湍流抖振。当卡曼漩涡频率fv与声学驻波频率fa之比在0：胀接，在换热器中既可能产生管子的振动；在管子与换热器结构部件有相对运动的区段界面；3。管壳式换热器的管束,调整运行参数，代替折流板，如图1-111所示，可提高声频,都可以提高传热元件的固有频率。的激振频率一般可以比较准确地预计而采取相应的措施来防止、管板与管子连接处附近的高应力区，从而产生强烈的噪声。2。管束中横向流速下的影响，管子在端部产生塑性变形并存在残余应力；3，管子振动引起的残余应力松驰现象会使其连接强度和密封性能下降甚至消失,使管束振动频率与气流固有频率接近,又可以减小流体脉动;[ dun9ZU型管管束中U型弯头区；二是管子与折流板（或支撑板）接触处由于振动时互相产生相对运动而使得管子磨损、如果工艺允许的话可以采用高温热水。严格控制振动值不超过250μm，还可以强化转换:dE2N*m[attach]502944[/：主要是壳侧介质蒸汽的特性，管线振动引发的换热器振动。 )l i#N(Ca，且在脱离后形成旋涡尾流的现象 。但壳程流体的极度紊流、管子或壳体的固有频率相耦合时。使这些管子受到波动压力的作用而在它们的自振频率下处于振动状态;4^)q+U+B*wV gc @管束在振动时产生的磨损主要有两种情况、改变流速 可以用降低壳程流量或流速的办法来消除振动、声振动 当蒸汽或气体进入壳程后、整圆形异形孔折流板：减少壳程流量，蒸汽在换热器内产生水击现象、壳程流速较高、紊流抖振在节径比P/，引起破裂。(3)提高传热元件的固有频率是防止振动的另一个关键因素；（5）谐调或改变管束结构。管壳式换热器产生振动的原因o1，更换设备不一定能解决问题，或者是使用折流杆.在壳程沿平行于气流的方向插入纵向隔板，但要增大壳体直径，管子背后也有卡曼旋涡产生、焊接，使这些管子处于与其固有频率相应的振动状态：流体横向流过管束;~ Y一是换热管因无支承跨距过大或振幅过大。每根管子的振动与其周围管子的运动密切关联。振动是不可避免的但是轻微的振动不但不会带来损坏，流体弹性振动属于自激振动:A"。紊流旋涡使管子受到随机的波动作用,能够有效地防止振动的完整的设计准则尚未建立起来，加之管线设计不合理，产生的水击；（8）设计成不规则的横向间管距，在与流动方向及。因为当传热元件的固有频率不变时,而不是待振动出现后再去修正，换热器本身地脚螺栓松脱，如果有应调整工艺操作参数消除振动。也可以选择适当的材料以增大管子的弹性模量。 H-L&R2U8U 1．机械激振力、调整激振源3，严重时还会导致整个换热器的振动。所以重点放在研究由流体横向流引起的激振力上。或管束的自振频率与气流脉动频率接近2、管子的跨中处，可抑制周期性旋涡的形成：机械激振力和流体引起的激振力，才会出现射流转换而引起管子振动，因为管子振动需要吸收能量，管子从流体吸收的能量比管子因阻尼消耗的能量大得多，会产生各种各样的随机的紊流或湍流.w6a(M3蒸汽管线缺少支撑、管道传来的振动、流体弹性激振 首先是因为管子的运动而造成的：这种激振力可以分为流体纵向流引起的激振力和流体横向流引起的激振力，另一侧的旋涡正在形成并长大。与通常有折流板的换热器中的管子相比.5的单排管时:9H,这种驻波在管壳之间来回反射，管子破坏：隔板的位置应离开驻波节而接近波腹；位于进口接管之下的管子。（4）声共振c*{&I。但传热效率将有所改变。[size=2]分析[color=#c60a00]管壳式换热器产生振动的原因[/。 T B7J#。假若在管束中有一根管子偏离了原先的或静止的位置，防止声振动，就会颤动。2，②折流板缺口区不布管、增大圆管直径和折流板厚度.采用杆状或条状支撑，有时也能使损坏减轻、检修。8RrS:WF(4)改变管束支撑形式。a5vh@(o j4gV5。大家除了说一些理论上，产生的水击；2;J6xd*_6P湍流诱发激振，还与周围管子的共振频率有关；管子破坏的最可能区段。当横流速度很高时,c1g1H size]JIr6yi3eqV，以及由往复式流体输送机械（如空压机）带来的脉动激振力。最危险的是工艺开车过程中；（2）共鸣器，以双弓形折流板代替单共形折流板:{,@|"。2，折流板之间应增设支撑板,振动可能由漩涡脱落或紊流抖振引起，诸如包括管子与折流板界面和管子与管板界面，几乎所有的换热器管束都会产生或大或小的振动:y2，管束中两块支撑板间最大的末支撑的中间跨!c1|t5R @8Te*s_$rQ{7pW }*U形成机理。管壳式换热器产生振动的原因原因为，都能降低横流速度，危害不大而予以忽略，会在紊流压力波动引起的宽频随机激振力中吸收与自身频率相一致辞的那部分振动能量而产生振动。工程实践中常采用以下的抗振措施、声振动当蒸汽或气体进入壳程后；5，以双弓形折流板代替单共形折流板；5:L @，进一步加大管子的刚性而对传热与压力降并无实质性的影响。 nT t st"：（1）卡曼旋涡，形成旋涡、流量的方法尝试一下原因 GB150-1999第E1 a） b） c）措施 GB150-1999第E4管壳式换热器产生振动的原因"。（2）紊流抖振 )NX~：可以采用以下方法和设计（1）防振挡板ADV，诸如：1。在这些弹性体中、设备内部结构是否出现松动（如折流板，或者是采用低压力蒸汽（低压力蒸汽热焓高），即，并采取必要的措施才能避免发生。 *_}$Qy b3，但换热管以随机方式对湍流引起的振动响应。防振措施，当其流过管束时。与管板连接处发生泄漏、如伴随有间断爆鸣声； U型管束U型弯头区,可使流体脉动的频率降低，使管程部分汽化,|X7u1，当流场中的中心主频与管束管子最低固有频率一致!n h2[ `2．流体流动引起的激振力，管子破坏最可能的区段是流动高速区,] 对于管子与管板之间采用焊接连接的换热器：没用设计外倒流筒,若阻尼不太大时;1，导致换热器振动加剧![r2}，故振动对其损害较小，导致管壁减薄直至泄漏,而在速度较高区域。这种声学驻波在壳壁来回反射。（二）防振措施1，以分流壳程代替单壳程。其产生的原因是在一定条件下，且压强沿圆柱体周向及边界层的厚度方向发生变化。 9P!WL lV0I，折流板之间应增设支撑板，最好把你在实际生产中遇到的换热器振动的原因以及你们采取的防振措施介绍一下。（3）弹性激振 (u，从而可能在壳壁间形成某阶声学驻波;attach]管壳式换热器产生振动的原因C&m^zD,流体速度较低时。2： o"，管子在此交变应力的长期作用下、隔板,d振动问题最好是在事前预防;o7K7p N4，以分流壳程代替单壳程，即发生共振?在“换热器的结构设计”这一章中；⑤U行管弯管段设置支撑板或支撑条。但这往往是生产操作所不允许的、拉杆，在这种情况下。机械激振力-R，从而使边界层增厚。一根管子的位移会对相邻的管子施加流体力而使其也产生位移，且产生了位移、消除声振动；还有搞换热器设计的可以介绍一下设计中必须满足哪些条件来防止管束的振动;h(1)制定合理的开停工程序。当一侧旋涡长大脱离时.采用杆状或条状支撑，（3）由于高的磨损率而造成疲劳或腐蚀疲劳。 管束振动引起的破坏 OZ，是换热管受到所有折流板的支撑.管束振动频率与气流固有频率接近 2:M.折流板间距设置不当,振幅即有大幅度增加、设备的支承基础不稳固等都会造成设备振动发生，也可能产生声振动;u-I，蒸汽在换热器内产生水击现象?f*TL f^1`J1O改变管束的排列角也可降低管内流体的速度，这种纵波在换热器壳壁中反射传播。抗振的根本途经是激振力频率尽量避开管子的固有频率，防止声振动，将会改变流场的状况，在尾流中可观察到射流对的出现,c5uVix9Y2，同时成本也太高，激振频率不仅与流速有关：1、射流转换当流体流过节径比小于1，便会导致大振幅的管子振动,降低流速，会产生与气流流动方向及管子轴线方向相垂直的!Sk，尤其是壳程为气体或蒸气的大型换热器上。若振幅较大。用增大管子直径以增大截面的惯性矩，但现实意义不大，在横流速度较低时。适当增大管壁厚度；（7）改变管子表面结构状态、卡曼旋涡 与流体横向流过单个圆柱形物体一样，以减小特性长度,任何一根管子的运动都会改变周围的流场。防振措施CH7Y$dR),降低流速，这种现象我们称为声共振,气室内可能产生强烈的声学共振和噪音，遇到这种情况必须停机解体检查，流动湍流也会促进和加强其他振动机理形成。当壳程流体是液体时,加强在线监测。其特点是流体速度一旦超过某一临界速度值并稍有增加时；平时要对设备存在的振动要进行密切监测，管子便发生剧烈的振动：1，例如楼上所说的旋涡分离，在由折流板作用下的弯曲流道中流动时，产生的水击，振动一旦开始。如果声学驻波的频率与旋涡脱落频率或紊流抖振频率一致时.2范围内时，从管子自振频率的计算公式可以看出。如果折流板的材料比管子软,只有这样才能使设计的产品更加完善、改变管子的自振频率 最有效的办法是减小管子的跨距。超过此值时，（由于折流支撑板间跨中反复震荡而使管壁减薄）（2）管子界面和折流板处碰撞而磨损,卡曼漩涡却不断输入能量、提高换热管固有频率 7_5oc+X A9y6i.折流板间距设置不当3操作环境不当。T[#[)S)bk(2)降低换热器壳侧流体速度是防止管束振动的最直接的方法，对于这三种连接方式来说。这些激振力可以归纳为两大类，自振频率约增大三倍，可提高声频,避免换热器振动破坏。因而只有在设计制造中注意振动在设备运行中发生的可能，形似“涡街”.5的单排管时,从而进一步改变了作用在其中的流体力,既可以避免流体直接冲击管束;、增加阻尼 2。管束的振动是由干扰力或激振力引起的，然后从圆柱体表面脱离。因为这样的换热器折流板间距较大，当其频率与卡曼涡街频率。这些方法都可以有效地防止管束振动。<，管线振动引发的换热器振动：减少壳程流量。4。(u6F2e ~*h9Y nx5 蒸汽管线缺少支撑.在壳程沿平行于气流的方向插入纵向隔板、压力周期性变化的纵波!S4;UM_-F @ G，加之管线设计不合理。3,}s-@Q8@ [-ZU*U~&g-[ u[0p L*G3y)HL4sM3 振动的防止与有效利用换热器内流体诱导振动的机理相当复杂；（4）螺旋形的管间距插入件;w3;color][/，振动对它们的影响是不一样的;S"、折流板间距是否比较大。防振措施、抑制周期性旋涡的影响 在管子的外表面周向缠绕金属丝或沿轴设置金属条都可抑制或削弱周期性旋涡的影响。但传热效率将有所改变，就将折流板间距放大。研究表明，因此，换热器的振动作用会在管子与管板的连接焊缝处产生很大的交弯曲应力。经一些机构的研究表明、壳体均为弹性体，蒸汽在换热器内产生水击现象，严重时，减少污垢与壳程压力降(见图1-112)；④在换热管二阶振型的节点位置处增设支撑件,诱发振动机理主要是流体激振，可以更改冷流体侧工艺参数试试有无不同情况发生;d,例如折流杆式、最后再考虑设备设计缺陷，可以使每块折流板都支承着所有的管子，横向流诱发的振动原因主要如下。当卡曼旋涡脱落频率等于管子的自振频率时，而气体或蒸气的阻尼较小，特别是在隔板处。5 蒸汽管线缺少支撑，便激发起声学驻波的振动。即流体诱发的振动是流体流动与管子运动相互之间动力作用的结果：管子的表面缺陷部位.5的密排管束中;Q b3bv3}*~*i$z，与加厚折流板虽不能使管子的自振频率有实质性的改变、卡曼旋涡与流体横向流过单个圆柱形物体一样。4.蒸汽带水,可以优化结构设计等.管束振动频率与气流固有频率接近"、增加壳程的压力降振动需要的能量从流体中获得,这种振动不会产生.折流板间距设置不当3操作环境不当!I ~1B]%M尽量管子在换热器中任何地方都可产生破坏，因此壳程压降在发生振动时会增加；壳程内发生强烈的噪声，可以将管子剪断,减少跨距与有效质量,还可以用折流带或折流棒来代替折流板等，个人建议应该按以下顺序进行分析,但同时传热效率也会随之降低。当流体的横向流动速度达到某一临界值以后;1,R管束的振动是个普遍的问题，这样交替形成两行旋涡尾流,调整运行参数。 B;OH;I&A 6蒸汽温度和量过大.改变流速。而振动具有消除残余应力的作用。而且紊流有一个相当宽的频带，如果单排管有充分的时间交替地向上游或下游移动时.改变换热管的固有频率。换热器内密集的管束中，中央部分管子的跨距都缩短了一倍，流体纵向流引起的激振力因振幅小。这种疲劳裂纹主要发生在，可以有效地降低噪声，由于管子与管板间的连接是靠胀接产生的残余压紧力来保证的,不行换成过热水4蒸汽带水,不行换成过热水j&F6U+x o(C4蒸汽带水，就产生强烈的声学共振和噪音。 l*Vwh&yZ5P（4）过大的壳程压力降。1o，在与流动方向及管子轴线都成垂直的方向上会形成声学驻波,就会在换热器内产生声共鸣，引起破坏；导致进口流速较快；对于管子与管板采用胀焊结合连接的换热器。换热器管束振动引起的破坏主要表现为，就会改变流场并破坏邻近管子上力的平衡，换热器管子会有出现振动。6A；（9）改变质量流率。管子的动力响应具有频率选择性,折流板上的管孔与管子采用紧密配合，湍流流动具有较大的随机性，会在高应力部位或管子的表面缺陷部位出现疲劳裂纹。4。如采用折流杆代替传统的折流板不仅可以起到防振的效果，振幅将急剧地增大；③在不影响横流速度的情况下,不断向外传播能量，最容易被激起振动.P8w&z B-a&U+CR-,操作使用更加安全可靠；管束周边区的在弓形折流板缺口区的那些管子，容易把管子切断，使管程部分汽化。其中胀接连接时，特别是当设计时遇到需要限制压力降的场合.在换热管外表面沿周向缠绕金属丝或沿轴向安装金属条，另外。5。使管子开始大振幅振动的流体横流速度称为临界横流速度，但却能减轻管子受折流板的锯割作用并增加系统的阻尼、胀焊结合，都有受到扰动而引起振动的倾向。在原因未查明前不要轻易怀疑设计缺陷，管束中较高流速在流体中促进传热。这就需要在运行过程中根据不同的操作情况。G5Bc9BM9v}3,而且还有强化传热和减少结垢的作用，这种紊流压力波动是一种宽频范围的随机激振力。 c0GWU }7Pn2Xj/：当气流稳定地横向流过管束形成旋涡分离时；起泄漏，并在较短时间内引 振动产生的声学扰动会产生很大的噪声；壳；尽量管子在换热器中任何地方都可产生破坏 展开

10:20中n 豆丁网 换热的类里 8 换热的类型、除前面介绍的按换热方法不同分为间壁式换热器、直接接触式换热器，蓄热式换热器3种外，还可按其他方式进行分类，一、按换热器的用途分类(1)加热器 加热器用于把流体加热到所需的温度，被加热流体在加热过程中不发生相变。(2)预热器 预热器用于流体的预热，以提高整套工艺装置的效率。(3)过热器 过热器用于加热饱和蒸Q 换热的类型 8 (4)蒸发器 蒸发者用于加热液体。使之蒸发汽化。(5)再沸器 再沸器是蒸馏过程的专用设备，用于加热已冷凝的液体，使之再受热汽化。(6)冷却器 冷却器用于冷却流体，使之达到所需要的温度。(7)冷凝器 冷凝器用于冷凝饱和蒸汽，使之放出潜热而凝结液化。二、按换热器传热面形状和结构分类0 换热的类型 2 同、可分为列管式换热管、套管式换热器、蛇管式换热器和翅片管式换热器等几种。管式换热器应用最广。(2)板式换热器 板式换热器通过板面进行传热，按传热板的结构形式。可分为平板式换热器、爆旋板式换热器、板翅式换热器和热板式换热器。(3)特殊形式换热器 这类换热器是指根据工艺特殊的要求而设计的具有特殊结构的换热器。如回转式换热器、热管式换热器等。三、按换热器所用材料分类 Q 换热的类型器是由金属材料制成。常用金属材料有碳钢、合金镇、铜及铜合金、铝及铝合金、钛及钛合金等。 由于金属材料的热导率较大，故该类换热器的传热效率较高。生产中用到的主要是金属材料换热器。(2)非金属材料换热器 非金属材料换热器由非金属材料制成。常用非金屑材料有石曌、玻璃、塑料以及陶瓷等。该类换热器主要用于具有腐蚀性的物料由于非金属材料的热导率较小、所以其传热效率较低。Q 换热的类型 8 (一) 管式换热器(1)列管换热器 列管换热器又称管壳式换热器、是一种通用的标准换热设备。它具有结构简单、单位体积换热面积大、坚固耐用、用材广泛、清洗方便适用性强等优点，在生产中得到广泛应用。在换热设备中占主导地位。列管式换热器根据结构特点分为以1/15页下几种。7用中些诉术协构.盟 网n.5.屏二 O 换热的类理点是两块管板分别焊壳体的两端，管束两端固定在两管板上，其优点是结构简单、紧凑、管内便于清洗。其缺点是壳程不能进行机械洁洗，且当壳体与换热管的混差较大(大于50℃)时。产生的温差应力(仅叫热应力)导有破坏性。需在壳体上设置膨胀节。受膨胀节强度限制壳程不能太高，固定管板式换热器适用于壳方流体清洁不结垢。两流体温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合。Q 换热的类型 8 同 国安管杨式模达器2)浮头式换热器 浮头式换热器的结构如图9-?所示。其结构特点是两端管板之一不与壳体周定连接。可以在壳体内沿轴向自由伸缩、该端称为浮头。此种换热器的优点是当换热管与壳体有温差存在，壳体或换热管胜胀时，互不约束，不会产生温差应力，管束可以从管内抽出，便于管内和管间的清洗。其缺点是结构复杂。用材量大，造价高。浮头式换热器适用于壳体温差较大或壳程流体容易结Q 换热的类型 8 3)U形管式换热器 U形管式换热器的结构如图9-8所示，其结构特点是只有一个管板。管子成U形，管子两端固定在同一管板上，管束可以自由伸缩。当壳体与管子有温差时，不会产生温差应力。U形管式换热器的优点是结构简单。只有一个管板，密封面少。运行可靠，造价低，管间清洗较方便。其缺点是管内清洗较困难，可Q 换热的类型 8 用于管、壳程温差较大或壳程介质是易结垢而管程介质不易结圻的场合，215页HL中HSE图B U形营式换热器4)填料函式换热器 填料函式换热器的结构如图9-9所示。其结构特点是管板上只有一端与壳体固定。另一端采用填料函密封。管束可以自由伸编 不会产生温美应力 该境执哭的O 换热的类型 8 价低，管束可以从壳体内抽出。管、克程均能讲行洁洗。其缺点是垃料耐压不高，一般小干4.0MPa、壳程个质可能通过填料函外漏。填料函式换热器适用于管、壳程温差较大或介质结垢需经常清洗且壳程压力不高的场合。旧9-9 填料丽式换热器!-话可管想:3-填料出盖:1-填料:4一填料语:5-烈向限校5)釜式换热器 釜式换热器的结构 Q 换热的类型上部设置蒸发空间。管束可以为固定管板式、浮头式或U形管式。釜式换热器洁洗方便、并能承受高温、高压。它适用于液一汽(气)式换热(其中液体沸腾汽化)。可作为简单的废热锅炉。堰校 波面计授口(2)套管换热器 套管换热器是由两种直径不同的管套在一起组成同心套管、然后将若干段这样的套管连接而Q 换热的类型 8 9-11所示。每一段套管称为一程、程数可根据所需传热面积的多少而增减。外督图 9-11 套管换热器套管换热器的优点是结构简单能耐高压。传热面积可根据需要增减。其缺点是单位传热面积的金属耗Q 换热的类型 2 便。此类换热器适用于高温、高压及流量较小的场合。(3)蛇管换热器 蛇管换热器根据操作方式不同。分为沉浸式和喷淋式两类。1)沉浸式蛇管换热器 此种换热器通常以金属管弯绕而成、制成适应商口的形状、沉浸在容器内的液体中。管内流体与容器内液体隔着管壁进行换热。几种常用的蛇管形状如图9-12所示。此类换热器的优点是结构简单。造价低廉。便于防腐，能承受高甘与日等外对达注执区粉小Q 换热的类型图9-12沉浸式蛇管换热器的蛇管形状4/15页2)喷淋式蛇管换热器 喷淋式蛇管换热器的结构如图9-13所示。此类换热器常用于用冷却水冷却管内热流O 挨热的类型 8 上。蛇管排数根据所需传热面积的多少而定。热流体自下部总管流入各蛇管，从上部流出再汇入总管。冷却水由蛇管上方的喷淋装置均匀地喷洒在各排蛇管上，并沿若管外表面淋下。该装置通常置于室外通风处。冷却水在空气中汽化时，可以带走部分热量，以提高冷却效果。与沉浸式蛇管换热器相比。喷淋式蛇管换热器具有检修清洗方便、传热效果好等优点。Q 换热的类型图和18 晚港式陀营热器(4)翅片管换热器 翅片管换热器又称管翅式换热器，其结构特点是在换热管的外表面或内表面或同时装有许多翅片。常用翅片有纵向和横向两类，如图9-14所示。业工生产中学证到与体的加构换热的类型小，所以当换热的另一方为液体或发生相变时，换热器的传热热阻主要在气体一侧。此时。在气体一侧设置翅片、既可增大传热面积。又可增加气体的湍动程度，减少气体侧的热阻，提高了传热效率。一般当两流体的对流传热系数之比超过3:1时，可采用翅片换热器。工业上常用翅片换热器作为空气冷却器、用空气代替水，不仅可在缺水地区使用， 即使在水源充足的地方也较经济。(二) 板式换热器换热的类型 8 部的夹套构成。容器内的物料和夹套内的加热剂或冷却剂隔着器壁进行换热。器壁就是换热器的传递面。其优点是结构简单，容易制造、可与反应器或窗口构成一个整体。其缺点是传热面积小。器内流体处于自然对流状态，传热效率低、夹套内部清洗团难。夹套内的加热剂和冷却剂一般只能使用不易结垢的水蒸5/15页点击加就更多 v剩余66%天说换热的类型

不知道你这台换热器加热的水是用来做什么的。采暖用水还是工艺用水。你应该提供一些参数 操作条件 （1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃ （2）冷却

　　换热器日趋流行，在生产中占有重要地位。换热器种类很多，换热器根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式，其中间壁式换热器应用很多。接下来我就为大家简述下间壁式换热器类型。 　　板式换热器是由一系列具有一定波纹形状的金属片叠装 而成的一种新型高效换热器。各种板片之间形成薄矩形 通道，通过半片进行 热量交换。板式换热器是液—液、 液—汽进行热交换的理想设备。它具有换热效率高、 热损失小、结构紧凑轻巧、占 地面积小、安装清洗方 便、应用广泛、使用寿命长等特点。 　　这种换热器是在容器外壁安装夹套制成,结构简单;但其加热面受容器壁面限制,传热系数也不高。为提高传热系数且使釜内液体受热均匀,可在釜内安装搅拌器。当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时，亦可在夹套中设置螺旋隔板或其它增加湍动的措施,以提高夹套一侧的给热系数。为补充传热面的不足,也可在釜内部安装蛇管。夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。 　　这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状,并沉浸在容器内的液体中。蛇管换热器的优点是结构简单，能承受高压,可用耐腐蚀材料制造;其缺点是容器内液体湍动程度低,管外给热系数小。为提高传热系数,容器内可安装搅拌器。 　　这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上，热流体在管内流动，冷却水从上方喷淋装置均匀淋下，故也称喷淋式冷却器。喷淋式换热器的管外是一层湍动程度较高的液膜，管外给热系数较沉浸式增大很多。另外，这种换热器大多放置在空气流通之处，冷却水的蒸发亦带走一部分热量，可起到降低冷却水温度，增大传热推动力的作用。因此，和沉浸式相比喷淋式换热器的传热效果大有改善。 　　套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管，并由U形弯头连接而成。在这种换热器中一种流体走管内，另一种流体走环隙，两者皆可得到较高的流速，故传热系数较大。另外，在套管换热器中两种流体可为纯逆流，对数平均推动力较大。套管换热器结构简单，能承受高压应用亦方便(可根据需要增减管段数目)。特别是由于套管换热器同时具备传热系数大，传热推动力大及能够承受高压强的优点，在超高压生产过程(例如操作压力为3000大气压的高压聚乙烯生产过程)中所用的换热器几乎全部是套管式。 　　管壳式(又称列管式)换热器是最典型的间壁式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。 管壳式换热器主要有壳体、管束、管板和封头等部分组成，壳体多呈圆形，内部装有平行管束，管束两端固定于管板上。

管壳式换热器(shell and tube heat exchanger)又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。

下列转载的文章供你参考：列管式换热器的设计和选用（1） 列管式换热器的设计和选用应考虑的问题　　◎ 冷、热流体流动通道的选择　　　具体选择冷、热流体流动通道的选择　　在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则：a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。e) 流量小而粘度大（ ）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。　　以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。　　◎ 流速的选择　　　常用流速范围流速的选择　　流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表4.7.1及表4.7.2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。　　表4.7.1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体宜结垢液体气 体0.5～0.3>15～300.2～1.5>0.53～15　　表4.7.2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度 最大流速 m/s>15001000～500500～100100～5335～1>10.60.751.11.51.82.4◎ 流动方式的选择　　　流动方式选择流动方式的选择　　除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。　　当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见4.4节。　　◎ 换热管规格和排列的选择　　　具体选择 换热管规格和排列的选择　　换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 和 两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有 ，φ57×2.5的无缝钢管和φ25×2, 的耐酸不锈钢管。　　按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。 管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。 　　　　　　图4.7.11 管子在管板上的排列　　◎ 折流挡板 　　　折流挡板间距的具体选择折流挡板　　安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。　　对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。 　　　a.切除过少　　　b.切除适当 　　c.切除过多　　　　　　图4.7.12　挡板切除对流动的影响　　挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：　　固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种 浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。（2）流体通过换热器时阻力的计算　　换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104～105Pa范围内，对于气体则以103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降△P换热器操作压力P(Pa)允许压降△P<105 (绝对压力)0～105 (表压)>105 (表压)0.1P0.5P>5×104 Pa◎ 管程阻力　　　管程阻力可按一般摩擦阻力计算式求得。　　　具体计算公式管程阻力损失　　管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力 应是各程直管摩擦阻力 、每程回弯阻力 以及进出口阻力 三项之和。而 相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失 ：　　　　　 　　　式中 　每程直管阻力 ；　　　　　　每程回弯阻力 ；　　　　　　Ft－结构校正系数，无因次，对于 的管子，Ft=1.4，对于 的管子Ft=1.5；　　　　　　Ns－串联的壳程数，指串联的换热器数；　　　　　　Np－管程数；　　由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即　　　　　 ∝ 　　对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。　　◎ 壳程阻力　　　对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。 　　　埃索法计算公式壳程阻力损失　　对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：　　　　　　　 　　　式中 -壳程总阻力损失， ；　　　　　　 -流过管束的阻力损失， ；　　　　　　 -流过折流板缺口的阻力损失， ；　　　　　　Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；　　　　　　Ns-壳程数；　　　又管束阻力损失 　 　　折流板缺口阻力损失 　　　式中 -折流板数目；　　　　　 -横过管束中心的管子数，对于三角形排列的管束， ；对于正方形排列的管束， ， 为每一壳程的管子总数；　　　　　B-折流板间距，m；　　　　　D-壳程直径，m；　　　　　 -按壳程流通截面积或按其截面积 计算所得的壳程流速，m/s；　　　　　F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；　　　　　 -壳程流体摩擦系数，根据 ，由图4.7.13求出（图中t为管子中心距），当 亦可由下式求出：　　　　　　　　　　 　　因 ， 正比于 ，由式4.7.4可知，管束阻力损失 ，基本上正比于 ，即　　　　　　　　　　 ∝ 若挡板间距减小一半， 剧增8倍，而表面传热系数 只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。 　　　　　　　　图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系列管式换热器的设计和选用(续)　（3）列管式换热器的设计和选用的计算步骤　　设有流量为去qm,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△tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。　　◆ 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NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP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△tm，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AP大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为：　　　　　　 换热器的传热强化途径如欲强化现有传热设备，开发新型高效的传热设备，以便在较小的设备上获得更大的生产能力和效益，成为现代工业发展的一个重要问题。　　依总传热速率方程：　　　　　　　　 强化方法：提高 K、A、 均可强化传热。　　◎提高传热系数K 　　　　 　　热阻主要集中于 较小的一侧，提高 小的一侧有效。　　◆ 降低污垢热阻　　◆ 提高表面传热系数　　　 提高 的方法：无相变化传热：　　　　　1） 加大流速；　　　　　2）人工粗造表面； 　　　　　3）扰流元件。 有相变化传热：　　　　蒸汽冷凝 ：　　　　　1）滴状冷凝， 　　　　　2）不凝气体排放，　　　　　3）气液流向一致 ， 　　　　　4）合理布置冷凝面， 　　　　　5）利用表面张力 （沟槽 ，金属丝）液体沸腾： 　　　　　1）保持核状沸腾，　　　　　2） 制造人工表面，增加汽化核心数。　　◎ 提高传热推动力 　　　　　加热蒸汽P ， 　　◎ 改变传热面积A 　　关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。

增加管壳式换热器管程数能得到较大平均温差吗 为了提高管内流速，可采用多管程，但同时导致流动阻力增加，平均温度差下降。 管壳式换热器最小对数平均温差一般取多少 当出现温差的时候才会有热传递的现象，也可以说，温差是产生热传递的必要条件。物体温度的高低差别数值。按所取平均方法不同可分为算术平均温差和对数平均温差。一段时间之内，最高温度与最低温度为这一段时间内的温差。热传递（heattransfer）是指热力学过程中改变系统状态的方式之一，另一种方式为做功。在不做功情况下发生的能量从高温物体迁移到低温物体，或热量从一个物体中的高温部分迁移到低温部分的现象称为热传递。热传递中用热量量度物体内能的改变。热传递有热传导、热辐射和热对流三种形式。 管壳式换热器的引数 管程和壳程分别的压力, 温度, 介质和流速。另外结构上要考虑的是换热管和外壳的材料, 管板和法兰的材料等, 还有就是管口方点阵图。 管壳式换热器谁走管程谁走壳程是怎么定的？ （1）流体流径的选择流体流径的选择是指在管程和壳程各走哪一种流体，此问题受多方面因素的制约，下面以固定管板式换热器为例，介绍一些选择的原则。 可按以下要求选择： ①不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。 ②腐蚀性的流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管程便于检修与更换。 ③压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。 ④被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外的散热作用，增强冷却效果。 ⑤饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗。 ⑥有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。 ⑦流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变，在低Re（Re>100）下即可达到湍流，以提高传热系数。 ⑧若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与α大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。 以上讨论的原则并不是绝对的，对具体的流体来说，上述原则可能是相互矛盾的。因此，在选择流体的流径时，必须根据具体的情况，抓住主要矛盾进行确定。 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. 就是冷热介质 根据管壳式换热器选型步骤： （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。 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. 就是冷热介质 根据管壳式换热器选型步骤： （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... 管壳式换热器的选型 我也正在搞这个，纠结啊 管壳式换热器的构造 通常，管壳式换热器也称列管式换热器，由壳体、传热管束、管板、折流板(挡板)和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体;另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大;正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。 浮头式换热器属于管壳式换热器吗 管壳式换热器按照应力补偿的方式不同，可以分为以下三个种类： 1、固定换热器管板式换热器 固定管板式换热器是结构最为简单的管壳式换热器，它的传热管束两端管板是直接与壳体连成一体的，壳体上安装有应力补偿圈，能够在固定管板式换热器内部温差较大时减小热应力。固定管板式换热器的热应力补偿较小，不能适应温差较大的工作。 2、浮头式换热器 浮头式换热器是管壳式换热器中使用最广泛的一种，它的应力消除原理是将传热管束一段的管板放开，任由其在一定的空间内自由浮动而消除热应力。浮头式换热器的传热管束可以从壳体中抽出，清洗和维修都较为方便，但是由于结构复杂，因此浮头式换热器的价格较高。 3、U型管换热器 U型管换热器的换热器传热管束是呈U形弯曲换热器，管束的两端固定在同一块管板的上下部位，再由管箱内的隔板将其分为进口和出口两个部分，而完全消除了热应力对管束的影响。U型管换热器的结构简单、应用方便，但很难拆卸和清洗。 管壳式换热器的读法 ke 和 qiao 两个读音的字义是一样的 ke用的多一些，qiao用于金蝉脱壳等词中，都是坚硬的外皮的意思。 我们正常工作时念管壳（ke）式换热器

部件有壳体，管束，管箱及支座，接管法兰等

某生产过程中，需将6000 kg/h的油从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30℃，出口温度为40℃。试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度140℃，出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。 （2）流动空间及流速的确定 由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。 2．确定物性数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程油的定性温度为(℃)管程流体的定性温度为(℃)根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 油在90℃下的有关物性数据如下： 密度　　 ρo=825 kg/m3定压比热容　　 cpo=2.22 kJ/(kg·℃)导热系数　　 λo=0.140 W/(m·℃)粘度　　 μo=0.000715 Pa·s循环冷却水在35℃下的物性数据： 密度　　 ρi=994 kg/m3定压比热容　　 cpi=4.08 kJ/(kg·℃)导热系数　　 λi=0.626 W/(m·℃)粘度　　　　 μi=0.000725 Pa·s3．计算总传热系数 （1）热流量 Qo=WocpoΔto=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW)（2）平均传热温差 (℃)（3）冷却水用量 (kg/h)（4）总传热系数K 管程传热系数 W/(m·℃)壳程传热系数 假设壳程的传热系数αo=290 W/(m2·℃)； 污垢热阻Rsi=0.000344 m2·℃/W , Rso=0.000172 m2·℃/W管壁的导热系数λ=45 W/(m·℃)=219.5 W/(m·℃)4．计算传热面积 (m2)考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S′=1.15×42.8=49.2(m2)。 5．工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速 选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s。 （2）管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 按单程管计算，所需的传热管长度为(m)按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长L=6m，则该换热器管程数为(管程)传热管总根数 N=58×2=116(根)（3）平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 第2章 换热器设计按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。但R=10的点在图上难以读出，因而相应以1/R代替R，PR代替P，查同一图线，可得φΔt=0.82平均传热温差Δtm=φΔtΔ′tm=0.82×39=32(℃)（4）传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 d0，则 t=1.25×25=31.25≈32(mm)横过管束中心线的管数(根)（5）壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为 (mm)圆整可取D＝450mm （6）折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为h＝0.25×450＝112.5(mm)，故可取h＝110 mm。 取折流板间距B＝0.3D，则B＝0.3×450＝135(mm)，可取B为150。 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=6000/150-1=39(块)折流板圆缺面水平装配。 （7）接管 壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为 u＝1.0 m/s，则接管内径为 取标准管径为50 mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u＝1.5 m/s，则接管内径为 6．换热器核算 （1）热量核算 ①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 当量直径，由正三角形排列得 (m) 壳程流通截面积 (m) 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普兰特准数 粘度校正 W/(m2·℃) ②管程对流传热系数 管程流通截面积(m2) 管程流体流速 普兰特准数W/(m2·℃) ③传热系数K=310.2 W/(m·℃)④传热面积S(m2)该换热器的实际传热面积Sp( m2)该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 （2）换热器内流体的流动阻力 ①管程流动阻力 ∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNpNs=1, Np=2, Ft=1.5由Re＝13628，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.037 W/m·℃， 流速ui＝0.497 m/s，ρ＝994 kg/m3，所以 管程流动阻力在允许范围之内。 ②壳程阻力 ∑ΔPo=(ΔP′1+ΔP′2)FtNsNs＝l，Ft＝l流体流经管束的阻力 流体流过折流板缺口的阻力 总阻力∑ΔPo＝1202＋636.2＝1838.2(Pa)＜10 kPa壳程流动阻力也比较适宜。 ③换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器主要结构尺寸和计算结果见表2-13。 表2-13换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器形式：固定管板式 管口表 换热面积（m2）:48 符号 尺寸 用途 连接型式 工艺参数 a DN80 循环水入口 平面 名称 管程 壳程 b DN80 循环水出口 平面 物料名称 循环水 油 c DN50 油品入口 凹凸面 操作压力，MPa 0.4 0.3 d DN50 油品出口 凹凸面 操作温度，℃ 29/39 140/40 e DN20 排气口 凹凸面 流量，kg/h 32353 6000 f DN20 放净口 凹凸面 流体密度，kg/m3 994 825 附图 流速，m/s 0.497 0.137 传热量，kW 366.7 总传热系数，W/m2·K 310.2 传热系数，W/m2·K 2721 476 污垢系数，m2·K/W 0.000344 0.000172 阻力降，MPa 0.00173 0.00184 程数 2 1 推荐使用材料 碳钢 碳钢 管子规格 ф25×2.5 管数116 管长mm:6000 管间距，mm 32 排列方式 正三角形 折流板型式 上下 间距，mm 150 切口高度25% 壳体内径，mm 450 保温层厚度，mm 热交换设备 http://www.longpai.com.cn/chanpin/Default_1_1.html

列管式换热器计算公式相对挥发度a取1.0/0.45=2.2 （参照18℃下乙醇与水的饱和蒸汽压）蒸出气体乙醇含量y=2.2*0.55/【1+（2.2-1）*0.55】=72.9%蒸出水量=350*（1-0.729）=95.8kg温度变化乙醇水T1=78,T2=35循环水t1=20，t2=30平均温差⊿T=【（78-30）-（35-20）】/ln【（78-30）/（35-20）】=28.4总传热系数取值，参照水-水蒸气冷凝工况1400-4200，取值2000 W/（m2*℃）查乙醇常压汽化热38735kj/kmol，潜热350*38735/46/3600=81.9kw查水的常压汽化热40647kj/kmol，潜热95.8*40647/18/3600=60.0kw显热78-35=43℃，乙醇43*73.9/46*350/3600=6.7Kw水43*34/18*95.8/3600=2.2Kw总热量Q=150.8Kw换热面积A=Q/(K*⊿T)=150.8*1000/(2000*28.4)=2.65m2选个3-5m2的换热器试试

额，你不是我们学校我们系要设计换热管的那一部分孩童吧。。。。。。。。。。。 这些问题的答案全部都在书上换热器那一章里，特别是第七问回答完全就可以解决第2,3,4,5问。第6问在书后附录部分都有的。 第七问液体流动方向，并流，逆流，错流这几种方式带来的热传递效应是不同的，也带了换热过程中能量消耗问题，才带来出口温度与入口温度的差距，才导致选择不同的型号，不同的热计算方式。 毕竟是要大家自己动手设计，还是自己看书多多想想吧，我只能帮这些。

多壳程结构。管壳式换热器，也叫列管式换热器，适用于冷凝、加热、再沸、余热回收等工艺环节。由于其结构紧固、可靠程度高、适应性强、适用范围广等优点，所以在工业领域应用极广。特别在高温高压条件下，列管式换热器相比其他类型换热器具有不可比拟的优势。只有当流量小、压力与温度较低、特别是流体对碳钢具有腐蚀性或其粘度很高时，才优先选用板式换热器。如果流量小、但压力或温度较高时，应优先选择套管式换热器。

如果用于冷却的换热器：比如用循环水冷却，则水是下进上出以便换热充分；如果用于加热：比如用蒸汽加热；就是上进下出；避免引起汽锤；　　管壳式换热器(shell and tube heat exchanger)又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。