换热器设计指南汇总

换热器设计指南

1 总则

1。1 目的

为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1。2 范围

1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2。2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1。3 规范性引用文件

下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件,其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定.凡不注日期或修改号(版次）的引用文件,其最新版本适用于本规定.

GB150—1999 钢制压力容器 GB151-1999 管壳式换热器 HTRI设计手册

Shell & tube heat exchangers——JGC

石油化工设计手册 第3卷——化学工业出版社（2002） 换热器设计手册—-中国石化出版社(2004） 换热器设计手册——化学工业出版社（2002）

Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ——SHESLL (2004） SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997）

Shell and Tube Exchanger Design and Selection-—CHEVRON COP。 （1989） HEAT EXCHANGERS-—FLUOR DANIEL （1994) Shell and Tube Heat Exchangers——TOTAL(2002） 管壳式换热器工程规定——SEI(2005)

2 设计基础

2.1 传热过程名词定义

2。1。1 无相变过程

加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。 换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2 沸腾过程

在传热过程中存在着相的变化—液体加热沸腾后一部分变为汽相.此时除显热传递外，还有潜热的传递。

池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。

流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1。3 冷凝过程

部分或全部流体被冷凝为液相， 热流体的显热和潜热被冷流体带走,这一相变过程叫冷凝过程。

纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。

有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。

2.2 换热器的术语及分类

2。2。1 术语及定义

换热器装置:为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器； 位号：设计人员对某一换热器单元的识别号; 有效表面：进行热交换的管子外表面积； 管程:介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分; 壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分； 管程数：介质沿换热管长度方向往、返的次数； 壳程数：介质在壳程内沿壳体轴向往、返的次数；

公称长度：以换热管的长度作为换热器的公称长度，换热管为直管时，取直管长度，换热管为U形管时取U形管直管段的长度；

计算换热面积: 以换热管外径为基准，扣除伸入管板内的换热管长度后，计算得到的管束外表面积，对于U形管式换热器，一般不包括U形弯管段的面积; 公称换热面积：经圆整后的计算换热面积;

2。2.2 换热器分类

根据不同的分类方法定义换热器类型如表2-1所示。

表2—1 换热器类型

换热器的分类 换热器名称 预热器 加热器 过热器 按用途分(3 ）蒸发器 再沸器 冷却器 冷凝器 深冷器 冷却冷凝器等 管壳式换热器 套管式换热器 螺旋板式换热器 板翅式换热器 板式换热器 夹套式换热器 空冷器等 按结构型式分 （3）

2。3 换热器的选择原则

根据工艺条件，采用图2—1进行初步的换热器选型.

图2—1 换热器型式初选图

注：本图及其它图中的压力均指绝压

2。4 工艺设计程序

2.4。1 设计输入  工艺条件

管壳式换热器设计所需数据，如流量、温度、压力等，需要从如下文件获得: —-PFD,包括质量、热量平衡； 基本的工程设计参数； ——PID及总图； 设备数据表； -—选材及管材。  输入数据

操作参数：项目号、设备位号、流量、操作条件、物性，样表如附件1所示。  结构参数

安装形式（卧式、立式、倾斜）、设计压力、设计温度、材质、腐蚀余量、TEMA

等级、适用标准、管口等级及密封面、操作工况.  设计要求

允许压降、允许流速（若有规定）。

2。4.2 设计输出

 物热平衡、计算假设、程序计算结果，如下参数要填入表中： 基于管外表面的管侧传热膜系数、垂直方向确定布管型式.  列管式换热器数据表

除上述参数外,还有:物性（水除外）、混合物ρV2（采用均相密度）、管嘴尺寸、流体流向、折流板数量、折流板类型、折流板中心间距。

2.4.3 设计步骤

 准备数据并输入如2。4.1说明的数据；  选择TEMA等级并对换热器选型;  通过程序校核计算；

 判定计算结果，如传热系数、压降等，根据参数确定换热器设备结构；

通过调整单程管数来获得合适的压力梯度,若要增大换热面积，可增大管长、 增加并联台数（只有单台换热器很大，且压降难以克服才使用）或增加管程数，但典型管程数为双管程，增大管程数会提高压降;壳侧压力梯度要调节折流板间距，要增大换热面积，需增大管长或增加串联台数。当壳侧压降较大，则将壳体形式从E型变为J或X型。当压降要求严格时可考虑采用壳侧并联/串联混合配置、管侧采用多管程形式，但此时温效降低，最低F—因子不低于0。85。  填写数据表。

2。4。4 计算过程

下表列出设计管壳式换热器计算机程序，HTRI是常用软件、当客户和使用者要求时,才使用HTFS。

表2-2 常用计算软件

程序编号 ST CST HTRI RKH RTF IST HTFS TASC 描述 设计/校核单相管壳换热器 设计管壳式换热器 设计/校核壳侧沸腾设备 设计/校核管侧沸腾设备 校核单相和冷凝器 设计/校核管壳式换热器 备注 严格用于冷凝和再沸 用于再沸 卧式；可计算K式壳体直径 仅适用于单管程

注：HTRI：HEAT TRANSFER RESEARCH INC； HTFS：HEAT TRANSFER ＆ FLUID

FLOW SERVICE

2。5 工艺设计考虑因素

TEMA设置了三种换热器机械标准,反映了不同的严格性。对于多数炼厂，运用最严格的R级；对其他诸如化学品厂，运用C或B级；通常R级有较厚的壳体、更大更厚的封头、较厚换热管及其他更大的部件。

影响换热流股的最优搭配的因素有:夹点温度、压降、调控要求下限负荷、占地限制条件、现有设备的改进等。工艺目标值确定后，与设备人员协作可以高效地设计一个换热体系。

2。5.1 夹点温度、夹点技术及换热网络分析 夹点温度

对单个换热器而言，换热的冷、热流冷端和热端温差中较小者称接近温差。对一个换热网络而言,所有换热设备的接近温差中最小值称为最小接近温差，也称夹点温差。冷热物流的匹配取决于可达到的温差，逆流换热器的夹点温度是热物流出口温度与冷物流入口温度之差，或热物流入口温度与冷物流出口温度之差，取较小值。一般温差越小、回收能量越大、换热面积越大,从而投资越高；因此，夹点温度要通过能量回收和投资相结合来确定. 夹点技术

夹点技术是由原英国曼彻斯特大学理工学院教授B。Linnhoff领导下的研究小组在Huang与Elshout及Umeda等分别于1976和1978年提出 “夹点”和“复合线\"概念基础上发展起来的。这是过程能量综合领域中一种实用方法，可以优化复杂工艺的换热过程。

一个待优化的换热网络在T—H图上可用冷、热流复合线来表示。复合线就是将多个热流或冷流的T—H线复合在一起的折线，是换热网络优化合成的“夹点技术\"中的一个重要工具。将冷、热流的复合线画在一个T-H图上，热流的复合线一定要位于冷流的上方.沿横坐标H左右移动两条复合线，找到一处两条线垂直距离最短，该处即为夹点或窄点.夹点技术三个基本原则:不通过夹点传递热量、夹点以上部分不使用冷公用工程、夹点以下热源部分不使用热公用工程。

如图2-2～3所示，当夹点处的传热温差等于给定的夹点温度时，冷、热物流复合线的高温段在水平方向未重叠部分投影于横坐标上的一段即为对应于给

定夹点温差下的最小热公用工程消耗Qhu，min；而两者低温段未重叠部分则为给定夹点温差下的最小冷公用工程消耗Qcu,min,而两条复合线沿横轴方向重叠部分就是最大热回收量。

T 热流 T 热流 ΔTmin 冷流 Qcu,min 冷流 Qhu,min H H 图2—2 复合线示意图 图2-3 夹点与最小公用工程消耗图

夹点将换热网络分解为两个区域，热端——夹点之上，它包括比夹点温度高的工艺物流及其间的热交换，只要求公用设施加热物流输入热量，可称为热阱;而冷端包括比夹点温度低的工艺物流及其间的热交换，并只要求公用设施冷却物流取出热量,可称为热源。当通过夹点的热物流为零时，公用设施加热及冷却负荷最小,即热回收最大。 换热网络分析

换热网络的设计越发复杂，目前已有多种换热网络优化技术，包括计算机程序，如Hysim,s Pinch。一般设计步骤如下：

 做冷热物流T—H曲线，生成复合线，确定夹点；  指定一个最小夹点温度；  求出夹点及最小的公用工程；  计算总投资和年操作费用；  改变冷热物流匹配；

 重复上述步骤直到找到最小的年操作费用,确定最优网络。

2.5.2 空冷器、水冷器的选择

冷却器中冷却介质的选择需要考虑：水源、水费、电费、安装费用、维护费用、占地等。 水冷工艺出口温度

理论上水冷方式出口温度受环境湿球温度限制,实际上不低于冷却塔出口温

度（新鲜水49℃、海水43℃）。对于塔顶项目，水质等其他因素也会影响出口温度。因此冷却水费用是制约因素. 空冷工艺出口温度

理论上受环境干球温度限制，但高于湿球温度。同水冷相比，出口温度稍高。夏季，设计干球温度接近于湿球温度，两者差别由环境湿度决定。举例如下表：

相对湿度

15％ 30％ 45％ 60% 湿球温度—干球温度 —2.8℃ 2.8℃ 7.2℃ 11℃ 空冷器空气出口温度无上限值，在其他因素合理的情况下，工艺流体出口温度可达到空气入口设计温度。LMTD的提高,导致传热面积和摩擦系数的减小，并且入口空气流量减小.因此，设备投资及电耗降低。

设备费用是空冷器年费用的主要部分，而水冷器中水冷是年费用主要部分.若两种方式工艺出口温度相同，空冷费用为水冷方式的1～1.5倍。 空冷水冷相结合的分割温度

若工艺入口温度较高，适于空冷;工艺出口温度较低,适于水冷；冷却负荷足够大，则空冷与水冷相结合是一种经济设计方法。这样用空冷以较低公用工程消耗移除较高等级热量，再用水冷达到工艺流体出口温度.基于水耗、电耗、设备费用等，空冷、水冷分割温度在54～63℃之间比较经济。除预算设计，应当从经济上用既定项目的数据确定该温度.

2.5.3 设计余量

从设计的角度，有一定余量的换热器更好运行。相对于设计值，新换热器污垢很低，面积就有富余。实际操作中通过调节流量及入口状态来消除偏差。污垢热阻是在设计条件下操作所能达到的极限情况。

随意给定设计余量会带来各种问题，在此,首先按照设计值计算清洁情况下所需换热面积，然后根据污垢或设计规模增加面积,从而确定余量。因此：

面积余量大到不能通过控制手段来消除;

热流体出口温度比设定值低时，粘度增大，压降增大； 对于冷凝器，余量会造成塔与回流液难以达到平衡；

管内流速及流动特性同校核工况存在较大差别，如立式热虹吸式换热器,在上升管中存在两相流，流率的变化引起流型的改变,从而导致腾涌和振动；

发现硫磺厂低压蒸汽废热锅炉的面积余量会引起换热管内柱塞流。 业主从可操作性、进料状态的不精确性，或物性不准确性等方面考虑，换热器需要有一定的余量。

2。5.4 换热器安装形式

实际生产中，换热器有水平或竖直安装,特别从经济型和易于维护的角度，水平安装更常用。立式安装用于如下情况：大型再沸器受空间限制而采用立式安装;再沸器管材等级较高，立式安装因管束紧凑而可以节省投资。 2.6 设计参数

2.6。1设计压力

设计压力指设定的换热器管、壳程顶部的最高压力,与相应的设计温度一起作为设计载荷条件，其值不低于工作压力。对于同时受管、壳程压力作用的元件,仅在能保证管、壳程同时升、降压时，才可以按压差设计，否则应分别按管、壳程工作压力确定设计压力，并考虑可能存在的最苛刻压力组合.按压差设计时，压差的取值还应考虑在压力试验过程中可能出现的最大压差值，同时设计者应提出压力试验的步进程序。

管侧、壳侧设计压力一般设定为设备安全阀泄放压力加静压头，若没有安全阀,则按照如下情况取大值：

I 在泵的关闭压力下，若换热器能够关闭，则设计压力取上游泵的关闭压力； 注:如果在项目前期没有泵的曲线，则关闭压力取正常压差的1.25倍。 II 一般上游泵的压差是泵的泄放吸入压头，当确定泵吸入压头时考虑泄放状态下的压力曲线; III 遵循如下列表：

最大操作压力MPa 设计压力，MPa 全真空或部分真空 外部0。103/内部0.3445 0-25 0。344 0.172-1。72 操作压力+0。17 1。72-3.445 操作压力的1.1倍 3。445-6.89 >8。9 操作压力+0。操作压力的1.05倍，但不超3445 过最大操作压力0.89MPa IV 水冷器水侧设计压力为0.89MPa或工艺介质侧操作压力的2/3，两者取大值。

真空换热器真空侧的设计压力按承受外压考虑，承受内压且连接在压缩机入口或其他抽气设备上的换热器，外压设计需要做特殊考虑。

预防性的操作指令需成册，以防没有泄放设施的换热器意外长时间堵塞.排凝液很重要，以防外部火灾引起超压。

2.6.2设计温度

设计温度指换热器在正常情况下，设定元件金属温度（沿原件金属横截面的温度平均值）。任何情况下元件金属的表面温度不得超过材料的允许使用温度，设计温度不得低于元件金属在工作状态可能达到的最高温度。对于0℃以下的金属温度，设计温度不得高于元件金属可能达到的最低温度。

正常情况下，壳侧、管侧设计温度遵循下表，特殊情况做特殊分析。对某些大型换热器，如转化设备进出口换热器，壳体的不同部分，设计温度随板材、板厚、法兰等级等有较大差异，因此当法兰等级、壳体厚度有较大影响时，设计温度需要精确分段。

最大操作温度℃ 热侧设计温度℃ 107。2 121 107.2—315.6 操作温度+25 -10～—23 操作温度-29 〉315。6 操作温度+50 -23～-62 操作温度—23 〈 -62 操作温度

最大操作温度℃ 冷侧设计温度℃ -9.4～环境温度 操作温度-31.7

有时，一台换热器必须用两种不同工况来校核，例如,换热器正常操作时，温度、压力分别为65.6℃、1。78MPa，而在催化剂再生时，温度、压力分别为343℃、大气压。如果两种工况不同时出现，则应当分别列出。此外，在高温高压下，应当选择高等级法兰及较厚的材料.

2。6。3最小设计金属温度MDMT

设计金属温度需要标示在铭牌上及制造商数据表中,相关工艺人员必须将该值体现在所有工艺数据表中。

最小设计金属温度不高于：  开停车或正常工况下介质最低温度

考虑到开停车组分不稳定，或其它经济优势、系统安全等，一般MDMT要低于正常温度10℃

 预期的非设计工况下介质最低温度

正常操作工况的环境温度下容器达到平衡（如，压力容器）,MDMT不高于最低设计温度，且与设计压力相匹配。

若提供了最小设计金属温度MDMT，则取与容器设计压力相一致的最低日平均环境温度为MDMT。

设计中不可完全遵从如上指导，也可参考操作规程. 2.6。4泄放阀 压力泄放

ASME标准要求所有压力容器安装压力泄放装置以防超压，当压力容器的压力是自外压，且安全阀与容器之间管段没有任何阀门时，保护措施可不直接安装在容器上。相应，多数换热器上没有泄放设施，但其受超压保护。一般压力源为泵或压缩机。 过热泄放

在如下情 况下，ASME标准要求安装过热泄放阀：管侧或壳侧组分因另一端热量输入而超压;组分可通过阀门与关键压力安全阀隔离；组分不受PSV保护。

在安全阀泄放过程中,为使热泄放阀最小，TRV可定为设计压力的110％（基于ASME标准）。若多个串联换热器之间没有切断阀，一个热泄放阀可作为的它们保护措施。

爆破压力

所有低压侧充有液相或气液两相的换热器,应当设置管子破裂安全阀。低压侧的设计压力等于最大正常操作压力加上一根换热管完全破裂的初始腾涌压力。管子上的泄放设施防止压力传递.管板、壳体、圆筒、管箱等应按照该腾涌压力设计。主体法兰也应当符合ASME标准，但不可超过设计压力下的密封性要求。

管子破裂问题在高压气体/低压冷却水换热器中尤为突出。 2.7 材质

2。7。1 选材原则

换热器用钢的标准、冶炼方法、热处理状态、许用应力均按GB 150—1999第4章及其附录A的规定。设计温度低于或等于-20℃时，GB 150—1999附录A选择低温用钢;设计金属温度低于—60℃，由工艺工程师与设备工程师确定用材。钢板中添加镍可提高低温金属韧性：0。5％Ni承受LT60、1.5%Ni承受LT80、3。5％Ni承受LT80/100、5％Ni承受LT120、9％Ni承受LT196。

碳钢或碳锰钢的最高设计温度为425℃，但超过400℃，这些材质就不再适用。设计温度超过425℃的容器选用1Cr1/2Mo或更高等级的合金钢。一般不用C1/2Mo钢，除非另有说明;碳钼合金钢不用于含氢系统。

换热器用有色金属的冶炼方法、热处理状态、许用应力按相应的国家标准、

行业标准或参照GB 150-1999附录D选取。有色金属的使用范围规定如下：  铝和铝合金设计压力应不大于8MPa,设计温度为-269～200℃,当设计温度高

于65℃时，不宜选用含镁量大于3％的镁铝合金；

 铜和铜合金应在退火状态下使用。纯铜设计温度不高于150℃；铜合金应不

高于200℃;

 纯钛和钛合金材料的设计温度不高于300℃；钛复合板应不高于350℃。

2。7.2 圆筒及封头

 用于制造换热器圆筒或封头的钢板应符合GB 150的规定;  用作换热器圆筒的碳素钢、低合金钢钢管应采用无缝钢管；

 符合GB 150—1998 A4.2的奥氏体不锈钢焊接钢管，可用作换热器圆筒。

2。7.3 换热管

 常用换热管可按下列标准选用：

GB/T 1527《铜及铜合金拉制管》

GB/T 3625《换热器及冷凝器用钛及钛合金管》 GB/T 6893《工业用铝及铝合金拉（轧）制管》 GB/T 8163《输送流体用无缝钢管》 GB/T 8890《热交换器用铜合金管》 GB 9948《石油裂化用无缝钢管》

GB 13296《锅炉、热交换器用不锈钢无缝钢管》 GB/T 14976《流体输送用不锈钢无缝钢管》

 符合GB 151—1999附录C的奥氏体不锈钢焊接钢管可用作换热管，但不得

用于极度危害介质的工况，设计参数为：

设计压力不大于6.4MPa；使用温度与相应钢号的无缝管相同.  允许使用螺纹管（整体低翅片管）和波纹管等强化传热管.

当有成熟使用经验时，也可选用其他牌号或其他材料的换热管。 2。7。4 其他特殊选材  苛刻环境下的材质

湿的酸性介质：碳钢或碳锰钢的抗张强度不超过585N/mm2；容器要有应力放松；钢材硬度不超过248Hv10.

有否硫化氢的含氢系统:当氢分压≥5bar（a）时定义为含氢物系；对于含氢物

系，设计温度高于230℃时可用碳锰钢；根据氢分压大小，高于230℃～260℃可用Cr-Mo合金钢；强化的2 1/4Cr1Mo限制于425℃；设计温度介于425℃～454℃情况,可用2 1/4Cr1Mo或V改性的 Cr Mo合金钢；设计温度介于454℃～482℃情况，可用V改性的 Cr Mo合金钢;硫化氢浓度超过0。02mole％的含氢系统且设计温度高于260℃，将用奥氏体不锈钢（321或347）。  高温硫化氢体系

含硫化氢不含氢物系可用如下材质: 5 Cr 1/2 Mo；9 Cr 1 Mo;405 或 410S;镀覆奥氏体不锈钢。这些材质有效防止高温腐蚀,尤其适用于设计温度高于280℃，常用5 Cr 1/2 Mo或碳钢镀覆12Cr,最终选用的材质由设计温度、硫化氢含量、成本等因素决定。  环烷酸

对于含环烷酸的油品，设计温度高于220℃，采用至少含2。5％钼的316L合金刚。通常总酸超过0。3mgKOH/g且流速超过50m/s时，采用316L 合金钢。

3 管壳式换热器的分类和选型

3.1 无相变管壳式换热器的分类和选择

3.1。1分类 常用的有以下三类:

1） 固定管板换热器（管侧可以清洗）; 2） U型管换热器（壳侧可以清洗)； 3） 浮头式换热器（管侧、壳侧均可以清洗).

3。1。2管壳式换热器中流体位置的选择

1） 易结垢的流体在管内,便于清洗,如冷凝器的冷却水一般走管内;

2） 流量小的流体在管内，可以采用多管程，以便选择理想流速； 3） 腐蚀性强的流体，尽可能在管内； 4) 压力高的流体在管内;

5） 两流体温差大时，给热系数大的流体在管间，以减小管壁和壳体壁间的温差;

6） 与外界温差大的流体在管内；

7） 相变流宜走壳侧，如饱和蒸汽的冷凝在壳侧,因为冷凝过程对流速和结垢无要求，且便于冷凝液的排放；

8） 粘度大的流体一般在壳侧，因为低Re数时壳侧的给热系数比管内高； 9） 给热系数低的流体在壳侧,可采用低翅片管强化传热; 10) 立式热虹吸式再沸器中，工艺流体走管侧，加热介质走壳侧； 11） 翅片管换热器中，高压、较脏或腐蚀性流体走翅片管，因为它相对便宜，且易于清洗，并比外管有更高的强度.

3.1。3选型

表3。1.1 无相变换热器的选型

工艺条件 压降： 中等压降 低压降 很低压降 结垢： 低—中等结垢 严重结垢 换热器型式 E型·壳侧＊ 很好 差 差 好 差 J型·壳侧 尚可 好 差 尚好 差 X型·壳侧 尚可 好—尚可 好 尚好—差 差 窗中无管·壳侧 尚可 好 很好 尚好—差 差 管侧 好 好 好 很好 很好 ⑵

注:① 换热器型式见最后附图：管壳式换热器型式。

② 表3。2。3中用词从优到劣的排序（表3。3.2、表3.4亦同)：很好→好→尚好→尚可→小心（要用心设计）→危险（由于相对缺少实验数据)→差（即操作性能差）。

图3.1。1 无相变换热器的选择

⑴

3.2 再沸器的分类、特点和选型

表3.2.1 再沸器的型式及特性

池 釜式 类型 容易维护和清洗 有汽液分离空间 优点 缺点 需要较多的管线和空间 易结垢 ⑴

相当于一块理论板（传热面积可以大） 由于较大的壳体，相对费用较贵

缺点 沸 类型 优点 没有壳体—费用低 易结垢 内置式 需要的管线少和空间小，本身有汽液分离空间 容易维护和清洗 因塔径一定,大小有限制 水平热虹吸 流 动 沸 腾 强制循环 立式热虹吸 不易结垢，（传热面积可以大） 需要较多的管线和空间 只有在高循环量时，相当于一块理论板 配管简单,紧凑 不易结垢 需要高的塔裙 只有在高循环量时，相当于一块理论板 清洗困难，管子有冲蚀 适用于高粘度液体和含有少量颗粒的液体 可控制循环量 泵的投资和操作费用较高， 泵处有潜在的泄漏可能 管子有冲蚀

表3。2.2 再沸器的选型

再沸器型式 工艺条件 操作压力： 中等操作压力 接近临界压力 高真空 设计温差： 中等设计温差 大的设计温差 小的设计温差 很小的设计温差 结垢: 清洁 中等 重 严重 混合物沸程: 纯组分（沸程为零） 窄沸程 宽沸程 很宽沸程(粘性流体） 釜式或 水平热虹吸 垂直E型壳 垂直热虹吸 强制循环 降膜蒸发 内置式 （壳侧） （壳侧） （管内) （管内） (垂直管内） 尚可 很好—尚可 ⑵

好 好 危险 危险 尚好 危险 危险 尚好 尚好 尚好 尚好 尚好 尚好 小心 差 尚好 尚好 尚好 尚好 好 小心 小心 很好 尚好-小心 小心 差 好 很好 很好 小心 好 很好 好 差 尚可 尚可 尚可 尚可 尚可 小心 差 尚可 尚可 好 很好 尚可 尚可 尚可 好 尚可 危险 很好 尚可 差 好 很好 尚可 好 好 好—小心 好 好 好 好—小心 尚可 好 很好 好—小心 好—尚好 好 尚好—差 尚好 好 小心 差 差 好 好 差 差 好 好 小心 差 好 好 很好 好—小心

图3。3。1 再沸器的选择

注：＊ — 大热负荷时选用。

⑴

图3.3。2 再沸器的选择

⑵

图3。3。3 再沸器的选择

⑸

⑵

3.3 冷凝器的型式、特点和选型

表3。3.1 冷凝器的型式和特点

冷凝器的型式 工艺条件 操作压力： 中等 接近临界压力 低 高真空 过冷/过热降温: 中等过冷 大的过冷 大的过热降温 宽的冷凝范围 不可凝气体: 中等量 大量 混合物冷凝范围: 小—中等 宽 冷却介质结垢 冷凝液有锈蚀 冷凝液有结冻 水平E型壳 水平J型壳 水平X型壳 立式E型壳 垂直管内 水平管内 （壳侧） （壳侧） （壳侧） （壳侧） （向下流） 很好 尚可 尚好—差 差 尚好—好 差 很好 很好 很好 很好 很好 小心 很好 尚可 很好 尚可 尚可 很好 尚好—差 尚好—好 差 尚好 好 好 好—尚好 好 小心 好 尚可 好 尚可 尚可 好—尚可 好-很好 好 好 差 尚好—好 尚好-差 差 尚可 小心 好-尚可 尚可 尚好 好 尚可 尚好-差 差 好 好 好 好 好 好 好 小心 好 尚可 好 好 好 好 好-很好 好 很好 尚好 尚好 好—尚可 尚好 好—尚可 很好 差 很好 差 好 很好 好 尚好 尚好 差 尚好 尚好 好 好 好—尚可 好 差—尚好 好 差

图3.4 冷凝器的选择 ⑴3.4 高效换热器的特点及选型

高效换热器是指传热效率比普通换热器更高的传热设备，它的特点是由于强化了传热，导致传热面积减少，热强度提高。尤其在低温差,低Re数(高粘度，小流量）时，更具优越性.

3。4。1主要强化途径：

1） 改变流体的传热机理或流态，如增加扰动，减薄层流边界层等手段，以达到提高给热系数较低一侧流体的传热,或同时提高两侧流体的给热系数（均较低时)；

2） 通过扩展表面,增加传热表面积（如翅片管，螺纹管等）;

3) 采取措施减轻结垢程度。如弹簧在线清洗,壁面加防垢涂层或加大流体对壁面的冲刷，减少死区，防止污垢沉积。

强化措施可以单独采用，也可以复合在一起.应视具体问题灵活掌握。

3.4。2无相变时的强化

1) 管外 - 采用螺旋槽管、螺纹管、翅片管（包括横翅和纵翅）等； 2） 管内 - 加内插物（湍流促进器）、内波纹管和纵翅管等;

3） 管内、外同时强化 - 用缩放管、螺旋扁管及外螺纹内波纹管等； 4） 管间支撑物 - 如折流杆、螺旋形折流挡板等；

5） 改变流道的几何形状 — 如采用板式换热器、板翅式换热器、螺旋板换热器等.

3。4。3沸腾时的强化

1） 高热通量管 — 沸腾表面采用喷涂多孔表面，特别适用于低温差沸腾传热;

2) T型翅片管 — 用机加工方法改变沸腾表面状态,以增加汽化核心和传热面积等。

3。4。4冷凝时的强化

1）改变冷凝表面的物理性质 - 通过加滴状冷凝促进剂，冷凝表面镀贵金属(金、银等）和涂高分子材料，冷凝液在表面张力的作用下使冷凝过程呈滴状冷凝;

2）低翅片管（或螺纹管等）— 达到增加传热面积和改变冷凝液的分布，从而强化冷凝传热。

4 结构设计

管壳式换热器的结构设计必须考虑许多因素，如材料、压力、温度、壁温差、结垢情况、流体的性质及检修与清理等来选择一些适合的结构形式。对同一种型式的换热器，由于各种条件不同，往往采用的结构亦不相同。在工程设计中,除尽量选用定型系列产品外，也常按其特定的条件进行设计，以满足工艺需要。 4.1 管板与换热管

4.1.1 管板

管板是管壳式换热器的一个重要元件,它除了与管子和壳体等连接外,还是换热器中的一个主要受压元件。对于管板的设计，除满足强度要求外，同时应合理的考虑其结构设计。管板的最小厚度除满足强度计算要求外,当管板和换热管采用焊接时，应满足结构设计和制造的要求，且不小于12mm；若管板采用复合管板，其复层的厚度应不小于3mm；对有腐蚀要求的复层,还应保证距复层表面深

度不小于2mm的复层化学成分和金相组织符合复层材料的要求。

当管板和换热管采用胀接时，管板的最小厚度(不包括腐蚀余度）应满足表4-1；若管板采用复合管板，其复层最小厚度应不小于10mm。并应保证距复层表面深度不小于8mm的复层化学成分和金相组织符和复层材料的要求。

表4—1 胀接时管板最小厚度

换热管外径do，mm ≤25 ＞25～＜50 ≥50 ≥0。65 do ≥do 最小 用于易燃易爆及有毒介质等场合 厚度 用于无害介质的一般场合 ≥0。75 do ≥0。70 do 4。1。2 管子规格

换热管的长度推荐采用:1。0、1.5、2.0、2。5、3.0、4。5、6.0、7.5、9。0、12。0 m。常用换热管的规格见表

表4-1 换热管规格

材料 换热管标准 管子规格 外径 ≥14～30 ＞30～50 57 ≥14～30 ＞30~50 57 ≤34 GB/T 6893 36～50 ＞50~55 10 铜 GB/T 1527 11~18 19～30 10～12 铜合金 GB/T 8890 ＞12～18 ＞18～25 ＞25～35 钛 钛合金 10~30 GB/T 3625 ＞30～40 ＞40～50 0.5～2。5 1。0~3。0 1.0~3.0 2。0~3。5 厚度 2～2。5 2。5~3。0 3.5 ＞1。0～2。0 ＞2。0～3。0 GB/T 8163 碳钢 GB 9948 低合金钢 GB 13296 不锈钢 GB 9948 GB/T 14976 铝 铝合金

U形管弯段的弯曲半径R应不小于两倍的换热管外径，常用换热管的最小弯曲半径Rmin可按表4—2选取。

表4-2 U形弯头最小弯曲半径 mm 换热管外径 10 12 14 16 19 20 22 25 30 32 35 38 45 50 55 57

Rmin 其中，

20 24 30 32 40 40 45 50 60 65 70 76 90 100 110 115  16mm的管子适用于进出料换热器，操作介质较为干净；  19mm的管子适用于以下情况：

管侧流体的污垢系数小于或等于0。0003 m2·K/W 水做冷却介质走管内，且水的污垢没有严格要求；  25mm的管子适用于以下情况：

管侧流体的污垢系数小于或等于0.00034 m2·K/W； 出于工艺设计考虑，如换热器的允许压降较小时；

 32mm和38mm的管子只是出于工艺设计考虑，如换热器的允许压降较小时：  未经业主和专利商同意，不得采用小于16mm的管子.

为加大管子传热面积,常在管子轴向外表面增加低翅以形成螺旋形凹形结 构。通常低翅片管只适用于污垢系数不大于0.00017 m2·K/W的介质，且流体对 翅片没有磨蚀作用.翅片的直径不应大于其基管直径，翅片管的壁厚通常指基管的壁厚.

在管壳式换热器中不使用高翅片管，但在套管式和多管式套管换热器中可以纵向高翅片管.

4。1.3 布管形式

管子排列方式分30、60、90和45°,选择原则见表4—3，换热管中心距不宜小于1.25倍换热管外径，常用换热管中心距见表4—4，其中对于浮头式换热器多采用30和60°排列方式。

表4-3 排管形式选择原则

形式 壳侧流体 壳侧压降 传热系数 正三角形 转角正三角形 正方形 转角正方形 无限制 小于三角形排列 低于转角正方形 低于转角正方形 高于正方形 高于正方形 小于三角形排列 不易结垢 大于方形排列 大于转角排列 大于转角排列 小于正三角形 小于正三角形 大于方形排列

表4—4 换热管中心距

外径（mm） 中心管间距（mm） 16 32 19 40 20 40 22 45 25 50 30 60 32 65 35 70 38 76 45 90 50 100 55 110 57 115

对于强悍换热器，要选取适当的换热管间距以避免焊点重叠，因此强悍换热器的管间距应当大于等于下式方程所得数据：最小允许间距=管外径+焊接宽度* &；按照标准，焊接宽度一般为3mm。

4。1。4 管程数及程数分布

一般管程数及程数分布如下表4-5所示.

表4—5 管程数分布

4.2 壳体、管箱及封头的设计

壳体、管箱和封头共同组成了管壳式换热器的外壳。管壳式换热器的壳体通常由管材或板材卷制而成。当直径＜400mm时，通常采用管材作壳体和管箱壳体。当直径≥400mm时，采用板材卷制壳体和管箱壳体。其直径系列应与封头、连接法兰的系列相匹配，以便于法兰、封头的选型。一般情况下，当直径＜1000mm时，直径相差100mm为一个系列；当直径＞1000mm时，直径相差200mm为一个系列；若采用旋压封头,其直径系列的间隔可取为100mm。

壳体、管箱和封头的尺寸由设计者根据设计参数确定。

在TEMA中，将管壳式换热器的主要组合部件分为前端管箱、壳体和后端结构（包括管束）三部分，换热器主要部件分类及代号如图4-2所示。

4.2.1 前端封头的选择

管箱用于安装管程流体进出口接管、均匀分配及汇集管程流体和在多管程时改变其流向；”B”型为焊接的封头管箱,结构简单，适用于较清洁的介质；“A\"、“C”、“N”型的管箱前盖板可拆下，便于检查清洗管程，但用材较多；”D”型为锻造管箱,用于管程压力超过6.0MPa的场合；管箱上一般均应留有排气口和残液排净口。

 管侧污垢热阻大于0.00035m2K/W时用A型;

 管侧污垢热阻不大于0。00035m2K/W或管侧无泄漏时用B型；  为防止管侧流体泄漏,建议用C或N型；  管侧设计压力高于9800KPa时采用D型。

4.2.2 壳体的选型

壳体用于容纳管束构成壳程，并安装壳程流体进出口接管,可设置中间隔板使壳程变为两程或使壳程流体分流.各种分流式壳体用于壳程为大流量、要求低压降的无相变流体的场合。单壳程\"E”型是最常用壳体形式.双壳程\"F”型的压降是单壳程”E”型压降的8倍，但当冷热侧流体存在夹点温度时,它可以减少壳体并联的数量,其应用于：壳侧压降不超过34。3KPa；通常“F”型换热器具有双管程，当设计多管程时,要谨慎分析，注意换热曲线，防止出现温度交叉。“G\"型和”H”型分流式壳体常用于卧式热虹吸式再沸器或冷凝器，这时，纵向隔板可抑制壳程液体中轻组分的闪蒸并增进混合,”H”型在流量很大而壳程压降要求很低时使用。“J\"型无隔板分流用于壳侧允许压降特别低的场合，如真空冷凝

器,其压降约为“E”型的1/8。为避免壳程流体出入口处对管束的强烈冲刷，可设置内、外导流筒或防冲板。

图4-2 管壳式换热器主要部件的分类和代号

前端管箱型式 壳体型式 后端结构型式 A 平盖管箱 B 封头管箱 C 可抽 管束 用于可拆管束与管 板制成一体的管箱 N 与管板制成一体 的固定管板管箱 D E 单程壳体 F 具有纵向隔板的双程壳体 G H 分流 双分流 J J1 J无隔板分流（或冷凝器壳2 体) K 釜式重沸器 X L 与A相似的固定管板结构 M 与B相似的固定管板结构 N 与C相似的固定管板结构 P 填料函式浮头 S 钩圈式浮头 T 可抽式浮头 U U型管束

W 带套环填料函式浮头 特殊高压管箱 错流 4。2。3 后端结构的选型

后端结构表示管束、后封头管和壳体的关系。对于固定管板式，宜选择”L、M、N”型作为后封头（该结构换热器若管壳侧金属壁温温差较大，需要加膨胀节或堵塞接缝）；而对于浮头式，应选择\"S\"型作为后封头；浮头式换热器的壳径应大于DN300;对于外填料式浮头”P\"和外密封式浮头”W”型的换热器不能在中国设计和制造。

后端结构的选择原则如图4-3所示。

图4—3 后端结构的选型原则

(a) 壳侧污垢热阻低于0.00035 m2K/W或壳侧污垢易于化学清洗； (b) 管侧污垢热阻低于0。00035 m2K/W或管侧污垢易于化学清洗； (c) 可做到无泄漏；

(d) 管侧设计压力高于3920KPa。 4.3 其他部件

4.3.1 折流板和支撑板

折流板可以改变壳程流体的方向，使其垂直于管束流动并提高流速，从而增

加流体流动的湍流程度，获得较好的传热效果。折流板一般为等间距布置,管束两端的折流板尽可能靠近壳程进、出口接管。 1) 折流板型式

折流板的型式可分为单弓形、双弓形、三弓形、缺口不管式、盘环形、孔式和折流圈（折流杆)。

弓形折流板适用于无相变的对流传热，防止壳程流体平行于管束流动，减少壳程底部液体的沉积。当壳程用于冷凝操作或“F”型换热器，一般采用竖形折流板。缺口高度可为直径的10％——40％，相同压降下，缺口高度为直径的20%时获得的传热效率最好。

为得到较好的错流和避免流体诱发振动，常采用缺口不不管形式。 盘环形折流板允许通过的流量大、压降小，但传热效率不如弓形。 孔式折流板使流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，以增加传热效率,这种折流板的压降大，仅适用于较清洁的流体。

折流杆式使流体纵向穿过折流杆与换热管之间的缝隙，该形式换热器传热效率高、压降低、防振效果好。 2) 折流板间距

折流板的间距影响到壳程物流的流向和流速，从而影响到传热效率。最小的折流板间距为壳体直径的1/5，不小于50mm。最大的板间距为壳径，最好的板间距为壳径的30—60％.折流板或支撑板间距合理，使得最大无支撑管长不超过下表4-6所示数据。

表4-6 不同换热管最大无支撑跨距

换热管外径/mm 10 12 14 16 19 25 32 38 45 57 最大无支 钢管 - — 1100 1300 1500 1850 2200 2500 2750 3200 撑跨距 有色金属管 750 850 950 1100 1300 1600 1900 2200 2400 2800 对于U形管，弯管段半径加上从支撑板到弯段直管段的距离不超过上表所示数据。

进出口折流板间距又详细设计阶段工程人员决定,依据：TEMA、法兰型式、设计温度、设计压力、材料及壳侧管嘴尺寸。 3） 支撑板

当换热器不需要设置折流板，但换热管无支撑跨距超过上表规定时，应设置支撑板，以防止换热管产生过大扰度。

浮头式换热器浮头端宜设置加厚环板的支撑板。 4。3。2 防冲板及导流筒

1） 防冲板是为了防止壳侧流体对管束的直接冲击而设置。对于壳侧入口是蒸汽或混相介质，应该在壳侧入口设置防冲板.对于无相变流体，当入口处的 pV2超过下列值时也应加防冲板,

非腐蚀性，非磨蚀性单相流体 pV2 2230 kg/(m。s2) 其他液体,包括沸点下的液体 pV2 740 kg/（m.s2）

p--流体密度，kg/m3 V——流体入口处流速，m/s

对于管侧流体，下面几种情况也应做特别考虑，以减少流体对管子末端的磨蚀。  对于气体和蒸汽,入口处的pV2超过7000 kg/(m。s2）  对于液体，入口处的pV2超过9000 kg/(m.s2)。

扩大的入口管嘴中不能安装防冲挡板以避免减少管子，也不能为降低pV2值 而在防冲挡板上钻孔、打洞。

2） 换热器壳侧管嘴相对于壳径较大，或当壳程进出口接管距离板较远，流体停滞区过大时，应设置导流筒。然而导流筒的设置加大了腐蚀性流体的腐蚀或塞流发生聚合。

 倒流带面积等于导流筒长与带高的乘积，它等于管嘴面积,或至少为管嘴面积

的75％；

 受换热管长度限制，导流筒长度有限，因此间隙高度可以最大化；  导流筒设计要以管嘴为中心对称,使得管嘴周围槽均匀分布；  间隙要大于管嘴直径的0。4倍，最低不低于管嘴直径的0。3倍；  总的齿槽面积为管嘴面积的7倍,实际管束入口面积要大大小于总的齿槽面

积；

 用多数齿槽避免一个大的齿槽.

4.3。3 接管等

在换热器的壳体和管箱上一般均装有接管或接口及进出口管。在壳体和大多数管箱的底部装有排液管，上部设有排气管，壳侧也常设有安全阀接口及其他诸如温度计、压力表、液位计和取样管接口.对于立式管壳式换热器，必要时还需设置溢流口。由于在壳体、管箱壳体上开孔，必然会对壳体局部位置的强度造成削弱.因此，壳体、管箱壳体上的接管位置，除考虑其对传热和压降的影响外，

还应考虑壳体的强度以及安装、外观等因素。

换热器的物料进出口接管尺寸不应小于DN50，放空口和放净口除外. 所有管口连接采用法兰形式，并且要求在设备数据表中注明法兰规格，接管尺寸未经允许不得随意修改。

当凝液需要冷却到低于其沸点的情况下一般加堰板,它为凝液冷却提供较大传热面积。

消声板平行于管束安装，以减小或消除噪音。

5 传热计算

管壳式换热器的传热设计和校核计算所采用的计算方法要求是广泛应用的。

R

推荐使用HTRI公司发布的HTRI Xchanger Suite○和HTFS公司发布的TASC○，R程

序.热力学校核的目的是优化换热器结构，减小换热面积。

传热设计计算要求保证所计算的管子根数能够在壳体中完全排列，并且提供设备数据表和设备简图，并且包括以下结构参数:  壳内径、壳体形式、壳体程数、壳体并联数量  管子外径和壁厚及长度  管子排列方式和管间距、管长  管子根数和程数  折流板形式

 是否需要设置防冲板、旁路挡板  折流板切口率和切边方向  支撑板

 折流板或支撑板间距  物料管口尺寸  放空或放净管口尺寸 5.1 初步估计结构

快速估计换热器尺寸,以得到最佳传热效果,大致如下: 1） 压降

壳侧压降ΔPs（或管侧压降ΔPt）∝ V2 -— 湍流；

壳侧压降ΔPs(或管侧压降ΔPt)∝ V —— 层流; ΔPt ∝ （管程数NTP/管程数N’TP）3

双壳侧压降ΔPs(DBL） = 1/8 单壳侧压降ΔPs（SEG） J型压降ΔPs（J） = 1/8 E型压降ΔPs（E) 2） 单相传热系数

湍流：ho ∝ U0.55; hi ∝ U0。80; 层流:ho ∝ U0。55； hi ∝ U0。33； 5。2 流体分析 1） 壳侧流体分布的定义

一般将壳侧流体分为五部分A、B、C、E、F，如下图所示。理论上每种流体的分率由壳侧压力平衡决定，并且对传热有较大影响。为获得一个可靠、优化的传热速率，需要对流体进行分析。

B流越大传热效率越高，壳侧压降较大时，A、C流及E流增大，B流减小。 2） 每种流体分率一般达到如下目标值:

 B流:湍流：最小为总流量的60％；层流：最小为总流量的40%；  C流：最大为总流量的10%;  E流:最大为总流量的15％；  F流：最大为总流量的10%. 3） 改变流体分率的方法

 通过降低A、C、E流提高B流分率：加长折流板间距、增大折流板切口分

率、运用双弓形折流板；  减小管与管孔间隙可减小A流；  减小壳侧与折流板间隙减小C流；  安装盘路挡板减小E流；  安装挡管或中间挡板可减小F流。 5.3 压降、流速及传热系数

1） 管侧压降由管内压降、管段进出口和回转区及管嘴压降组成；壳侧压降一般由错流压降、窗口压降、管嘴压降及端口折流板部分压降组成，换热器的合理压降可参照表5-1。

表5-1 换热器压降

操作情况 真空操作 低压操作 中压操作（包括用泵输送的流体） 较高操作压力 操作压力MPa(a) P=0～0.1 P=1.0～3.0 P=3。0～8。0 合理的压降MPa △P=P/10 △P=0。035～0.18 △P=0.07～0。25 P=0～0。07；P=0.07～1。0 △P=P/2；△P=0。035 换热器传热计算时的压降都是清洁时的压降，结垢后,管、壳侧的压降都会增大，因此结垢以后的压降可以在清洁时的基础上乘以系数，见表5-2.为了使换热器的面积最小，计算时应充分利用传热控制侧的压降。

表5—2 不同污垢系数放大倍数

污垢系数 m2.K/W 0.00009~0。00033 0.00034~0。00085 ＞0。00086 放大倍数 1.10 1.20 1.50 注:实际允许压降根据工艺要求决定

校核中不同部分压降受限调节方法:

 壳侧压降受限：降低流程数、增大折流板切口、增大壳侧管嘴尺寸或改变壳

体型式(用壳侧分程型式或缺口不布管）；

 管侧压降受限：减少管程数或管长、增大管侧管嘴尺寸、若允许，增大管径

或改变布管形式或适当减小管间距；

除冷凝和再沸器，一般管壳侧管嘴压降之和不超过总压降的25%。 2) 流速

管内液相油品：合理流速一般为1.2～2.5m/s，最大允许流速一般为2.7～3m/s,含固体颗粒的油品其最大流速不能超过1。8 m/s。不同粘度下介质管内常用流速见表5-3。

表5-3 常见流速

流体粘度,cp 最大流速，m/s ＞1500 1500～500 500～100 100~35 35～1 0。6 0。75 1。1 1.5 1。8 ＜1 2。4 烃类 3

易结垢流体（污垢系数大于0。0004 m2.K/W，如冷却水)在管内流速应大于1 m/s，见表5-4。

表5—4 易结垢流体流速

类别 管材 最低流速，m/s 最高流速,m/s 适宜流速,m/s 0。6～0。9 0.6～0。9 3.0 3.7 1。8~2.4 1。8～2.4 凝结水 钢管 冷却水 钢管

管程气体常用流速范围5~30 m/s。

壳程液体最大允许流速一般约为管程的一半，易结垢流体（如海水、河水）在壳程内流速应大于0.5 m/s。

壳程气体常用流速范围2~15 m/s。 3） 管口流速

表5-5列出管口的最大允许流速Vmax。

表5-5 管口最大允许流速

介质 粘度，cp Vmax，m/s 0。6 0.7 液体 ＞1500 1500～500 500～100 100~35 35～1 0。75 1。5 2。0 ＜1 2。5 气体 相当于壳程气体最大 流速的1.2~1。4 4）传热系数

设计换热器时，在选定换热器型式后,通常先选用一个大致的K值进行传热面的初步估算。管壳式换热器总传热系数的大致范围见《石油化工设计手册》第3卷。校核值与经验值偏差不大,且校核程序中计算值与实际值偏差不大。 5。4 KETTLE式换热器

对于“K\"式再沸器和蒸发器，釜体直径是由管束上方蒸汽的所需要的流通面积决定的，流通速度不应超过气相最大速度，即雾沫夹带的速度。

最大气相速度的计算方法应参考HTRI文献B—KB1/2中的说明。 设计时应考虑壳体内的清液层上方可能会存在一层液沫，液沫的允许厚度是125mm，液沫层上方的气相流通所需要的高度至少是250mm。

气、液两相进料时，应从管束上方或壳体侧面进料,并设置防溅板保证气、液两者能够分离，同时要注意出料管口应尽可能远离进料管口,对于再沸器，液体进料管口放在靠近管板且尽量远离排液管处.

气相出料管口的速度压头pV2不得高于3750 kg/(m.s2)。

为使管束浸没在液体中，应在釜内设置堰，且堰板至少要高出管束25mm，除非工艺上有特殊要求，堰上不得开放净孔。

对于有液面控制的“K\"式换热器,必须明确釜内液面控制方式,如果液面有波动,无法保证所有换热管都能够浸在液面以下时，为避免温差应力,应使用U形管束.

5.5 污垢热阻

换热器的结垢定义为由于种种原因流体中的组分或杂质在换热表面上发生沉积，从而增加了热阻与流动阻力，垢层随操作时间而增加，会产生下面后果： A 总传热系数K随污垢热阻的增加而减少,清洁条件下的K愈高，则污垢热阻的影响也愈大；

B 由于污垢热阻值具有某些不确定性，设计者往往采用较保守的值以增加安全系数，这使传热面积更加不必要的增大;

C 随结垢的增长，介质通道变窄，表面粗糙度增大,因而传热系数降低，介质流动压降增大,为达到设计负荷，往往要加大加热剂或冷却剂的流量,从而降低了能量利用效率，且这一侧的压降又会增加,使机械能耗增加；

D 污垢热阻最终将使生产难以维持，必须停工清洗，增加了维护、清洗费用及停工损失.

理解结垢对合理设计换热设备至关重要,在此说明结垢原理及污垢热阻。 1） 结垢原理

目前研究发现六种结垢原理，它们可单独存在或并行出现：结晶、沉淀、化学反应及聚合、结焦及腐蚀性组分.流体及操作条件决定污垢形成速率，主要的操作影响因素有：

 随着温度升高，污垢增加；

 增大流速，污垢形成速率较小；

 有腐蚀性介质,选择适当管材可减少污垢；

 相同的流体因用途不同，污垢热阻相差较大,如加热或冷却、沸腾或冷凝。

再沸或冷凝的污垢热阻较高. 2） 污垢热阻

设计中给定一个适当的污垢热阻对热力学很重要，提供一定的面积余量以满足污垢形成后设备满足工艺要求。GB151 F7给出常用介质污垢热阻。 5.6 腐蚀余量

除非另有说明，碳钢和低合金钢的腐蚀余量是3mm，不锈钢和其他材质的腐蚀余量是0.

6 流体流动引起的振动

在管束中横向流流速下的影响，换热器管子会有出现振动的趋向.如果振动振幅达到足够大，则可能会为某一种或更多几种激振机理所破坏:折流支撑板间跨中反复震荡而管壁减薄；在管子界面和折流板处碰撞而磨损；高磨损率造成疲劳或腐蚀疲劳.管子疲劳导致工厂停工，修理耗费,因此保证现代管壳式换热器避免在一切操作条件下出现流动诱发振动是十分重要的。

要激发起换热管振动,必须对管子供给以激振能，壳程流体流动就是诱发和维持管子振动的激振能源.换热管是换热器中细长弹性元件,壳程流体流动破坏了他们的平衡位置，并遭受振动运动.增加壳程横流速度，管子运动可以有三种情况:在低横流速度下，管子以低振幅随机运动；当横流速度增加,管子会在挡板孔内发生咔哒咔哒地摩擦声响；当横流速度超过某一值，管子就发生高振幅运动(振动）。当管子固有频率与激振频率相接近时，发生振动相应。管子与刚性结构间,有可能引起管子的撞击磨损. 6.1 管子的破坏

尽量管子在换热器中任何地方都可产生破坏,但最容易引起流动诱发振动的区域是流动高速区：管束中两块折流支撑板间最大的末支撑的中间跨；管束周边区在弓形折流板缺口区的管子；U形管束U形弯头区；位于进口接管之下的管子；位于管束旁流面积和管程分程隔板流道内的管子；在管子和换热器结构部件

有相对运动的区段界面。 6。2 破坏机理

引起管子破坏的主要机理是:碰撞磨损（管子与管子,管子与折流支撑板）;管子与折流支撑板界面,由于管子在支撑板管孔间碰撞和/或滑动而磨损破坏;撞击与磨损的联合作用下的破坏. 6。3 流动诱发振动机理

流动诱发振动相应的激振机理通常为：漩涡分离或流动的周期性；湍流振动；流体弹性的稳定性；声振动相应。漩涡分离、湍流抖振和声激振频率是振动响应现象，当激振频率与管子频率同步就产生振动响应。流体弹性不稳定的发生，是管子在壳程流体横流达到临界流速或速度阈，而导致管子振动响应振幅足够大,造成与相邻的管子的碰撞而破坏.在流体横流速低于流体弹性不稳定临界速度之下时,不会发生流体弹性不稳定振动现象；当流体输入到管子质量阻尼系统的能量超过阻尼系统消耗的能量时，就达到了不稳定性振动状态，这实际是流速达到或超过了临界速度。 6.4 预测方法  临界流速

当壳侧穿过管束流速超过临界流速，流动弹性不稳定引发振动。通过比较平均错流速度和窗口流速与临界流速来预测振动.  声振

如果漩涡分离或紊流抖振引起的激振频率与管子固有频率相一致，则会导致振动，甚至管子破坏.  振幅

如果管子振幅较小，则不会有任何问题。振幅大到相邻管间距的一半时会引 起严重的冲击及破坏。  声振

当壳侧流体为气相或汽相，且漩涡分离或紊流抖振引起的激振频率与壳侧声频相一致时，则会引起噪音。 6。5 消除振动的方法

检测到振动后应做的调整如下： 管子破坏

一旦预测到管子有振动破坏，则采取措施：减小错流速度、提高管子固有频率，校核程序如下：

 改变折流板间距：缩短折流板间距会提高管子固有频率；加大折流板间

距会减小错流速率；

 改变折流板型式：将当弓形改为多弓形有大大降低错流速率，或者将折

流板采用缺口不布管型式，但该方法造价高；

 改变壳体型式：壳体型式改为分流式也会大大降低错流速率；  防振折流板：采用防振折流板，如折流杆；  增大壳体数量减小错流速率；

 U形管束的弯端增加全支撑即可消除振动，改变布管形式亦可消除振动，

然而该方法要征求业主同意.

2）噪音

声振产生很大噪音但不会破坏管子，如下为消除声振的方法:  很多声振问题由45°布管型式引发，采用其他布管形式；  增加消声板：增加消声板可提高声振频率;

 改变壳体直径：改变壳体直径可改变壳体的声振频率。

7 附件

附件1 管壳式换热器数据表 附件2 污垢系数