1、国家质量技术监督局发布：国家质量技术监督局发布： 管壳式换热器标准管壳式换热器标准GB （1999-02-26发布发布2000-01-01实施）实施） 2.1.1类型和标准类型和标准 2.1 管壳式热交换器的类型、标准与结构 固定管板式：固定管板式：将管子两端固定在位于壳体两端的固定管板上，将管子两端固定在位于壳体两端的固定管板上， 管板与壳体固定在一起。管板与壳体固定在一起。 优点：结构简单，制造成本低，规格范围广，工程中应用广泛。优点：结构简单，制造成本低，规格范围广，工程中应用广泛。 缺点：壳侧不便清洗，只能采用化学方法清洗，检修困难，对较脏缺点：壳侧不便清洗，只能采用化学

　　2、方法清洗，检修困难，对较脏 或有腐蚀性介质不能走壳程。当壳体与换热管温差很大时，或有腐蚀性介质不能走壳程。当壳体与换热管温差很大时， 可设置单波或多波膨胀节减小温差应力。可设置单波或多波膨胀节减小温差应力。 管壳式换热器结构名称管壳式换热器结构名称 单程管壳式换热器单程管壳式换热器 1外壳，外壳，2管束，管束，3、4接管，接管，5封头封头 6管板，管板，7折流板折流板 管子两端固定在管板上，管束与管板再封装管子两端固定在管板上，管束与管板再封装 在外壳内。两种流体分在外壳内。两种流体分管程管程和和壳程。壳程。 outB T , side) (shell ,inB T side) (tube ,

　　3、inA T outA T , U U形管式：形管式：将换热管弯成将换热管弯成U形，管子两端固定在同一块形，管子两端固定在同一块 管板上，弯曲端不加固定。管板上，弯曲端不加固定。 换热管可以自由伸缩，所以壳体与换热管无温差应力。换热管可以自由伸缩，所以壳体与换热管无温差应力。 只有一块管板，结构较简单，管束可从壳体内抽出，壳只有一块管板，结构较简单，管束可从壳体内抽出，壳 侧便于清洗，但管内清洗困难，管内介质必须清洁且不易侧便于清洗，但管内清洗困难，管内介质必须清洁且不易 结垢。结垢。 壳程可设置纵向隔板，将壳程分为两程。壳程可设置纵向隔板，将壳程分为两程。 浮头式：浮头式：一端管板与壳体固定，

　　4、另一端管板可以在壳体内自由浮动。一端管板与壳体固定，另一端管板可以在壳体内自由浮动。 优点：优点：1.壳体和管束热变形自由，不产生热应力。壳体和管束热变形自由，不产生热应力。 2.管束可从壳体中抽出，便于壳程的检修和清洗。管束可从壳体中抽出，便于壳程的检修和清洗。 缺点：缺点：1.结构复杂，造价高。结构复杂，造价高。 2.需增加内浮头及相关连接件以保证密封，如果内浮头连接需增加内浮头及相关连接件以保证密封，如果内浮头连接 处泄漏将无法发现，所以应严格保证其密封性能。处泄漏将无法发现，所以应严格保证其密封性能。 适用：适用：管壳间温差大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况。管壳间温差大，壳程介质腐蚀

　　5、性强、易结垢的情况。 填料函式：填料函式： 一端管板固定，另一端管板在填料函中滑动。一端管板固定，另一端管板在填料函中滑动。 将浮头露在壳体外面的浮头式换热器，将浮头露在壳体外面的浮头式换热器， 又称外浮头式换热器。又称外浮头式换热器。 填料密封处容易泄露，不宜用于易挥发、易燃、易爆、填料密封处容易泄露，不宜用于易挥发、易燃、易爆、 有毒和高压的流体有毒和高压的流体。且制造复杂，安置不便。且制造复杂，安置不便。 主要部件的分类及代号主要部件的分类及代号 主要部件的分类及代号主要部件的分类及代号 (a)等边三角形法；等边三角形法；(b)同心圆法；同心圆法；(c)正方形法正方形法 图2.7 管子在

　　6、管排上的排列 2.1.2管子在管板上的固定与排列管子在管板上的固定与排列 换热管外径换热管外径10 12 14 16 19 20 22 25 30 32 35 38 45 50 55 57 换热管中心换热管中心距距s 13 14 16 19 22 25 26 28 32 38 40 44 48 57 64 70 72 分程隔板槽两分程隔板槽两 侧相邻管中心侧相邻管中心 距距lE 28 30 32 35 38 40 42 44 50 52 56 60 68 76 78 80 表表2.3换热管中心距换热管中心距mm 浮头式： DL=Di 2(b1+b2+b) 固定管板式、U型管式： DL=Di2b

　　7、3 b3=0.25d；且10mm 布管限定圆 管板与壳体的连接 2.1.3管板管板 换热管外换热管外径径dd 管板*小管板*小 厚度厚度min 用于易燃易爆用于易燃易爆 有毒介质等严有毒介质等严 格场合格场合 d0 用于无害介质用于无害介质 的一般场合的一般场合 0.75d00.70d00.65d0 表 2.4 管板*小厚度 mm 程程数数2 4 (平行平行) 4 (丁字形丁字形) 6 分分 程程 图图 流口流口 体端体端 进隔进隔 出出板板 另另一一 隔端隔端 板板 分程隔板分程隔板 2.1.5纵向隔板、折流板和支持板纵向隔板、折流板和支持板 为提高流体流速和湍流程度，强

　　8、化壳程流体为提高流体流速和湍流程度，强化壳程流体 传热，在壳程常装设纵向隔板或折流板。传热，在壳程常装设纵向隔板或折流板。 折流板除使流体横过管束流动外，还有支撑折流板除使流体横过管束流动外，还有支撑 管束、防止管束振动和弯曲的作用。管束、防止管束振动和弯曲的作用。 折流板常用形式有：弓形、盘环形折流板常用形式有：弓形、盘环形(或称圆或称圆 盘圆环形盘圆环形)。弓形折流板有。弓形折流板有 单弓形、双弓形和三弓形三种。单弓形、双弓形和三弓形三种。 弓形弓形圆盘形圆盘形 管板管板 折流板折流板 单壳程水平圆缺形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动单壳程水平圆缺形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动 管

　　9、板管板 圆盘形折流板圆盘形折流板 单壳程圆盘形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动单壳程圆盘形折流板管壳式换热器流体在壳内的流动 (b)缺口左右交替排列缺口左右交替排列 图图2.17弓形折流板的排列弓形折流板的排列 图图2.18缺口高度及板间距对流动的影响缺口高度及板间距对流动的影响 (a)缺口高度过小，板间距过大缺口高度过小，板间距过大 (c)缺口高度过大，板间距过小缺口高度过大，板间距过小 换热管外径换热管外径 *大无支持跨距*大无支持跨距 1500 1900 2200 2500 2800 3200 表表2.5折流板*大间距折流板*大间距 (b)

　　10、正常正常 (a)缺口上下交替排列缺口上下交替排列 (a)(c) 图图2.20折流板的安装和固定折流板的安装和固定 2.1.6挡管和旁路挡板挡管和旁路挡板 浮头式热交换器中，由于安装浮头法兰需要，圆筒内有一浮头式热交换器中，由于安装浮头法兰需要，圆筒内有一 圈较大没有排列管子的间隙，使部分流体由此间隙短路，使圈较大没有排列管子的间隙，使部分流体由此间隙短路，使 主流速度及换热系数下降。而旁路流体未经换热就达出口，主流速度及换热系数下降。而旁路流体未经换热就达出口， 与主流混合必使流体出口温度达不到预期数值。挡管和旁路与主流混合必使流体出口温度达不到预期数值。挡管和旁路 挡板就是为了防止流体短路而

　　11、设立的构件。挡板就是为了防止流体短路而设立的构件。 挡管是两端堵死的管子，安置在相应于分程隔板槽后面的挡管是两端堵死的管子，安置在相应于分程隔板槽后面的 位置上，每根挡管占据一根换热管的位置，但不穿过管板，位置上，每根挡管占据一根换热管的位置，但不穿过管板， 用点焊的方法固定于折流板上。通常每隔用点焊的方法固定于折流板上。通常每隔34排管子安排一排管子安排一 根挡管，但不应设置在折流板缺口处，也可用带定距管的拉根挡管，但不应设置在折流板缺口处，也可用带定距管的拉 杆来代替挡管。杆来代替挡管。 旁路挡板可减小管束外环间隙的短路，用它增加阻力，迫旁路挡板可减小管束外环间隙的短路，用它增加阻力，迫

　　12、使大部分流体通过管束进行热交换。其厚度一般与折流板厚使大部分流体通过管束进行热交换。其厚度一般与折流板厚 度相同，将它嵌入折流板槽内，并点焊在每块折流板上。度相同，将它嵌入折流板槽内，并点焊在每块折流板上。 图图2.21旁路挡板旁路挡板 图图2.22旁路挡板和挡管旁路挡板和挡管 2.1.7防冲板和导流筒防冲板和导流筒 当管程采用轴向入口或换热管内流速超过当管程采用轴向入口或换热管内流速超过3m/s，应设置，应设置 防冲板，以减少流体分布不均和对换热管端的冲蚀。防冲板，以减少流体分布不均和对换热管端的冲蚀。 防冲板结构尺寸防冲板结构尺寸 v防冲板外表面到壳体内壁的距离不小于接管内径的防冲板外表面

　　13、到壳体内壁的距离不小于接管内径的 1/4，其通道流通面积须大于接管流通面积；其通道流通面积须大于接管流通面积； v防冲板的直径或边长，应大于接管外径防冲板的直径或边长，应大于接管外径50mm； v防冲板*小厚度：碳钢为防冲板*小厚度：碳钢为4.5mm，不锈钢为，不锈钢为3mm。 防冲板固定形式防冲板固定形式 v防冲板的两侧焊在定距管或接杆上，也可同时焊在防冲板的两侧焊在定距管或接杆上，也可同时焊在 靠近管板的**块折流板上；靠近管板的**块折流板上； v防冲板焊在圆筒上；防冲板焊在圆筒上； v用用U形螺栓将防冲板固定在换热管上（不允许防冲板形螺栓将防冲板固定在换热管上（不允许防冲板 焊在换热

　　14、管上）。焊在换热管上）。 图图2.23防冲板的形式防冲板的形式 a)内导流筒内导流筒b)外导流筒外导流筒 图图2.24导流筒的结构导流筒的结构 导流筒导流筒 v在立式换热器壳程中，为使气、液介质更均匀地流入管间，在立式换热器壳程中，为使气、液介质更均匀地流入管间， 防止流体对进口处管束段的冲刷，而采用导流筒结构。防止流体对进口处管束段的冲刷，而采用导流筒结构。 v导流筒有内导流筒与外导流筒两种形式。内导流筒的结构简导流筒有内导流筒与外导流筒两种形式。内导流筒的结构简 单、制造方便，但它占据壳程空间，而使布管数相应减少。单、制造方便，但它占据壳程空间，而使布管数相应减少。 外导流筒是在进口处采用

　　15、扩大环形通道，考虑到环形通道进外导流筒是在进口处采用扩大环形通道，考虑到环形通道进 口处的线速度较高，为保证气体沿圆周方向均匀的进入，导口处的线速度较高，为保证气体沿圆周方向均匀的进入，导 流筒应做成斜口形。流筒应做成斜口形。 v1.内导流筒内导流筒导流筒外表面到壳体圆筒内壁的距离宜不小于导流筒外表面到壳体圆筒内壁的距离宜不小于 接管外径的接管外径的1/3。导流筒端部至管板的距离，应使该处的流通。导流筒端部至管板的距离，应使该处的流通 面积不小于导流筒的处侧流通面积。面积不小于导流筒的处侧流通面积。 v2.外导流筒外导流筒内衬筒表面到外导流筒的内表面间距为：内衬筒表面到外导流筒的内表面间距为：

　　16、 接管外径接管外径d200mm时，间距不小于时，间距不小于50mm； 接管外径接管外径d200mm时，间距不小于时，间距不小于75mm； 立式外导流换热器，应在内衬筒下端开泪孔。立式外导流换热器，应在内衬筒下端开泪孔。 拉杆的布置拉杆的布置 v拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。对大直径换热拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。对大直径换热 器，在布管区内或靠近折流板缺口处应布置适当数量器，在布管区内或靠近折流板缺口处应布置适当数量 的拉杆，任何折流板应不少于的拉杆，任何折流板应不少于3个支承点。个支承点。 v拉杆布置应根据折流板缺口位置及折流板缺口与壳程拉杆布置应根据折流板缺口位置及折流板缺口与壳

　　17、程 进出管的相对位置定。进出管的相对位置定。 设计中注意事项设计中注意事项 v设置排气孔和排液孔，注意排气孔和排液孔与管板连设置排气孔和排液孔，注意排气孔和排液孔与管板连 接螺栓的位置，不要影响螺栓的拆卸；接螺栓的位置，不要影响螺栓的拆卸； v注意折流板缺口与进出管的相对位置，缺口应与进出注意折流板缺口与进出管的相对位置，缺口应与进出 管垂直；管垂直； v注意管壳层试验压力的确定；注意管壳层试验压力的确定； v对多管程，注意分程隔板的设置与密封面的关系；对多管程，注意分程隔板的设置与密封面的关系； v注意考虑防冲板和膨胀节的设置。注意考虑防冲板和膨胀节的设置。 2.2管壳式热交换器的结构计算管

　　18、壳式热交换器的结构计算 在热交换器设计中，完成传热计算之后，在热交换器设计中，完成传热计算之后， 接着就应进行结构计算。接着就应进行结构计算。 结构计算的任务在于确定设备的主要尺寸，结构计算的任务在于确定设备的主要尺寸， 对于管壳式热交换器包括下列各项：对于管壳式热交换器包括下列各项： 计算管程流通截面积，包括确定管子尺寸、计算管程流通截面积，包括确定管子尺寸、 数目及程数，并选择管子的排列方式；数目及程数，并选择管子的排列方式； 确定壳体直径；确定壳体直径； 计算壳程流通截面积；计算壳程流通截面积； 计算进出口连接管尺寸。计算进出口连接管尺寸。 2.2.1管程流通截面积的计算管程流通截面积的

　　19、计算 连续性方程，单管程的流通截面积为连续性方程，单管程的流通截面积为： At = Mt /t wtm2(2.4) 式中：式中：At管程流通截面积，管程流通截面积，m2； Mt管程流体的质量流量，管程流体的质量流量，kg/s； t管程流体的密度，管程流体的密度，kg/m3； wt管程流体的流速，管程流体的流速，m/s。 为保证上述流量和流速，则所需管数为保证上述流量和流速，则所需管数n 为：为： n=4At/di2 (2.5) 式中式中di管子内径，管子内径，m。 满足传热面积满足传热面积F，每根管子的长度，每根管子的长度L 应为：应为： L =F/(dn)m(2.6) 式中式中d 为管子的计

　　20、算直径，为管子的计算直径，m 一般情况下，一般情况下，d 取换热系数小的那一侧取换热系数小的那一侧 目前所采用的换热管目前所采用的换热管“长径比长径比”，一般在，一般在425 之间，通常为之间，通常为610。GB推荐的换热管推荐的换热管 长度采用：长度采用：1.0、1.5、2.0、2.5、3.0、4.5、6.0、 7.5、9.0、12.0m等。等。 管长过长时，就应做成多流程的热交换器管长过长时，就应做成多流程的热交换器。 管子长度选为管子长度选为l 后，所需管程数后，所需管程数Zt就可确定：就可确定： Zt=L/l (2.7) 总管子根数为：总管子根数为： nt=n Zt(2.

　　21、8) 式中：式中：L管程总长，管程总长，m； n每程管数。每程管数。 确定流程数时，要考虑程数过多会使隔板在管板上确定流程数时，要考虑程数过多会使隔板在管板上 占过多的面积，使管板上排列的管数减少。程数多占过多的面积，使管板上排列的管数减少。程数多 还会增加流体的转弯次数并增加流动阻力。还会增加流体的转弯次数并增加流动阻力。 2.2.2壳体直径壳体直径 DS = (b1)s+2b b 管束中心线上*外层管中心至管束中心线上*外层管中心至 壳体内壁距离：壳体内壁距离：b=(11.5) do b 管沿六边形对角线上的管数。管沿六边形对角线上的管数。 三角形排列时，三角形排列时，b=1.1nt。 正

　　22、方形排列时，正方形排列时，b=1.19nt。 2.2.3壳程流通截面积的计算壳程流通截面积的计算 1)纵向隔板纵向隔板 As=Ms /s ws As= /4Zs(Ds2 nt do2) 2)折流板折流板 Ab=缺口处总截面积缺口处总截面积Awg 缺口处管子所占面积缺口处管子所占面积Awt ct 2 o wt S 2 S wg F1n 8 d A 2 sin D 2h 1 2 1 4 D A Fc 为错流区内管子数占总管子数的百分数为错流区内管子数占总管子数的百分数 L S L S L S c D 2hD 2arccos D 2hD cosarc sin D 2hD 2 1 F h折流板缺口高度

　　23、折流板缺口高度，DL*大布管圆直径，*大布管圆直径， DS热交换器壳体内径，热交换器壳体内径， 折流板切口中心角，弧度：折流板切口中心角，弧度： 折流板间错流面积：折流板间错流面积： 当排列方式为正方形斜转或直列排列时：当排列方式为正方形斜转或直列排列时： S D 2h 12arccos O n oL LSSc ds S dD DDlA o oL LSSC ds s dD DDlA 当排列方式为三角形排列时：当排列方式为三角形排列时： As,Ab,Ac之间满足以下关系：之间满足以下关系： cbS AAA 图图2.25折流板的几何关系折流板的几何关系 2.2.4进出口连接管直径的计算进出口连接

　　24、管直径的计算 进出口连接管直径的计算进出口连接管直径的计算仍用连续性方程，仍用连续性方程， 经简化后计算公式为经简化后计算公式为： w M 1.13 w 4M D 2.3管壳式热交换器的传热计算 1)选用经验数据：根据经验或参考资料选用工艺条选用经验数据：根据经验或参考资料选用工艺条 件相仿、设备类型类似的传热系数作为设计依据。件相仿、设备类型类似的传热系数作为设计依据。 如附录如附录A。 2)实验测定：实验测定传热系数比较可靠，不但可实验测定：实验测定传热系数比较可靠，不但可 为设计提供依据，而且可以了解设备的性能。但实为设计提供依据，而且可以了解设备的性能。但实 验数值一般只能在与使用条件

　　25、相同的情况下应用。验数值一般只能在与使用条件相同的情况下应用。 3)计算：计算得到的传热系数往往与实际有出入，计算：计算得到的传热系数往往与实际有出入， 主要有换热系数的公式不完全准确，污垢热阻不易主要有换热系数的公式不完全准确，污垢热阻不易 准确估计等原因。准确估计等原因。 流体种类流体种类传热系数传热系数K W/(m2K) 水水气体气体1260 水水水水 水水煤油煤油350左右左右 水水有机溶剂有机溶剂 气体气体气体气体1235 饱和水蒸气饱和水蒸气水水 饱和水蒸气饱和水蒸气气体气体 饱和水蒸气饱和水蒸气油油 饱和水蒸气饱和水蒸

　　26、气沸腾油沸腾油 传热系数传热系数_经验数据经验数据 v一个现实的、无法回避的问题。一个现实的、无法回避的问题。 v换热器的换热器的污垢污垢，通常是指含有多种杂质、通常是指含有多种杂质、 污物及化学成分的工艺流体或冷却水在换热污物及化学成分的工艺流体或冷却水在换热 表面上逐步沉积形成的一层固态物质。表面上逐步沉积形成的一层固态物质。 v水垢的导热热阻大约是碳钢的水垢的导热热阻大约是碳钢的4050倍，倍， 是铝材的是铝材的倍。倍。 v污垢形成机理十分复杂，垢阻具体数值污垢形成机理十分复杂，垢阻具体数值 无法作准确预测和计算，无法作准确预测和计算， 可靠方法是实际测量。可靠

　　27、方法是实际测量。 换热器的污垢热阻 流流体体种种类类 污垢热阻污垢热阻 m2/W 流体种类流体种类 污垢热阻污垢热阻 m2/W 水水(u1m/s,t50)蒸气蒸气 海水海水0.0001有机蒸汽有机蒸汽0.0002 河水河水0.0006水蒸气水蒸气(不含油不含油)0.0001 井水井水0.水蒸气废气水蒸气废气(含油含油)0.0002 蒸馏水蒸馏水0.0001制冷剂蒸汽制冷剂蒸汽(含油含油)0.0004 锅炉给水锅炉给水0.气体气体 未处理的凉水塔用水未处理的凉水塔用水0.空气空气0.0003 经处理的凉水塔用水经处理的凉水塔用水0.压缩气体压缩气体0.00

　　28、04 多泥沙的水多泥沙的水0.0006天然气天然气0.002 盐水盐水0.0004焦炉气焦炉气0.002 污垢热阻污垢热阻经验数据经验数据_附录附录C、D、E 0j 1j n 1j j 0 i 0 i0 1 d d ln 2 d d d 1 K 1 0 i 0j 1j n 1j j i ii d d 1 d d ln 2 d 1 K 1 0 s,0 m 0 w w i 0 s,i i 0 i0 1 r d d d d r d d 1 K 1 0 i 00 i s,0 m i w w s,i ii d d 1 d d r d d r 1 K 1 以内表面为准时 以外表面为准时_含污垢热阻 以外表

　　29、面为准时 以内表面为准时_含污垢热阻 2.3.1 传 热 系 数 的 确 定 2.3.2换热系数的计算换热系数的计算 1)管内、外换热系数管内、外换热系数 Nu = l / Re = wl / v 流动有层流和湍流之分：流动有层流和湍流之分： 层流：层流：Re2200 过渡区：过渡区：2200Re 状态状态准则方程式准则方程式适用范围适用范围 圆管圆管 层流层流 Re2200,0.48Pr 0.0044 /w10 湍湍 流流 流体被加热：流体被加热：n=0.4；被冷却：；被冷却：n=0.3 Re =1041.2*105,l /d60 Pr =0.7120，光滑管，光滑管 R

　　30、e104,l/d60，Pr =0. 过过 渡渡 流流 气体气体2100Re104,0.6Pr1.5 0.5Tm /Tw1.5 液体液体2200Re104,1.5Pr500 0.05Pr/Prw0.6 管内对流换热准则方程式管内对流换热准则方程式 符号：符号：l 管道长度，管道长度，m；Tw璧面温度，璧面温度，K tm流体平均温度，流体平均温度，流体动力粘度，流体动力粘度，N.s/m2 Tm流体平均温度，流体平均温度，K；w璧温下流体动力粘度，璧温下流体动力粘度，N.s/m2 0.14 w 1/31/3 )/ (d/l)1.86(RePr)Nu n0.8 Pr0.023ReNu 0

　　31、141/30.8 )(Pr0.027ReNu w / 0.45 wm 2/3 e 0.40.8 )/T(T/l)(d1 100)Pr-0.0214(ReNu 0.14 w 2/3 e 1/32/3 )(/l)(d1 125)Pr-0.116(ReNu / 0.14 w 2/3 e 0.40.87 )(Pr/Pr/l)(d1 280)Pr-0.012(ReNu 传热因子 科恩传热因子(Kern)和柯尔本传热因子(Colburn) 科恩传热因子： 柯尔本传热因子： 0.14- ) w / ( 1/3- PrNu h j 0.14 ) w / ( 2/3 Pr/(wc) 0.14 ) w / (

　　32、2/3 PrPr)Nu/(Re H j - - 二者间关系：二者间关系： jh= jH Re 图图2.26管内换热时管内换热时jh与与Re的关系的关系 壳侧换热系数 壳侧换热系数的计算，特别是在壳侧装有折壳侧换热系数的计算，特别是在壳侧装有折 流板时，由于其中的流动并非典型的错流，流板时，由于其中的流动并非典型的错流， 而且由于旁流和泄漏的存在、使流动的复杂而且由于旁流和泄漏的存在、使流动的复杂 性大为增加。性大为增加。 理想管束：管子与折流板上的管孔之间、壳管子与折流板上的管孔之间、壳 体内壁与折流板的外缘之间、壳体内壁与管体内壁与折流板的外缘之间、壳体内壁与管 束外缘之间均无间隙的换热管束

　　33、束外缘之间均无间隙的换热管束。 贝尔法是假定全部壳程流体都以错流形式通过理想管束，贝尔法是假定全部壳程流体都以错流形式通过理想管束， 求得理想管束的传热因子，然后根据热交换器结构参数求得理想管束的传热因子，然后根据热交换器结构参数 及操作条件的不同，引入各项校正因子及操作条件的不同，引入各项校正因子。 (1)总管数总管数nt ，从图纸上读出。从图纸上读出。 (2)错流区管排数错流区管排数Nc，*好从图纸上读出，否则按下式估算：*好从图纸上读出，否则按下式估算： Nc =Ds (1 2h/Ds ) /sp(2.34) sp 见图见图2.25 (3)错流区内管子数占总管数的百分数错流区内管子数占

　　34、总管数的百分数Fc见式见式(2.15)。 (4)每一缺口内的有效错流管排数每一缺口内的有效错流管排数Ncw Ncw = 0.8h /sp(2.35) (5)错流面积中旁流面积所占分数错流面积中旁流面积所占分数Fbp Fbp = (Ds DL ) ls /Ac(2.36) 若有若有E流路存在时，则：流路存在时，则： Fbp = (Ds DL + NE lE /2) ls /Ac(2.37) 式中式中NE管程隔板所占的通道数管程隔板所占的通道数(E流路数流路数)； lEE流道的宽度。流道的宽度。 (6)一块折流板上管子和管孔之间的泄漏面积一块折流板上管子和管孔之间的泄漏面积Atb Atb = do

　　35、 tb (1+Fc ) nt /2(2.38) 式中式中tb =dH do，dH为管孔直径。为管孔直径。 (7)折流板外缘与壳体内壁之间的泄漏面积折流板外缘与壳体内壁之间的泄漏面积Asb Asb = Ds (DsDb ) /2 arc cos(12h/Ds)(2.39) 式中：式中：Db折流板直径。折流板直径。 (8)流体通过缺口的流通面积流体通过缺口的流通面积Ab，见式，见式(2.13)及及(2.14)， Ab 为该两式相减后的值。为该两式相减后的值。 (9)缺口的当量直径缺口的当量直径Dw(用于用于Re100的情况的情况)， 这个值仅在层流区内这个值仅在层流区内(Re100)才需要。才需要

　　36、 Dw = 4Ab /nt (1+Fc ) do /2+Ds (2.40) (10)折流板数目折流板数目 Nb = l / ls 1(2.41) 若进出口段板间距不等于若进出口段板间距不等于ls，则，则 Nb = (l ls, i ls, o ) / ls ) +1(2.42) 式中式中ls, i，ls, o分别为进出口段从折流板到管板的距离。分别为进出口段从折流板到管板的距离。 在明确结构参数后，贝尔法计算壳程换热系数过程如下：在明确结构参数后，贝尔法计算壳程换热系数过程如下： (1)由图由图2.28查热交换器中心线处，假定壳程流体全部错流查热交换器中心线处，假定壳程流体全部错流 流过管束

　　37、在此理想管束中纯错流时的柯尔本传热因子流过管束，在此理想管束中纯错流时的柯尔本传热因子jH jH=o/GscpPr2/3(/w)-0.14(2.43) 式中式中Gs壳程流体质量流速，壳程流体质量流速，kg/(m2s)； 以流体平均温度为定性温度的黏度，以流体平均温度为定性温度的黏度，Pas； w以壁温为定性温度的黏度，以壁温为定性温度的黏度，Pas； cp流体比热，流体比热，J/(kg)。 图2.28 理想管束的传热因子 (2)由图由图2.29查折流板缺口的校正因子查折流板缺口的校正因子jc，jc是是Fc的函数，的函数， 对于缺口处不排管的结构，对于缺口处不排管的结构，jc=1。 (3)由图

　　38、由图2.30查折流板泄漏影响校正因子查折流板泄漏影响校正因子jl(A和和D流路流路)， 它是它是Asb /(Asb+Atb )及及(Asb+Atb ) /Ac的函数。的函数。 (4)由图由图2.31查取管束旁通影响的校正因子查取管束旁通影响的校正因子jb，它是，它是 Fbp和和Nss/Nc(Nss为每一错流区内旁路挡板对数，为每一错流区内旁路挡板对数， Nc为错流区内管排数为错流区内管排数)的函数。的函数。 (5)由下式计算当热交换器进、出口段折流板间距由下式计算当热交换器进、出口段折流板间距 不等时的校正因子不等时的校正因子js (2.44) 式中，当式中，当Re100时，时，n=0.6；

　　39、当当Re100时，时，n=1/3。 s os, s s,i b n1 s os, n1 s s,i b s l l l l 1)(N l l l l 1)(N j 图图2.29折流板缺口校正因子折流板缺口校正因子jc 图图2.30折流板泄漏校正因子折流板泄漏校正因子jl 图图2.32低低Re时逆温度梯度的校正因子时逆温度梯度的校正因子jr* 图图2.31旁通校正因子旁通校正因子 jb 图图2.33中等中等Re时逆温度梯度的校正因子时逆温度梯度的校正因子jr (6)当雷诺数较低时当雷诺数较低时(壳程壳程Re100)，将出现逆向，将出现逆向 温度梯度，采用校正因子温度梯度，采用校正因子jr以考虑其

　　40、影响。以考虑其影响。 当当Re20时，从图时，从图2.32查取查取jrjr*。 当当20Re100，从图，从图2.32查查jr*，再从图，再从图2.33查查jr (7)计算壳程传热因子计算壳程传热因子jo jo= jH jc jl jb js jr (2.45) 并按式并按式(2.43)算出壳程换热系数算出壳程换热系数o 与换热系数有关的几个问题与换热系数有关的几个问题 1)定性温度：定性温度： 流体物性，如: 、Pr 等，取决于温度。 确定物性的温度即定性温度。 a)流体的平均温度：流体的平均温度：tf = (tf + tf)/2 b)壁面温度：壁面温度：tw c)流体和壁面的平均温度：流体

　　41、和壁面的平均温度：tm = (tw + tf )/2 卡路里温度 高粘度流体 热流体平均温度：tm1=t1+Fc (t1t1) 冷流体平均温度：tm2=t2+Fc(t2t2) Fc 卡路里分数： 壳侧流体被管侧的水冷却：Fc =0.3； 壳侧流体被管程的水蒸汽加热：Fc =0.55； 壳侧和管侧均为油：Fc =0.45； 粘度10-3Pa.s以下低粘性液体：Fc =0.5。 A流体流通截面积，流体流通截面积，m2 U湿周边或热周边，湿周边或热周边，m U 4A de b a a a rr U =2rr4a2(a+b) R =r/2r/2a/4ab/2(a+b) de =2r2ra2ab/(a+

　　42、b) 2)定型尺寸定型尺寸 对流动和换热有显著影响的几何尺度对流动和换热有显著影响的几何尺度 如：如：管内流动换热：取直径管内流动换热：取直径d 流体在流通截面形状不规则的槽道中流动：流体在流通截面形状不规则的槽道中流动： 取当量直径取当量直径(de)作为定型尺寸。作为定型尺寸。 通道形状通道形状 de 备注备注 传热计算传热计算阻力计算阻力计算 套管热交换器套管热交换器d2 d1 d1内管外径内管外径 d2外管内径外管内径 板式热交换器板式热交换器2b2Lb/(L+b) L板有效宽板有效宽 B板间距板间距 螺旋板式热交螺旋板式热交 换器换器 2b2Hb/(H+b) H板有效宽板有效宽 b通道

　　43、间距通道间距 当量直径de 附录B 1 2 1 2 2 d dd 3)黏度修正黏度修正 在某些准则方程式中在某些准则方程式中，为了考虑非定温流动和为了考虑非定温流动和 热流方向对换热的影响热流方向对换热的影响，常乘有常乘有(f /w)n， (Prf /Prw)m 因子的修正项因子的修正项，或准则方程式中的或准则方程式中的 Pr项对加热和冷却采用不同的方次。项对加热和冷却采用不同的方次。 此修正项计算此修正项计算，往往由于壁温未知而要用试差法；往往由于壁温未知而要用试差法； 但也可取近似值：但也可取近似值： 液体被加热时液体被加热时，取取( /w)0.141.05 液体被冷却时液体被冷却时，则取

　　44、则取( /w)0.140.95 对气体对气体，若也用若也用( /w)0.14因子来校正因子来校正， 不论加热或冷却不论加热或冷却，均可取均可取( /w)0.14=1.0 2.3.3 壁温的计算 放热侧壁温：tw1= t1 q1 (1/1 + rs,1 ) 吸热侧壁温：tw2= t2 +q2 (1/2 + rs,2 ) 壁温和换热系数试算壁温和换热系数试算 假定一侧壁温（如假定一侧壁温（如tw1） 求该侧换热系数（求该侧换热系数（1） 计算该侧单位面积传热量：计算该侧单位面积传热量：q1 =1 (t1 tw1 ) 根据壁面热阻根据壁面热阻rw计算另一侧壁温（计算另一侧壁温（tw2） q1= (t

　　45、w1 tw2 ) /rw tw2 求另一侧换热系数（求另一侧换热系数（2） 计算另一侧单位面积传热量：计算另一侧单位面积传热量：q2 =2 (tw2 t2 ) 如假定正确：如假定正确：q1 = q2 热热 流流 体体冷冷 流流 体体 t1 t2 tw1 tw2 q1q2 计算的项目及公式计算的项目及公式单位单位 壁温壁温tw1() . 溶液侧单位传热面的传热量溶液侧单位传热面的传热量 q2=(tw1t2)/() =2966(tw168) W/m 凝结液膜的平均温度凝结液膜的平均温度 t1=(ts+tw1)/2=(111.38+tw

　　46、1)/2 100...64 105.69 蒸汽与壁面间温差蒸汽与壁面间温差 tf=tstw1 21.3816.3813.4911.38 蒸汽凝结的换热系蒸汽凝结的换热系数数 1=69.8 W/(m2) 蒸汽侧单位传热面的传热量蒸汽侧单位传热面的传热量 q1 =1 (tstw1) W/m 表表2.9例题例题2.1的计算表格的计算表格 w w 2 1 1/4 fl 2 l 3 l t 管壳式换热器允许的压降范围 2.4.1管程阻力计算管程阻力计算 pt=pi+pr+pN pt管程总阻力，管程总阻力，P

　　47、a；pi沿程阻力，沿程阻力，Pa； pr回弯阻力，回弯阻力，Pa；pN进、出口连接管阻力，进、出口连接管阻力，Pa 2.4 管壳式热交换器的流动阻力计算 热交换器的操作压热交换器的操作压力力(Pa)允许的压允许的压降降(Pa) p105(表表压压)p2100时：时：Re2320时，流动呈紊流状态，可分为三个区域：时，流动呈紊流状态，可分为三个区域： 1、水力光滑管区： 可用可用布拉修斯公式布拉修斯公式计算：计算： 2、过渡区： 可用可用洛巴耶夫公式洛巴耶夫公式计算：计算： 3、粗糙管区（阻力平方区）： 取决于管壁的取决于管壁的相对粗糙度相对粗糙度， 可用可用尼古拉兹公式尼古拉兹公式计算：计算：

　　48、 紊 流 流 动 0.25 Re 0.3164 2 ) K d (logRe 1.42 2 ) K d 2log(1.14 1 t 2 t r Z 2 4p Pa Zt管程数管程数 进出口连接管阻力的计算式： 2 1.5p 2 n N sali ppppp 总流动阻力为： Pa 回弯阻力用下式计算： Pa 顺列管束：顺列管束： ps =0.66Re-1/5 wmax2 ( /w )0.14NPa(2.58) 错列管束：错列管束： ps=1.5Re-1/5 wmax2 ( /w)0.14NPa(2.59) 式中式中N流体横掠过的管排数目；流体横掠过的管排数目； wmax*窄流通截面处的流速，*窄

　　49、流通截面处的流速，m/s。 弓形折流板弓形折流板的壳程阻力，基于廷克流路分析基础上的壳程阻力，基于廷克流路分析基础上 的贝尔计算法：的贝尔计算法： 1)由图由图2.36查取理想管束的摩擦系数查取理想管束的摩擦系数fk。 2)计算每一理想错流段阻力计算每一理想错流段阻力pbk pbk=4fk (Ms2 Nc )/ (2Ac2 ) (/w)-0.14Pa(2.60) 式中：式中：Ms壳程流体质量流量，壳程流体质量流量，kg/s。 2.4.2 壳程阻力计算 无无 折折 流流 板板 图图2.36 理理 想想 管管 排排 摩摩 擦擦 系系 数数 图图2.37折流板泄漏对阻力影响的校正系数折流板泄漏对阻力

　　50、影响的校正系数 图图2.38旁路对阻力影响的校正系数旁路对阻力影响的校正系数 3)计算每一理想缺口阻力计算每一理想缺口阻力pwk 当当Re100时：时：pwk=M2s/(2Ab Ac )(2+0.6Ncw)Pa(2.61) 当当Re100时时：Pa(2.62) 4)折流板泄漏的校正系数折流板泄漏的校正系数Rl 可由图可由图2.37查得。查得。 旁路校正系数旁路校正系数Rb可由图可由图2.38查得。查得。 进、出口段折流板间距不同的校正系数进、出口段折流板间距不同的校正系数Rs： (2.63) 当当Re100时，时，n=1.6 当当Rets，twts)。在该区段。在该区段 蒸汽并不凝结而只是被冷

　　51、却蒸汽并不凝结而只是被冷却，传热传热 属于单相对流热交换属于单相对流热交换，显热显热传递。传递。 2)区段区段b：蒸汽温度高于饱和温度蒸汽温度高于饱和温度， 而壁面温度已低于饱和温度而壁面温度已低于饱和温度 (即即tts，twts仍存在显热仍存在显热 传递传递，与壁面接触的蒸汽却进行与壁面接触的蒸汽却进行 冷凝换热冷凝换热，潜热潜热传递。传递。 3)区段区段c：蒸汽温度等于饱和温度蒸汽温度等于饱和温度 而壁面温度低于饱和温度而壁面温度低于饱和温度 (即即t=ts，twts)。属于单一的。属于单一的冷凝冷凝换热。换热。 图图2.51互溶液体的蒸汽的冷凝过程互溶液体的蒸汽的冷凝过程 液相线液相线或

　　52、沸腾等压线：一定或沸腾等压线：一定 压力，不同组成的溶液开始沸压力，不同组成的溶液开始沸 腾时的温度腾时的温度泡点泡点。 气相线气相线或冷凝等压线：一定或冷凝等压线：一定 压力，不同组成的气体开始冷压力，不同组成的气体开始冷 凝时的温度凝时的温度露点露点。 组成为组成为y1混合蒸汽，被冷却到混合蒸汽，被冷却到 tv时开始冷凝时开始冷凝(H点点露点露点)，出，出 现冷凝的液体现冷凝的液体N点对应的点对应的x1。 由于由于x1y1，其余蒸汽中的组分，其余蒸汽中的组分 含量增加，它必须冷却到更低含量增加，它必须冷却到更低 温度下才能冷凝。冷却到温度下才能冷凝。冷却到ti (E点点) ，它的成分与前不

　　53、同，它的成分与前不同,分别为分别为xi 与与yi (F点和点和G点点)。进一步冷凝。进一步冷凝 到到tc时，混合物全部冷凝成液体时，混合物全部冷凝成液体 (J点点泡点泡点)，x1=y1。对应的对应的** 后一点蒸汽为后一点蒸汽为yc。 混合蒸汽的冷凝混合蒸汽的冷凝 2.7.2 管管 壳壳 式式 蒸蒸 发发 器器 的的 工工 作作 特特 点点 图图2.52中心循环管式蒸发器中心循环管式蒸发器 1加热管束；加热管束；2中央循环管；中央循环管； 3汽液分离空间；汽液分离空间；4加热室加热室 卧式壳管式卧式壳管式冷凝器冷凝器 液态制冷剂入口液态制冷剂入口 制冷剂蒸气出口制冷剂蒸气出口 传热管传热管外壳

　　54、外壳 液态制冷剂液态制冷剂 满液式卧式壳管式蒸发器 冷冻水冷冻水 进口进口 冷冻水冷冻水 出口出口 图图2.53滑动管板式浮头热交换器滑动管板式浮头热交换器 2.8高温、低温高温、低温 热交换器综述热交换器综述 图图2.54管端的防护结构管端的防护结构 通常指工作温度通常指工作温度350 以上，压力以上，压力10 MPa以上。以上。 温度超过温度超过 、压力超过、压力超过2030 MPa的热交换器的热交换器也也屡屡 见不鲜。见不鲜。 2.8.1 高温高压管壳式热交换器高温高压管壳式热交换器 2.8.2工业炉用高温热交换器工业炉用高温热交换器 图图2.56整体式热交换器结构整体式

　　55、热交换器结构 图图2.55铸铁针片管铸铁针片管 图图2.57环缝式辐射热交换器环缝式辐射热交换器图图2.58环缝式辐射热交换器的结构系统环缝式辐射热交换器的结构系统 图图2.59圆栅管式辐射热交换器圆栅管式辐射热交换器图图2.60管式辐射热交换器和对流管式辐射热交换器和对流 热交换器的组合装置热交换器的组合装置 1管式辐射热交换器；管式辐射热交换器；2对流热交换器对流热交换器 2.8.3低低温热交换器温热交换器 图图2.m3/h制氧装置原理流程图制氧装置原理流程图 图图2.66 卵卵 石石 蓄蓄 冷冷 器器 图图2.6550m3/h制氧制氧 机的主热交换器机的主热交换器 1,5补偿接头；补偿接头； 2上盖板；上盖板； 3中心管；中心管； 4下盖板下盖板 管板与壳体的连接 2.1.3管板管板 2.2.1管程流通截面积的计算管程流通截面积的计算 连续性方程，单管程的流通截面积为连续性方程，单管程的流通截面积为： At = Mt /t wtm2(2.4) 式中：式中：At管程流通截面积，管程流通截面积，m2； Mt管程流体的质量流量，管程流体的质量流量，kg/s； t管程流体的密度，管程流体的密度，kg/m3； wt管程流体的流速，管程流体的流速，m/s。 为保证上述流量和流速，则所需管数为保证上述流

部分内容来源于网络，仅用于学习分享，如发现有侵权，请及时联系删除，谢谢。