河南理工大学课程设计管壳式换热器设计
学院：机械与动力工程学院
专业：热能与动力工程专业
班级：11-02班
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目录
第一章设计任务书 (2)
第二章管壳式换热器简介 (3)
第三章设计方法及设计步骤 (5)
第四章工艺计算 (6)
4.1 物性参数的确定 (6)
4.2核算换热器传热面积 (7)
4.2.1传热量及平均温差 (7)
4.2.2估算传热面积 (9)
第五章管壳式换热器结构计算 (11)
5.1换热管计算及排布方式 (11)
5.2壳体内径的估算 (13)
5.3进出口连接管直径的计算 (14)
5.4折流板 (14)
第六章换热系数的计算 (20)
6.1管程换热系数 (20)
6.2 壳程换热系数 (20)
第七章需用传热面积 (23)
第八章流动阻力计算 (25)
8.1 管程阻力计算 (25)
8.2 壳程阻力计算 (26)
总结 (29)
第一章设计任务书
煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由140℃冷却冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为10t/h，且允许压强降不大于100kPa。
设计任务及操作条件
1、设备形式：管壳式换热器
2、操作条件
（1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃
（2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃
第二章管壳式换热器简介
管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热器的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构改进。
强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积。
管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程）和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。
在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大，以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外空间成为多程。而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空间仍以单程对待。
管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于它的高度可靠性和广泛的适应性，至今仍然居于优势地位。
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。如果两流体温度相差较大，换热器内将产生很大的热应力，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，管壳式换热器可以分为以下几种：固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器、双重管式换热器及填料函式换热器。
第三章设计方法及设计步骤
在设计换热器时，如果只作简单估算，或盲目加大传热面积的安全系数就会造成浪费。只有进行比较详细的计算，才能使投入运行的热交换器，在安全和经济方面得到可靠保证。
换热器一般的设计方法及设计步骤如下：
（1）根据设计任务搜集有关的原始资料，并选定热交换器类型等。
（2）确定定性温度，并查取物性数据。
（3）由热平衡计算热负荷及热流体或冷流体的流量。
（4）选择壳体和管子的材料。
（5）选定流动方式，确定流体的流动空间。
（6）求出平均温差。
（7）初选传热系数K0，并初计算传热面积F。
（8）设计换热器的结构包括：选取管径和管程流体流速；确定每程管数、管长、总管数；确定管子排列方式、管间距、壳体内径和连接管直径等；确定壳侧程数及折流板的数目、间距、尺寸等壳程结构尺寸；初确定传热面积。
（9）管程换热器计算及阻力计算。当换热系数远大于初选传热系数且压降小于允许压降时，才能进行下一步计算。
（10）壳程换热计算。根据采用结构，假定壁温和计算换热系数。
（11）校核传热系数和传热面积。根据管、壳程换热系数及污垢热阻、壁面热阻等，算出传热系数K及传热面积F。
（12）核算壁温。要求与假定的壁温相符。
（13）计算壳程阻力，使之小于允许压降。
第四章 工艺计算
在换热器设计中，根据所选换热器类型和所给已知条件，计算出煤油的流速和水的流速等，然后计算出传热面积。工艺设计中包括了物性数据的确定、传热量及平均温差、初选传热系数、估算传热面积其具体运算如下所述。
4.1 物性参数的确定
表3-1 水和煤油的操作参数
冷却水
煤油
进口温度 （℃） 出口温度 （℃） 进口温度 （℃） 出口温度 （℃) 26
40
180
40
定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可以取流体进出口温度的平均值。
煤油的定性温度为：
1
1
1
'''
18040
1102
2m C t t t
++=
=
= （1）
水的定性温度：
2
2
1
'''
2640
332
2m C t t t
++=
=
= （2）
由定性温度条件下查物性表得出水与煤油的物性参数，如比热、密度、黏度导热系数。所查结果见表2-2：
表3-2 水与煤油的物性参数
名称
定性温度
C
比热
kJ kg k 密度
3kg m
黏度 Mpa s
导热系数
W m k
水 33 4.174 994.7 0.0007422 0.6623 煤油
110
2.432
758.32
0.0005125
0.1026
4.2核算换热器传热面积
选择热水走壳程，冷水走管程。这是因为：被冷却的流体走壳程可便于散热，而传热系数大的流体应走管程，这样可降低管壁的温差，减少热应力。
由煤油的每小时产量(一天24小时连续运行）可以计算出煤油流量：
110000
2.777783600M M kg s t =
== （3）
式中M 表示煤油的年产量；M 1表示煤油流量；t 表示时间。
煤油的普朗特常数： 11110.0005152 2.435
12.16310.01026
p r c P μλ?=
== （4） 式中P r1表示煤油的普朗特常数；μ1表示煤油的黏度；c p1表示煤油的比热；λ1表示煤油的导热系数。
水的普朗特常数：
22220.000742240176
4.677550.6623p r c P μλ?=
== （5）
式中Pr2表示煤油的普朗特常数；μ2表示煤油的黏度；cp2表示煤油的比热；λ2表示煤油的导热系数。
4.2.1传热量及平均温差
一般情况下，工程上常用热损失系数ηc 来估算损失的热量。ηc 通常取
0.02～0.03。ηL 取用0.98。
由上面的计算结果和已知条件代入下式可以得出煤油的传热量：
()()11
1
1
'''2.77778 2.435180400.98928.004p L
Q M c kW t t η
=-=??-?= （6） 式中Q 表示传热量；M 1表示煤油流量；ηL 热负荷修正系数。
由以上的计算结果及已知条件，可以计算出冷却水量：
()
()
22
2
2
928.004
15.8807'''
4.1764026p Q M kg s
c t
t
=
=
=?-- （7）
式中M 2代表冷却水量；c p2代表水的比热；
计算两种流体的平均传热温差时按单壳程，两管程计算。按逆流设计换热器：
煤油 180℃ 40℃ 水 40℃ 26℃ 从而，
''''''max min 11221,'''max 12'''
min 21
m c
t t t t t t t t t t In In t t t ?-?-+-?==
?-?-
180404026180404026
54.7211In
C -+-=
--= (8)
温差修正系数Ψ取决于两个无量纲参数P 及R ：
'''22''124026
0.0909091
18026t t P t t --===--
（9）
'''11'''22
18040
104026t t R t t --===-- （10）
式（9）中，参数R 具有两种流体热容量之比的物理意义。式（10）中参数P 的分母表示换热器中水理论上所能达到的最大升温，因而P 的值代表该换热器中水的实际升温与理论上所能达到的最大升温之比。所以，R 的值可以大于1或小于1，但P 的值比小于1。
()()
2
22
1111
211
211P In
R PR
R P R R P R R ψ-+-=
--+-+-++
+
(
)()222
10.0909********.090909110
101
20.0909091110101
20.0909091110101In
-+-?=
--?+-+-?++
+
（11）
0.829935
=
式中Ψ表示温度修正系数。
1,0.82993554.721104504149
m m c t t ?=ψ?=?=
（12） 式中Δt 1m,c 表示有效平均温差。
4.2.2估算传热面积
根据题意，初选传热系数，传热系数的选择依据经验数值表3-3
表3-3 传热系数的选择依据经验数值表
热交换器型式
热交换流体
传热系数 2,()
K W m C
备注
内侧
外侧
管壳式（光管)
气 气
高压气 气 高压气 清水 清水 高粘度液体 高温液体
气 高压气 气 清水 清水 清水 水蒸气冷凝 清水 气体
10～35 170～160 170～450 20～70 200～700 1000～2000 2000～4000 100～300 30
常压 20～30Mpa 20～30Mpa 常压 20～30Mpa
液体层流
根据表3-3初选传热系数K 0=240W/(m 2.℃)
由以上的计算结果及已知条件可以估算出传热面积：
'2
'
0928.001000
85.141224045.4149m Q F m K t ?=
==?? （13）
式中'
F 表示估算的传热面积；K 0表示初选传热系数；Δt m 表示有效平均温差；Q 表示传热量。由于85.1412㎡面积过大，所以需要两台换热器，才能符合工业设计要求。实际的传热面积要考虑一定的裕度，此换热器考虑的裕度为10%。则一台换热器面积为51㎡。
低粘度液体 清水 200～450 液体层流
第五章管壳式换热器结构计算
5.1换热管计算及排布方式
管子构成换热器的传热面，它的材料应根据工作压力、温度和流体腐蚀性、流体对材料的脆化作用及毒性等决定，可选用碳钢、合金钢、铜、石墨等。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面的金属秏量更少。所哟，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用较小直径的管子。如果管程走的是易结垢的流体，则应选用较大直径管子。
表4-1 换热管的规格及排列方式/mm
换热管外径×壁厚排列形式管心距
碳素钢，低合金钢不锈耐酸钢
25×2.5 25×2 正三角形32
19×2 19×2 25 在此，选用?25×2.5的碳钢管，采用无缝焊接工艺。
管程内水流速可以在表4-2选用：
表4-2热交换器内常用流速范围m/s
流体流体
管程壳程
循环水新鲜水低粘度油1.0～2.0
0.8～1.5
0.8～1.8
0.5～1.5
0.5～1.5
0.4～1.0
高粘度油
气体
0.5～1.5
5～30
0.3～
0.8
2～
15
管程内水的流速选用ω2=1m/s。
由以上计算结果可以算出管程所需流通截面:
2
2
22
15.8807
0.01596
996.21
t
M
A m
ρω
===
? (14) 式中A t表示管程流通面积；M2表示冷却水量；ρ2表示水的密度；ω2表示管程内水流速。
根据传热管的内径和管程所需流通截面积，可以单程管数：
22
440.01596
50.819251
3.141590.02
t
i
A
n
d
π
?
===≈
?（15) 式中A t表示管程所需流通面积；d i表示传热管的内径。
管子在管板上的排列方式最常见的如图4.1（a）、（b）、（c）、（d）所示四种，即正三角形排列（排列角为30度）、转角三角形（排列角为60度）、转角正方形排列（排列角为45度）、正方形排列（排列角为90度）。当管程为多程时，则需要采取组合排列。
设计的换热器的管程为2，则应采取组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
（a）（b）（c）（d）
图4.1管子的排列方式
根据表4-1选取正三角形排列为管子的排列方式。
表4-3换热管中心距
换热管外径 19 20 22 25 30 32 35 s
25 26 28 32 38 40 44 E l
38
40
42
44
50
52
56
选取管中心距s=32㎜，分程隔板槽两侧相邻管中心距L E =44㎜。 由管中心距可以计算出平行于流向的管距以及垂直于流向的管距。 平行于流向的管距：
3
cos303227.713p s s mm === （16）
垂直于流向的管距：
1
sin 3032162p s s mm ==?
= （17）
由管子布置图可知每程管子数为57根；由管子布置图可以计算出管束中心至最外层管中心距为0.161m 。 管束外缘直径：
0.161220.01250.347L D m =?+?= （18） 传热管的总根数：
512104
t t n nZ ==?=
（19）
因换热器是按单壳程，两管程设计的，所以按两管程计算，所需传热管的长度是：
'085.1412
5.887755120.025t F l m nZ d ππ===??? （20） 式中d 0表示管内径，d 0=0.025m ；Z t =2表示两管程。按标准管长6m 。
5.2壳体内径的估算
壳体内径可以用下述公式粗估：
'(1)2s D b s b =-+ （21） '0(1 1.5)b d = （22）
1.1t b n = （23） 当管子按正三角形排列时，可以按上述公式计算： 0
(1.11)2 1.5s t D n s d =+?
1.1(1041)0.032 1.50.0250.4508m
=??+?= （24）
式中D s 表示壳体内径；n t 表示传热管根数；s 表示管中心距；d 0传热管外径。 计算得到的内径应圆整到标准尺寸，按照钢制压力容器标准可确定：壳体内径=0.5m 。
目前所采用的换热管长度与壳体直径比，一般在4～25㎜之间：
12=120.5s l D ==长径比 （25）
式中l 表示传热管长度；Ds 表示壳体内径。
所以换热器的壳体内径和管子长度符合设计要求。
5.3进出口连接管直径的计算
确定连接管直径的基本公式仍可用连续性方程，经简化可以用以下公式：
2
215.8807
1.13
1.1314
2.78996.21M D mm
ρω
===? （26）
将（26）式结果圆整到最接近的标准管径，取?150×5。
5.4折流板
流动外，还有支撑管束、防止管束振动和弯曲的作用。它的装设不如纵向隔板那样困难，而且装设后可使流体横向流过管束，故此获得普遍应用。
折流板的常用形式有：弓形折流板、盘环形折流板两种，弓形折流板有单弓形、双弓形和三弓形三种。在弓形折流板中，流体流动中的死角较小，结构也简单，因而用的最多。而盘环形结构比较复杂，不便清洗，一般在压力较高和物料
比较清洗场合。
在此，换热器设计中，折流板形式选弓形。
弓形折流板的缺口和板间距的大小是影响传热效果和压降的两个重要因素。弓形折流板缺口高度应使流体通过缺口时与横过管束时的流速接近，缺口大小是按切去的弓形弦高占壳体内径百分数确定的。缺口弦高一般为壳体内径的20%～45%。
为了防振并能够承受拆换管子时的扭拉作用，折流板须有一定厚度，该值在GB-1999中具体规定见表4-4
表4-4 折流板和支持板的最小厚度 ㎜
公称直径
N
D
换热管无支撑跨距
≤300
>300～600
>600～900
折流板或支撑板最小厚度
<400 400～≤700
3 4
4 5
5 6
折流板厚度取6㎜。
折流板的材料应比管子软，较硬会磨损管子，导致管子破裂。若材料过软，则使管子磨损折流板，将相邻管子间部分磨损，形成穿有数根管子的大孔，使这些管子失去了这一位置的折流板支撑，引起自振频率降低，从而使管子易振进而损坏。故此，材料取用14Cr1MoR 。 折流板缺口弦高度：
0.250.250.50.125s h D m
==?= （27）
由折流板缺口弦高度和壳体内径可以计算出折流板的圆心角：折六班圆心角=120
度。
表4-5 折流板间距 /mm
公称直径 管长 折流板间距
≤500
≤3000 100 200
300
450
600
4500～6000
— 600～800
1500～6000
150
200
300
450
600
0.25s l m =折流板间距取：。
折流板数目：
611230.25b s l N l =
-=-=块 （28）
式中N b 表示折流板数目。
折流板上的管孔数为112个，由国家标准可知，折流板上管孔直径d H =0.0254m ，折流板直径D b =0.4955m 。由管子排布图可知：通过折流板上的管子数为99根，这流管缺口处管子数为18根。
弓形折流板的缺口高度应保证流体在缺口处的流通截面积与流体在两折流板间错流的流通面积接近，以免因流动速度变化引起压降。当选好壳程流体流速后，就可以确定保证流速所需的流通截面积。
由上面的计算出的已知结果可以由下面的方程式求得折流板的缺口面积：
2
121)sin 422s wg s D h A D θθ??
=
--??
??（
22
0.51220.125(1sin 4230.530.03361m ππ???
=??--????
= （29）
式中A wg 表示折流板缺口面积；D s 表示壳体外径；θ表示折流板圆心角。 错流区内管数占总管数的百分数：
2221
{2(
)sin[arccos()]2arccos()}s s s c L L L
D h D h D h
F D D D ππ
---=
+-
10.520.1250.520.1250.520.125{2()sin[arccos()]2arccos()}0.3470.3470.347ππ-?-?-?=+-
0.764553= （30） 式中F c 表示错流区内管数占总管数的百分比；D s 表示壳体外径；D L 表示壳体内径；h 表示缺口弦高度。 缺口处管子所占面积： ()()2
2
00.02110410.7645530.00681891
8
8
wt t c d A n F ππ?=
-=
??-= （31）
式中d 0表示传热管外径；n t 表示传热管的总管子根数；F c 表示错流区内管数占总管数的百分数。
流体在缺口处流通面积：
2
0.03120.006818910.024389b wg wt A A A m =-=-= （32）
式中A b 表示流体在缺口处流通面积；A wg 表示折流板缺口面积；A wt 表示缺口处管子所占面积。
流体在两折流板间错流流通截面积：
()0
0[]L c s s L D d A l D D s d s -=-+
-
()2
0.3470.025
0.2[0.50.3470.0320.025]
0.032
0.043567m -=?-+
?-= (33)
式中A c 表示两折流板间错流流通截面积；D s 表示壳体内径；D L 表示管束外圆直径；d 0表示传热管外径；s 表示管中心距。 壳程流通截面积：
2
0.0243890.032597s b c A A A m === （34）
式中A s 表示壳程流通面积；A b 表示流体在缺口处流通面积；A c 表示流体在两折流板间错流流通面积。
壳程接管直径：
1440.032597
0.203726s
A D m
ππ
?=
=
= （35）
式中D 1表示壳程接管直径；A s 表示壳程流通面积。 将（37）式结果圆整到最接近的标准管径，取?203×6。 由管子布置图，可以知道错流区一排管束：N c =12根。 每一缺口内的有效错流管排数：
0.125
0.8
0.8 3.6080.0277
cw p h N s ==?= （36）
式中N cw 表示每一缺口内的有效错流管排数；h 表示缺口弦高度；s p 表示平行于流向的管距。
在<1-2>管壳式换热器设计中，可使旁通流道数为1，取旁通挡板数为3对。 错流面积中旁流面积所占分数：
1
()/2bp s L E E s c
F D D N l l A =-+ (0.50.3470.510.044)0.2/0.043567
0.722=-+???= （37）
式中F bp 表示错流面积中旁流面积所占分数；D s 表示壳体内径；D L 表示管束外圆直径；N E 表示旁流通道数；A c 表示流体在两折流板间错流流通截面积。
一块折流板上管子和管孔间泄面积：
()()001
12tb H c t A d d d F n π=-?+
()()2
0.0250.02540.0250.210.764553114
0.0031598m π=??-??-?= （38）
式中A tb 表示一块折流板上管子和管孔间泄面积；d 0表示传热管外径；d H 表示折流板管孔直径；F c 表示错流区内管数占总管数的百分数；n t 表示传热管总根数。