设计要求：设计一台利用铜精炼反射炉（燃重油）的烟气余热助燃空气的烟道式光管钢管换热器，设计条件如下：
1)如换热器的平均烟气标况流速:
2)如换热器的烟气温度：=600℃
3)如换热器的空气标况流量：=1.53
4)如换热器的空气温度：20℃
5)出换热器的空气温度：
6)地下水平烟道的断面尺寸：W*H=1392mm*1700mm
7)烟气成分（V/V，%）
O
成分
（V/V）
% 5.85 6.70 3.70 4.65 79.10
换热器结构初步确定
.流道安排、流动方式及行程确定
烟道式换热器一般不设金属外壳，空气在管内流动而烟气在管外流动；由于换热器设置在水平烟道内，烟气与空气设计成正交逆流流动；受烟道高1700mm的限制。空气每个行程的换热管有效长度初步设定为1600mm，换热器设计成1——2n行程，即烟气为一行程，空气为2n行程。
.换热器规格
选用5.3mm 60?φmm 热轧无缝管，规格满足GB8162-87、GB8163-87要求。 (3).换热管排列
考虑清灰方便，管群按正方形排列，并取管中心距12.0060.022S S 21=?===d （m ）
。 取空气在管内的标况流速s m c 10=ω，管内径m d i 053.0=，其流通界面积200022.0m f =。
一个行程空气侧需要流通界面积为： 153.010
53
.1==
=c
c
V f ω（2m ） 一个行程需换热管根数700022
.0153.0N 0===
f f （根）。烟道断面宽度m 392.1B =，则在其宽度上排列的换热管列数为：
1012
.006
.03392.131=?-=-=S d B m （列） 顺烟气流向排列M 排，则710
70===M m n （排）。一个行程管群的排列见图4-13。 二.换热器的热计算
在换热器热计算中，假定换热器无换热损失、两流体在换热器中无流量损失、无变相、比热容不变、仅有显热变化。 （1）有效换热量Q
所谓有效换热量是指空气从C 20?被加热到C 400?从烟气所吸收的热量。由于相应温度下空气的比热容分别为()C m c i c ??=3.J 1302和
()
C m J ??=3c.o 1356c ，则有效换热量为：
()i c i c o c o c c t t c t ....V Q -=
）
（）（W 79000013022013564003.51=?-??=
烟气出口温度确定
根据热平衡方程，在换热器内空气的吸热等于烟气的放热。首先假定烟气出口温度C t o h ?=330.，其质量热容()C m J ??=3h.o 1398c ，对应烟气入口温度为C t i h ?=600.比热容()C m J ??=3h.i 1447c ，按热平衡求出:
)
(7.3291398
94.1790000
600144794.1......C c V Q
t c V t o
h o h i h i c i h o c ?=?-??=
-=
由于与原先假定的出口温度C t h ?=3300.相差小于0.1%，故可确定烟气出口温度为C t h ?=3300.。 流气对热平均温差M t .1?
逆流对流体在换热器入口和出口的温差分别为：
)
(31020330C 200400600....C t t t t t t i c o h i o c i h i ?
?=-=-=?=-=-=?）（
则流体对数平均温差为：
）C In t t In
t t t i i M ?=-=???-?=
?(251310200
310
2000
0.1 查图4-7，正交逆流时的温差补正系数94.0=?t ε，则对数平均温差为：
)(23625194.0'
.1.1C t t M t m ??=?=?=?ε
管内空气侧传热系数c α
空气在管内的标况流速：
)(94.90022
.07053
.10s m Nf V w c c =?==
空气平均温度：
())(210)40020(2
1
2
1
...C t t t o c i c m c ?=+=
+=
空气在管内流动的雷诺数：
() 1.66
-15
-1...273210110396.1053.094.91R ??
?
??+???=
+=-n
m c o
c i
o c t v d w e β
41059.2?=
由于雷诺数大于4101?，可知空气在管内属湍流状态，其传热系数可按公式（4-18A ）计算。当d
L
=
053
.06
.1=30时，查第三章有关表得05.1=L k 。设管壁平均温度C t m w ?=330.，则
5
.0..'
273273???? ?
?++=m w m c t t t k
895
.0330273210273.5
0=???
??++=
对于直管，系数R k 及D k 为1，代入数值后得：
()()
C
m k k k k t d w d
R t m c i
c c ??=???
?
?
??+?=+=223
.02.08.0'1.2
.08.0W 0.44895.005.12732101053.094.963.313
.63βα
管外烟气测传热系数c α 烟气对流传热系数
管群为正方形排列的管群在垂直烟气流向断面换热管长度L=1.6m ，管群在最窄截面积为：
)
(096.06.1)06.012.0()(2
1m L d S f n =?-=-=
管群最窄截面处烟气流速为：
h w =
)(25.2096
.0)110(94
.1)1(V s m f m n h =?-=-
烟气平均温度：）。C t m h ?=+=(465)330600(2
1
. 对正方排列的管群的当量直径为：
)
(116.06.106.012.06
.1)06.012.0(2)211m L d S L d S d c =+-?-?=
+--=
（
烟气流动的e R 数为：
()10400
27346511022.1116.025.21R 73
.115
1...=??? ??+???=+?=
---n
m h o
h c
o h c t v d w e β
由于烟气雷诺数4310R 10< 03.1=H c 、2.90=ψ、009.1'=P k 、99.02'=O H k ,烟气垂直流过管群0.14=k ， 带入数值后得烟气对流对流传热系数： C) /(1.3799 .0009.192.003.1)2734651()116.0()25.2(71.5)1(71 .5258 .04.06.0'' 58.0.4 .06 .0.2??=????+??=+=m W k k k c t d O H p H m h e h c h ?ψβωα .烟气辐射传热系数 对于d 2S S 21==排列的管群，烟气辐射的有效射线长度 m 21.006.05.35.3=?==d l ，按烟气成分%85.5V 2CO =， 3.7%V O H 2=，在烟 气平均温度C t m h ?=465.时，查第三章有关图表得 43.1,032.057.002 2 'CO ===βεεO H ，。烟气在自身温度（C 465?）和壁温 （C 330?)下的辐射率分别为： 106 .0038.043.1052.0103 .0032.043.1057.02 2 2 2 ..=?+=+==?+=+=O H CO w h O H CO g h βεεεβεεε 因此，系统的辐射率为： 31.01106 .01 103.0167 .51 1167 .5...=-+= -+= w h g h f h εεε 烟气对管群的辐射传热系数为： () C m W t t T T m w m h m w m h w h g h f h c h ??=-?? ? ??+-??? ??+??=--=24 4 ..4 .4.....58.3330 465100273330100273465106.0103.031.0)100 ()100(εεεα 烟气侧传热系数为： )C m W r h c h h ??=+=+=2..7.4058.31.37ααα .总传热系数K 不考虑管壁及污垢热阻时，换热器总传热系数为： ()() ()C m W h c h c ??=+?=+= 21.217.400.447 .400.44K αααα .传热表面积F () 2'159236 1.21790000 K Q F m t LM =?=?= 考虑换热器运行后的结垢和留有适当的富裕系数，最后确定换热器的传热表面积为： () 2'1751591.11.1F F m =?== （8）.空气侧行程数的确定 .5360?φ的换热管以外径计的每米长的表面积为m m f 2188.0=，在一个行程内排m .61L =的换热管的根数N=70根，则一个行程具有的换热面积为：()221706.1188.0F m i =??=，则换热器的行程数为： ()行程31.821 175=== i F F n ，取n=9行程。因此换热器的传热面积为： ()2189219F m nF i =?== （9）.换热器壁温计算 换热器平均壁温按下式计算： ()C t t t c h m c c m h h m w ?=+?+?=++= 3330 .447.40210 0.444657.40...αααα 与前面计算过程所假定的C t m w ?=330.相差小于1%，故可确认壁温()C t m w ?=333.。 对于逆流式换热器因最高壁温处于高温流体的入口端，因此需计算最高壁温，计算方法同上，只是采用入口端的各有关参数，计算 出入口端的两流体的传热系数，按上面计算壁温的公式求出最高壁温。经计算，高温流体入口端烟气侧和空气侧的传热系数分别为： ()C m W o h ??=2.7.45α ()C m W o c ??=2.3.56α 则管壁最高温度为： ()C 4906.457.454004.566007.45' '.'.'max .?=+?+?=++=c h o c i h h w t t αααα .流体出口温度验算 换热器传热计算时流体平均温差分别是以烟气入口C 700?和出口C 480?，空气入口C 20?和出口C 350?，而烟气和空气流量分别为 s m 31.94和s m 33.51等基本参数求出换热面积为275m ；考虑换热器运行 后的结垢影响并留有适当的富裕，致使换热表面积由275m 增加到 284m 。若保持烟气入口条件及空气流量不变，则换热器运行初期将会 因换热面积增加而导致空气出口温度高于设计值。具体数值经过验算确定如下： 空气出口温度验算： 空气水当量： ()C W c V w m c c c ?=?==2026132453.1. 烟气水当量： ()C W c V w m h h h ?=?==2728140694.1. 水当量之比： 对空气为：743.027282026R ===h c c w w 对烟气为：346.12026 2728R === c h h w w 热传递单元数： 对空气为：()97.12027189 1.21NTU =?==c c w KA 对烟气为：()46.12728 189 1.21NTU =?==h h w KA 经查表得： 643 .0E =c 则空气出口温度为： ()()() C t t t E t i c i c i h c o c ?=+-?=+-=3932020600643.0.... 验算结果空气出口温度与设计要求C 400?基本相符。 2）烟气出口温度验算 烟气出口温度为： ()()()C 31820400743.0600....?=-?-=--=i c o c c i h o h t t R t t 与热计算预先假定的C 330?相近。 三.流体流动压降计算 压力计算示意图见图4-14。 空气流动压降 1）摩擦压损 空气平均温度为： ()()()C t t t o c i c m c ?=+=+=210204002 12 1... 管内空气流动雷诺数41068.2R ?=c e （见传热计算），属湍流流动，其摩擦阻力系数为： () 025 .01059.21 32.0Re 25 .0412 .0=??= = c c A ?λ 空气在管内的流速s m c 94.9=ω，其摩擦压损按公式（4-43A ）计算： ()()() Pa bt d L m c c o c c c f 76827321012293.194.9053.04.14025.012P 2 ..2 =?? ? ??+????=+?=?ρωλ 2）行阻压损 空气入口渐扩段 ()2.005.1212.0,05.184.025.1,212.052.04 14.34 212222 21===?==?= = f f m f m d f π ，查附录六得其阻力系数为突然扩大局部阻力系数的0.8倍，而突扩阻力系数为： ()()64.02.0112221=-=-=f f 突扩ζ， 则入口简渐扩的阻力系数为： 1.504.60.80.801=?==突扩ζζ。空气出口渐缩段，由于,05.122m f = ()() 51.3302.005.1,302.062.04 14.34 3222 23===?= = f f m d f π ，出口收缩角?=30α，查附录六得渐缩局部阻力系数为：()()0.351.31547.02 7.402 2 325=?==?tg f f tg α ζ 换热器入口的局部阻力系数.522=ζ，换热管出口.013=ζ，空气在空气室内转?180的局部阻力系数.024=ζ，换热器空气入口与出口的温度补正系数按下式计算： 换 热 器内空气侧阻力系数为： 510.30.280.195.295.054321 =+?+?+?+=++++=∑ζζζζζ ζ 空气侧形阻压损按公式（4-45A ）计算为： () ()()()() Pa t m c c o c o t d 59412732101293.12 94.957.15112 P 2 ..2 .=?? ? ? ?+???+=++=?∑βρωζζ则换热器空气侧压降为：()Pa P P d f c 67095941768P =+=?+?=? （2）烟气侧压降 沿烟气流动方向管群的总排数：()排6379Z =?==nM ，烟气平均温度 C t m h ?=465.,烟气流动雷诺数,10400R =h e 12.0060.022S S 21=?===d （m ）, 换热管对角线中心距为： 17.0707.012.045cos S S 1' 2===?，由于( ) ()()()53.065.01 06.012.017.006.01111' 2>=--=--d S S d 则 烟气流过管群的阻力系数按下式计算： ()( ) ()()()7.19922165.016386.3Re 1 11Z 8.6325.025.01' 2=?+?=--+=--∑h d S S d 群 ζ 温度补正系数按下公式计算： ()() 73.0465 27360033022732...-=+-?=+-= m h i h o h t t t t ζ 则烟气流过管群的压降为： () ()()()() Pa t m h h o h t h 173273465133.12 25.273.07.1912 P 2 ..2 =?? ? ? ?+???-=++=?∑βρωζζ 四、换热器技术性能及总图 设计计算后确定换热器的技术性能指标见下表。 序号 名称 数值 序号 名称 数值 1 传热表面积/ 189 10 烟气侧传热系数/W* * 40.7 2 烟气标况流量/ 1.94 11 总传热系数/W* * 21.1 3 烟气入口温度/℃ 600 12 最高管壁温/℃ 490 4 烟气出口温度/℃ 330 13 换热管规格 5 空气标况流量/ 1.53 14 高温段换热管质 1Cr18Ni9 6 空气入口温度/℃ 20 15 换热管长度/m 1.60 7 空气出口温度/℃400 16 换热管根数630 8 空气标况流速9.94 17 空气压降Pa 6709 9 空气侧传热系数 /W** 44.0 18 烟气压降Pa 173 【参考书籍】： 1、《传热学》杨世铭陶文铨高等教育出版社2007版 2、《冶金锅炉》中国建设出版社1987年第一版 3、《程力学》沈维道第三版高等教育出版社第三版 4、《有色金炉设计参考资料》有色冶金出版社 5、《换热器设计手册》钱颂文主编化学工业出版社2001 第一版 1．设计任务书 1.1设计题目 列管式换热器(原油预热器)的设计 1.2操作条件 某炼油厂用柴油将原油预热。柴油和原油的有关参数如下表, 两侧的污垢热阻均可取 1.72×10-4m2.K/W，要求两侧的阻力损失均不超过 5 3.0 Pa。 10 1、查阅文献资料，了解换热设备的相关知识，熟悉换热器设计的方法和步骤； 2、根据设计任务书给定的生产任务和操作条件，进行换热器工艺设计及计算； 3、根据换热器工艺设计及计算的结果，进行换热器结构设计； 4、以换热器工艺设计及计算为基础，结合换热器结构设计的结果，绘制换热器装配图； 5、编写设计说明书对整个设计工作的进行书面总结，设计说明书应当用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想、计算过程和设计结果。 目录 1.设计任务书 (3) 2.概述 (5) 3.设计标准 (7) 4.方案设计和拟订 (8) 5.设计计算 (12) 6.参考文献 (22) 7.附录 (23) 8.设计小结 (29) 9．CAD图 (32) 1.概述 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器,简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体,一种流体温度较高,放出热量;另一种流体则温度较低,吸收热量。 在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,它们也是这些行业的通用设备,并占有十分重要的地位。 随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，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。 列管式换热器有以下几种： 1）固定管板式 固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈，（或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。 特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。 固定板管式换热器 设 计 说 明 书 系别： 班级： 姓名： 学号： 一、 设计任务和设计条件 某炼油厂拟用原有在列管式换热器中回收柴油的热量。已知原油 流量为40000kg/h ，进口温度70℃，要求其出口温度不高于110℃；柴油流量为30000kg/h ，进口温度为175℃。设计一适当型号的换热器，已知物性数据： 二、 确定设计方案 ① 初选换热器的规格 当不计热损失时，换热器的热负荷为： Q=W )(12t t c pc C =40000/3600×2.2×103×(110-70)=9.8×105W 逆流过程如图所示： T 2125℃ T 1175℃ t 170℃ t 2110℃ 逆流平均温度差： m t = 8.5970 125110175ln ) 70125()110175( ℃ 初估 值 R= 25.170110125 175 P= 381.070 17570 110 初步决定采用单壳程，偶数管程的固定板管式换热器。经查表得校 正系数 =0.9＞0.8，可行。 ∴ 53.859.80.9 逆m m t t ℃ 初步估计传热系数K 估=200W/(㎡·℃), 则 A m 07.918 .53200108.9t 5 m 估估K Q ∴所设计换热器（固定板管式）的参数选择如下表： ② 计算（管、壳程的对流传热系数和压降）： a. 管程： 流通面积 220175.04 222 002.044m N N d S P T i i 柴油流速 s m S W u i i h i /666.00175.0715360030000 3600 Re 4 3 1049.11064.0715666.002.0 i i i i du 柴油被冷却，所以 ) /(701)133 .01064.01048.2(1490002.0133.0023.0Pr Re 023 .023.0338 .03 .0C m W d i i i i i ? 摘要 本次设计为浮头式换热器，浮头式换热器主要由管箱、管板、壳体、换热管、折流板、拉杆、定距管、钩圈、浮头盖等组成。浮头换热器的一端管板与壳体固定，另一端为浮动管板。因此其优点为热应力较小，便于检查和清洗，缺点为结构较为复杂。在传热计算工艺中，包括传热量、传热系数的确定和换热器径及换热管型号的选择，以及传热系数、阻力降等问题。在强度计算中主要讨论的是筒体、管箱、管板厚度计算以及折流板、法兰和接管、支座、分隔板等零部件的设计，还要进行一些强度校核。本设计是按照GB151《管壳式换热器》和GB150《钢制压力容器》设计的。换热器在工、农业的各个领域应用十分广泛，在日常生活中传热设备也随处见，是不可缺少的工艺设备之一。随着研究的深入，工业应用取得了令人瞩目的成果。 关键字：换热器，工艺计算，强度校核 Abstract This design is floating head heat exchanger, it is made up of tube box 、tube sheet、shell、heat exchange tube、baffle plate、draw bar、spacer pipe、hook circle、floating head cover and so on. One tube sheet of the exchanger is connected with shell, and the other tube sheet is floating tube sheet. So it’s easy to check and clean. On the other hand the structure of it complex. In the process of heat transfer calculation, include area computation 、capacity of heat transmission 、the determine of heat transfer coefficient and the choice of the heat exchange tube. About strength calculation, it involve the calculating of shell、tube box、sealing head and so on. This design is according to GB151 << shell-and-tube heat exchanger >> and GB150 << Steel pressure vessel >> to design. Heat exchanger is one of the indispensable process equipment. With the deepening of the research, industrial application made remarkable achievements. Keywords:heat exchanger; Process calculation；strength check 武汉工程大学邮电与信息工程学院毕业设计(论文)外文资料翻译 原文题目：Effectively Design Shell-and-Tube Heat Exchangers 原文来源：Chemical Engineering Progress February 1998 文章译名：管壳式换热器的优化设计 姓名：xxx 学号：62021703xx 指导教师(职称)：王成刚（副教授） 专业：过程装备与控制工程 班级：03班 所在学院：机电学部 管壳式换热器的优化设计 为了充分利用换热器设计软件，我们需要了解管壳式换热器的分类、换热器组件、换热管布局、挡板、压降和平均温差。 管壳式换热器的热设计是通过复杂的计算机软件完成的。然而，为了有效使用该软件，需要很好地了解换热器设计的基本原则。 本文介绍了传热设计的基础，涵盖的主题有：管壳式换热器组件、管壳式换热器的结构和使用范围、传热设计所需的数据、管程设计、壳程设计、换热管布局、挡板、壳程压降和平均温差。关于换热器管程和壳程的热传导和压力降的基本方程已众所周知。在这里，我们将专注于换热器优化设计中的相关应用。后续文章是关于管壳式换热器设计的前沿课题，例如管程和壳程流体的分配、多壳程的使用、重复设计以及浪费等预计将在下一期介绍。 管壳式换热器组件 至关重要的是，设计者对管壳式换热器功能有良好的工作特性的认知，以及它们如何影响换热设计。管壳式换热器的主要组成部分有：壳体 封头 换热管 管箱 管箱盖 管板 折流板 接管 其他组成部分包括拉杆和定距管、隔板、防冲挡板、纵向挡板、密封圈、支座和地基等。 管式换热器制造商协会标准详细介绍了这些不同的组成部分。 管壳式换热器可分为三个部分：前端封头、壳体和后端封头。图1举例了各种结构可能的命名。换热器用字母编码描述三个部分，例如，BFL 型换热器有一个阀盖，双通的有纵向挡板的壳程和固定的管程后端封头。根据结构 设计要求：设计一台利用铜精炼反射炉（燃重油）的烟气余热助燃空气的烟道式光管钢管换热器，设计条件如下： 1) 如换热器的平均烟气标况流速: 2)如换热器的烟气温度：=600℃ 3)如换热器的空气标况流量：=1.53 4)如换热器的空气温度：20℃ 5) 出换热器的空气温度： 6)地下水平烟道的断面尺寸：W*H=1392mm*1700mm 7)烟气成分（V/V，%） 成分 （V/V） O % 5.85 6.70 3.70 4.65 79.10 换热器结构初步确定 .流道安排、流动方式及行程确定 烟道式换热器一般不设金属外壳，空气在管内流动而烟气在管外流动；由于换热器设置在水平烟道内，烟气与空气设计成正交逆流流动；受烟道高1700mm的限制。空气每个行程的换热管有效长度初步设定为1600mm，换热器设计成1——2n行程，即烟气为一行程，空气为2n行程。 .换热器规格 选用5.3mm 60?φmm 热轧无缝管，规格满足GB8162-87、GB8163-87要求。 (3).换热管排列 考虑清灰方便，管群按正方形排列，并取管中心距 12 .0060.022S S 21=?===d （m ）。 取空气在管内的标况流速s m c 10=ω，管内径m d i 053.0=，其流通界面 积2 0022.0m f =。 一个行程空气侧需要流通界面积为： 153 .010 53.1== = c c V f ω（2m ） 一个行程需换热管根数70 0022 .0153.0N 0 == = f f （根）。烟道断面宽度 m 392.1B =，则在其宽度上排列的换热管列数为： 10 12 .006 .03392.131 =?-= -= S d B m （列） 顺烟气流向排列M 排，则710 70== = M m n （排） 。一个行程管群的排列见图4-13。 二.换热器的热计算 在换热器热计算中，假定换热器无换热损失、两流体在换热器中无流量损失、无变相、比热容不变、仅有显热变化。 （1）有效换热量Q 所谓有效换热量是指空气从C 20?被加热到C 400?从烟气所吸收的热量。由于相应温度下空气的比热容分别为( )C m c i c ? ?=3.J 1302和 浮头式换热器设计说明书 设计者：徐凯 指导教师：张玲张亚男秦敏 系别：机械工程系 专业：热能与动力工程 日期：2009.11 宁夏理工学院 前言 换热器是非常重要的换热设备。在国民生产的各个领域得到了广泛的应用。本设计说明书主要介绍浮头式换热器的原理和设计思路及整个设计过程。 在浮头式换热器中，浮头式换热器的两端的管板，一端不与壳体相连，该端亦称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。 浮头式换热器主要有如下特点：浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动，这个特点在现场就能清楚地看出来。这种换热器的壳体和管束的热膨胀是自由的，管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂造价高，一般比固定管板高20%左右，在运行中浮头处发生泄漏不易检查处理。浮头式换热器适应于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的工作条件下。 本书内容系统、完整，理论与实际并重。书中对浮头式换热器设计中所需的各学科知识均有简要的介绍和解释。同时该书对换热器在编写时注重介绍的方法简明扼要，条理清楚，深入浅出，紧密结合工程实际。 期间得秦敏、张春兰、张亚男、张玲等老师的悉心指导。在此表示真挚的感谢！由于编者水平有限，其中难免不妥之处，恳请各位读者批评指正。 编者：徐凯 2009-11-26 目录 第一章绪论 第二章设计任务和设计条件 (1) 第三章确定设计方案 (3) 3.1 换热器类型的确定 (3) 3.2 管程及壳程的流体安排 (3) 第四章确定物性数据 (4) 4.1定性温度的确定 (4) 4.2列表 (6) 第五章传热面积的估算 (7) 第六章工艺结构尺寸的确定 (9) 6.1 管径和管内流速的确定 (9) 6.2 管程数和传热管数的确定 (9) 6.3 平均传热温差的校正 (10) 6.4 传热管排列和分程方法确定 (10) 6.5 壳体内径的确定 (11) 6.6 折流板的确定 (11) 6.7 其它附件的确定 (12) 第七章所设计换热器的校核算 (13) 7.1 传热热流量的核算 (13) 7.2 壁温的校核计算 (15) 7.3 换热器内流体的流动阻力的核算 (17) 参考文献 (19) 换热器原理课程设计心得体会 (21) 酒泉职业技术学院 毕业设计（论文） 2013 级石油化工生产技术专业 题目：列管式换热器设计 毕业时间： 2015年7月 学生姓名：陈泽功刘升衡李侠虎 指导教师：王钰 班级： 13级石化（3）班 2015 年 4月20日 酒泉职业技术学院 2013 届各专业 毕业论文（设计）成绩评定表 答辩小 组评价 意见及 评分 成绩：签字（盖章）年月日 教学系 毕业实 践环节 指导小 组意见 签字（盖章）年月日 学院毕 业实践 环节指 导委员 会审核 意见 签字（盖章）年月日 一、列管式换热器计任务书 某生产过程中，需用循环冷却水将有机料液从102℃冷却至40℃。已知有机料液的流量为2.23×104 kg/h，循环冷却水入口温度为30℃，出口温度为40℃，并要求管程压降与壳程压降均不大于60kPa，试设计一台列管换热器，完成该生产任务。 已知： 有机料液在71℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 定压比热容℃ 热导率℃ 粘度 循环水在35℃下的物性数据： 密度 定压比热容K 热导率K 粘度 二、确定设计方案 （1）选择换热器的类型 （2）两流体温的变化情况： 热流体进口温度102℃出口温度40℃；冷流体进口温度30℃，出口温度为40℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。 （3）管程安排 从两物流的操作压力看，应使有机料液走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。 三、确定物性数据 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= =71℃ 管程流体的定性温度为 t=℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对有机料液来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。有机料液在71℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 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 学号： 姓名： 指导老师： 小组成员： 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 (28) 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， 国电太一13#炉烟道换热器漏水消缺方案 二零一四年三月 国电太一13#炉烟道换热器漏水消缺方案 1.工程概况： 国电太一13#炉烟气余热回收系统烟道换热器在经过2012年12月投入试运行，到2014年2月。实际投入运行时间6个月，期间或因13#炉停炉检修、脱硝改造，或因余热回收系统自身缺陷造成。 最近2014年2月份，再次出现烟道换热器漏水现象，系统随即停运。 经初步分析认为是由酸露腐蚀或烟气磨损导致的换热管束渗漏，而引发漏水现象。为了这套系统恢复使用状态及今后市场的推广应用，因此公司决定对国电太一13#炉余热回收系统烟道换热器漏水缺陷进行处理。 2.技术方案： 机组停炉后打开人孔进烟道确认漏水现象的初步原因，（1）若是因为酸露腐蚀或烟气磨损的原因，观察漏水部位的面积，进行更换换热管束或前两排加装不锈钢假管。（2）若是因为外部焊口开裂等原因造成的渗漏，则确定焊口部位进行焊接。焊口部位在隐蔽处，则需要将换热管束移出原位，找到焊接开裂处进行缺陷处理。 计划消缺时间：停炉后一周左右，四个烟道同时进行。 3.施工准备 （1）技术准备： 施工人员必须与技术人员认真熟悉烟道换热器图纸，熟悉换热器加工制造工艺，熟悉烟道内部换热器连接、焊接情况。 烟道换热器在烟道内分上下两组，上一组换热器直接压在下一组 上，两侧设备连接处进行密封焊接。每一组换热器分六个小单元，每个单元呈：11列×12排，管束独立坐落在钢结构上，六个单元之间通过进水联箱和蒸汽联箱连成整体。 每个小单元换热管束重量为1896KG。 （2）物资、机械、工具准备: 本次消缺工作共分四个烟道进行,烟道需要配置如下物资、机械、工具: 大学 生物工程专业《化工原理课程设计》说明书 题目名称浮头式换热器的设计 专业班级 学号 学生姓名 指导教师 2012 年06 月08 日 目录 1、设计方案................................................................................ 错误！未定义书签。 2、衡算........................................................................................ 错误！未定义书签。 2.1确定设计方案 ................................................................... 错误！未定义书签。 2.1.1换热器的类型.............................................................. 错误！未定义书签。 2.1.2 管程安排..................................................................... 错误！未定义书签。 2.2确定物性数据 ................................................................... 错误！未定义书签。 2.3估算传热面积 ................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.1 热负荷......................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.2 热流体用量................................................................. 错误！未定义书签。 2.3.3 平均传热温差......................................................... 错误！未定义书签。 2.3.4 初算传热面积............................................................. 错误！未定义书签。 2.4换热器工艺结构尺寸设计 ............................................... 错误！未定义书签。 2.4.1 管径和管内流速......................................................... 错误！未定义书签。 2.4.2管程数和传热管数..................................................... 错误！未定义书签。 2.4.3 平均传热温差校正..................................................... 错误！未定义书签。 2.4.4 传热管排列................................................................. 错误！未定义书签。 2.4.5 壳体直径..................................................................... 错误！未定义书签。 2.4.6 折流板......................................................................... 错误！未定义书签。 2.4.7接管............................................................................. 错误！未定义书签。 3、换热器核算............................................................................ 错误！未定义书签。 3.1传热面积校核.................................................................... 错误！未定义书签。 3.1.1管程传热膜系数.......................................................... 错误！未定义书签。 3.1.2 壳程传热膜系数......................................................... 错误！未定义书签。 3.1.3 总传热系数................................................................. 错误！未定义书签。 3.1.4 传热面积校核............................................................. 错误！未定义书签。 3.2换热器内压降的核算...................................................... 错误！未定义书签。 3.2.1 管程阻力..................................................................... 错误！未定义书签。 3.2.2 壳程阻力..................................................................... 错误！未定义书签。 4、设备选型................................................................................ 错误！未定义书签。 4.1管子排列方式的选择 ....................................................... 错误！未定义书签。 4.2折流板的选择 ................................................................... 错误！未定义书签。 4.3除污垢措施的选择 ........................................................... 错误！未定义书签。 4.4材料的选择 ....................................................................... 错误！未定义书签。 5、附录及图表............................................................................ 错误！未定义书签。 6、设计总结................................................................................ 错误！未定义书签。 7、参考文献................................................................................ 错误！未定义书签。 化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 班级： | 姓名学号： 指导教师： $ 目录§一.列管式换热器 ！ .列管式换热器简介 设计任务 .列管式换热器设计内容 .操作条件 .主要设备结构图 §二.概述及设计要求 .换热器概述 .设计要求 ~ §三.设计条件及主要物理参数 . 初选换热器的类型 . 确定物性参数 .计算热流量及平均温差 壳程结构与相关计算公式 管程安排(流动空间的选择)及流速确定 计算传热系数k 计算传热面积 ^ §四.工艺设计计算 §五.换热器核算 §六.设计结果汇总 §七.设计评述 §八.工艺流程图 §九.主要符号说明 §十.参考资料 ： §一 .列管式换热器 . 列管式换热器简介 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。 列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。 设计任务 ￥ 1.任务 处理能力：3×105t/年煤油（每年按300天计算，每天24小时运行） 设备形式：列管式换热器 2．操作条件 (1)煤油：入口温度150℃，出口温度50℃ (2)冷却介质：循环水，入口温度20℃，出口温度30℃ (3)允许压强降：不大于一个大气压。 备注：此设计任务书（包括纸板和电子版）1月15日前由学委统一收齐上交，两人一组，自由组合。延迟上交的同学将没有成绩。 [ .列管式换热器设计内容 1.3.1、确定设计方案 （1）选择换热器的类型；（2）流程安排 1.3.2、确定物性参数 （1）定性温度；（2）定性温度下的物性参数 1.3.3、估算传热面积 （1）热负荷；（2）平均传热温度差；（3）传热面积；（4）冷却水用量 % 1.3.4、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速；（2）管程数；（3）平均传热温度差校正及壳程数；（4） 1．设计题目及设计参数 (1) 1.1设计题目：满液式蒸发器 (1) 1.2设计参数： (1) 2设计计算 (1) 2.1热力计算 (1) 2.1.1制冷剂的流量 (1) 2.1.2冷媒水流量 (1) 2.2传热计算 (2) 2.2.1选管 (2) 2.2.2污垢热阻确定 (2) 2.2.3管内换热系数的计算 (2) 2.2.4管外换热系数的计算 (3) 2.2.5传热系数 K计算 (3) 2.2.6传热面积和管长确定 (4) 2.3流动阻力计算 (4) 3．结构计算 (5) 3.1换热管布置设计 (5) 3.2壳体设计计算 (5) 3.3校验换热管管与管板结构合理性 (5) 3.4零部件结构尺寸设计 (6) 3.4.1管板尺寸设计 (6) 3.4.2端盖 (6) 3.4.3分程隔板 (7) 3.4.4支座 (7) 3.4.5支撑板与拉杆 (7) 3.4.6垫片的选取 (7) 3.4.7螺栓 (8) 3.4.8连接管 (9) 4．换热器总体结构讨论分析 (10) 5．设计心得体会 (10) 6．参考文献 (10) 1．设计题目及设计参数 1.1设计题目：105KW 满液式蒸发器 1.2设计参数： 蒸发器的换热量Q 0=105KW ； 给定制冷剂：R22； 蒸发温度：t 0=2℃，t k =40℃， 冷却水的进出口温度： 进口1t '=12℃; 出口1 t " =7℃。 2设计计算 2.1热力计算 2.1.1制冷剂的流量 根据资料【1】，制冷剂的lgp-h 图：P 0=0.4MPa ，h 1=405KJ/Kg ，h 2=433KJ/Kg ， P K =1.5MPa ，h 3=h 4=250KJ/Kg ，kg m 04427.0v 3 1=，kg m v 3 400078.0= 图2-1 R22的lgP-h 图 制冷剂流量s kg s kg h h Q q m 667 .0250 4051054 10=-= -= 2.1.2冷媒水流量 水的定性温度t s =（12+7）/2℃=9.5℃,根据资料【2】附录9，ρ=999.71kg/m 3 ,c p =4.192KJ/(Kg ·K) 6.3.8 管壳式换热器的型号表示方法 (t t s s P N LN XXXDN A I II P d N ----------------或） ---- -- ---- --- ----- ------ ① ② ③ ④ ⑤ ⑥ 1． 1〉第一个字母代表前端管箱形式 2〉第二个字母代表壳体形式 3〉第三个字母代表后端结构形式 2． 公称直径（mm ） 对于釜式重沸器用分数表示，分子为管箱内直径，分母为圆筒内直径 3． 管/壳程设计压力，MPa 。压力相等时只写P t 4． 公称换热面积 ㎡ 5． 当采用Al,Cu,Ti 换热管时，应在LN/d 后面加材料琼等号，如LN/D Cu LN --公称长度 ，m d --换热管外经 mm 6． 管/壳程数。单壳程时 只写N t 7． I----I 级（换热器）管束 采用较高级冷拔换热管，适用于无相变传热和易产生振动场合 II---II 级（换热器）管束 采用普通级冷拔换热管，适用于受沸、冷凝传热和无振动一般场合 例如： （1） 浮头式换热器：S---钩圈式浮头 6500 1.65442.5A E S I ------------ 平盖管箱，公称直径500㎜，管壳程设计压力均为1.6MPa ，公称换热面积254mm ,较高 级冷拔换热器外经25mm,管长6m,4管程但壳程的I 级浮头式换热器 （2） 固定管板式换热器： 2.5970020041.625B E M I ------------ 封头管箱，公称直径700mm,管程设计压力2.5MPa ，壳程设计压力1.6MPa,，公称换热面积2200m , 较高级冷拔换热管外经25mm,管长9mm,4管程，但壳程的固定管板式换热器，M--与B 相似的固定管板（封头）结构。 换热器分类 夹套式换热器 结构如图所示。夹套空间是加热介质和 冷却介质的通路。这种换热器主要用于 反应过程的加热或冷却。当用蒸汽进行 加热时，蒸汽上部接管进入夹套，冷 凝水由下部接管流出作为冷却器时，冷 却介质（如冷却水）由夹套下部接管进 入，由上部接管流出。 夹套式换热器结构简单，但由于其加热 面受容器壁面限制，传热面较小，且传 热系数不高。 二.喷淋式换热器喷淋式换热器的结构 与操作如下图所示。这种换热器多用作 冷却器。热流体在管内自下而上流动， 冷水由最上面的淋水管流 出，均匀地分布在蛇管 上，并沿其表面呈膜状自 上而下流下，最后流入水 槽排出。喷淋式换热器常 置于室外空气流通处。冷 却水在空气中汽化亦可带 走部分热量，增强冷却效 果。其优点是便于检修， 传热 效果较好。缺点是喷淋不 易均 .套管式换热 器 套管式换热器的基本部件由 直径不同的直管按同轴线相 套组合而成。内管用180 暗 幕 * Сざ任?～ 6m。若管子太长，管中间会 向下弯曲，使环隙中的流体分布不均匀 套管换热器的优点是构造简单，内管能耐高压，传热面积可根据需要增减，适当选择两管的管径，两流体皆可获得适宜的流速，且两流体可作严格逆流。其缺点是管间接头较多，接头处易泄漏，单位换热器体积具有的传热面积较小。故适用于流量不大、传热面积要求不大但压强要求较高的场合。 四.管壳式换热器 1.固定管板式结构如图所示。管子两端与管板的连接方式可用焊接法或胀接法固定。壳体则同管板焊接。从而管束、管板与壳体成为一个不可拆的整体。这就是固定 管板式名称的由来 折流板主要是圆缺形与盘环形两 种，其结构如图所示。 操作时，管壁温度是由管程与壳程 流体共同控制的，而壳壁温度只与 壳程流体有关，与管程流体无关。 管壁与壳壁温度不同，二者线膨胀 不同，又因整体是固定结构，必产 生热应力。热应力大时可能使管子 压弯或把管子从管板处拉脱。所 以当热、冷流体间温差超过50℃时应有减小热应力的措施，称“热补偿”。 固定管板式列管换热 器常用“膨胀节” 结构进行热补偿。图 所示的为具有膨胀 节的固定管板式换 热器，即在壳体上焊 接一个横断面带圆弧 型的钢环。该膨胀节 在受到换热器轴向 体伸缩，从而减小热应力。但这种补偿方式仍不适用于热、冷流体 温差较大 大于70℃）的场合，且因膨胀节是承压薄弱处，壳程流体压强不宜超过6at 。 管式列管换热 器 武汉工程大学2014年3月 设计任务书 一．设计条件 二．设计任务与内容 1．工艺设计计算 ①确定设计方案 选择换热器类型，确定物料流程，确定物性参数 ②估算传热面积 确定换热量、平均温差、传热面积、冷却水流量 ③工艺结构参数确定 根据工艺计算，合理确定介质流向与换热管的结构尺寸，如管壳程数、壳体及进出口接管直径，换热管规格尺寸与数量，折流板排列形式与间距，管板直径及管子排列方式等。 ④换热流量核算 ⑤换热器内流动的流体阻力核算 2．结构设计 ①筒体、管箱、法兰、浮头盖、管板、开口补强、支座等主要受压部件与元件的选材，结构选型与设计，强度计算与校核； ②编制法兰计算程序，并按指定要求进行探讨性计算； ③管束的振动计算及防震设计部分 3．绘制全部施工图，包括装配图、部件图、零件图等总计约1号图幅6张。 4．编制管箱、法兰、管束、管板、浮头盖、外头盖等主要零部件的加工制造工艺及其装配程序，并制订管、壳程的试压方案及程序。 5．主要受压元件的材料选择及其可焊性评价与焊接材料选择说明。 6．编写设计说明书。 三．设计说明书的基本内容与要求 设计说明书的作用是对自己所作的设计作出书面计算与论证，其基本内容依次为：题目、目录、前言、设计条件及所依据的主要设计标准、设计计算、加工工艺及试验等的说明，以及专题论证、电算程序与结果、造价概算和主要参考资料等。 前言中应概述设计作品在工艺装配中的功用、操作、维护要求和结构特点，主要设计内容简介，设计中的结构改进或创新，设计所遵循的标准规范等。 设计条件是指自己具体设计设备的操作条件，如介质性质、操作温度和压力等。 计算与论证为说明书的主体，包括除前言和设计条件外的全部上述内容。设计说明书要求格式规范统一，条理清楚，图文并茂，文理通顺，书写整洁。 参考资料书写格式为： 序号作者书刊名称出版社年月 第一章列管式换热器的设计 1.1概述 列管式换热器是一种较早发展起来的型式，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家中已有系列化标准。列管式换热器在换热效率，紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器，但是它具有结构牢固，适应性大，材料范围广泛等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中得以继续应用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类型，在高温高压和大型换热器中，仍占绝对优势。例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜（或再沸器）和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等，大都采用列管式换热器[3]。 1.2列管换热器型式的选择 列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有以下几种：（1）固定管板式换热器：这类换热器的结构比较简单、紧凑，造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器。 为了克服温差应力必须有温度补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。 （2）浮头换热器：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上来连接有一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。这种型式的优点为：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。 （3）填料函式换热器：这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构与比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有毒的介质。 （4）U型管换热器：这类换热器只有一个管板，管程至少为两程管束可以抽出清洗， 管壳式换热器简介及分类 概述 换热器是在具有不同温度的两种或两种以上流体之间传递热量的设备。在工业生产中，换热器的主要作用是使热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要。换热器是化工、炼油、动力、食品、轻工、原子能、制药、航空以及其他许多工艺部门广泛使用的一种通用设备。在华工厂中，换热器的投资约占总投资的10%-20%；在炼油厂中该项投资约占总投资的35%-40%。 目前，在换热器中，应用最多的是管壳式换热器，他是工业过程热量传递中应用最为广泛的一种换热器。虽然管壳式换热器在结构紧凑型、传热强度和单位传热面的金属消耗量无法与板式或者是板翅式等紧凑换热器相比，但管壳式换热器适用的操作温度与压力范围较大，制造成本低，清洗方便，处理量大，工作可靠，长期以来人们已在其设计和加工方面积累了许多经验，建立了一整套程序，人么可以容易的查找到其他可靠设计及制造标准，而且方便的使用众多材料制造，设计成各种尺寸及形式，管壳式换热器往往成为人们的首选。 近年来，由于工艺要求、能源危机和环境保护等诸多因素，传热强化技术和换热器的现代研究、设计方法获得了飞速发展，设计人员已经开发出了多种新型换热器，以满足各行各业的需求。如为了适应加氢装置的高温高压工艺条件，螺纹锁紧环换热器、Ω密封环换热器、金属垫圈式换热器技术获得了快速发展，并在乙烯裂解、合成氨、聚合和天然气工业中大量应用，可达到承压35Mpa、承温700℃的工艺要求；为了回收石化、原子能、航天、化肥等领域使用燃气、合成气、烟气等所产生的大量余热，产生了各种结构和用途的废热锅炉，为了解决换热器日益大型化所带来的换热器尺度增大，震动破坏等问题，纵流壳程换热器得到飞速的发展和应用；纵流壳程换热器不仅提高了传热效果，也有效的克服了由于管束震动引起的换热器破坏现象。另外，各种新结构的换热器、高效重沸器、高效冷凝器、双壳程换热器等也大量涌现。 管壳式换热器按照不同形式的分类 工业换热器通常按以下诸方面来分类：结构、传热过程、传热面的紧凑程度、所用材料、浮头式换热器设计原油 柴油
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