化工原理课程设计1
南京工业大学《材料工程基础》课程设计
设计题目：列管式换热器设计——
专业：高分子材料与工程班级
学号：姓名：
日期： 2012年6月 18日——6月29日
指导教师：叶旭初
设计成绩：日期： 6月29日
目录
设计任务书 (3)
一设计题目 (3)
二设计任务及操作条件 (3)
三设计要求及内容 (3)
第1章设计方案简介 (4)
1.1 概述 (4)
1.2 方案设计和拟定 (5)
1.3 确定设计原则 (7)
第2章固定式换热器的设计计算 (7)
2.1 设计计算基本步骤 (7)
2.2 确定列管换热器的形式 (8)
2.3 初选换热器规格 (9)
第3章列管式换热器的设计校核 (11)
3.1 换热器核算 (11)
3.2 换热器压强降核算 (13)
第4章辅助设备的计算与选择 (15)
4.1折流板 (15)
4.2 接管 (18)
4.3 壁厚的确定、封头 (18)
4.4.管板 (20)
4.5换热管 (21)
4.6分程隔板 (22)
4.7拉杆 (23)
4.8换热管与管板的连接 (24)
4.9 防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) (25)
4.10膨胀节的设定讨论 (26)
4.11换热器设计主要结构尺寸一览表 (26)
第5章附图 (28)
4.1 工艺流程图 (28)
4.2 主体设备工艺图 (28)
第6章设计小结 (29)
参考文献 (30)
列管式换热器设计任务书
（一）设计题目
列管式换热器设计——
（二）设计任务及操作条件
1、处理能力列管式换热器设计——
2、设备型式列管式换热器
3、操作条件
（1）釜残液：硫酸混合液，入口温度20℃，出口温度80℃
（2）加热介质：蒸汽，入口温度120℃，出口温度100℃
（3）换热器的管程和壳程压强降：不大于0.4M Pa
（4）重油平均温度下的物性参数：
（三）设计要求及内容
（1）根据换热任务和有关要求确认设计方案
（2）初步确认换热器的结构和尺寸
（3）核算换热器的传热面积和管,壳程流体阻力
（4）确认换热器的工艺结构
（5）绘制列管式换热器的工艺流程图及主体设备工艺图
列管式换热器设计说明书
第1章设计方案简介
1.1 概述
列管式换热器是目前应用最广泛的一种换热设备，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准，列管式换热器在换热效率，紧凑型性和金属消耗等方面不及其他新型换热器，但由于它有结构牢靠，使用性大，材料广泛等独特特点，因而在各种换热器的竞争中占有绝对优势
1.1.1列管式换热器的优点
列管式换热器列管式换热器又称管壳式换热器，是目前石油化工生产中应用最广泛的一种换热器。它与其它换热器相比，主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构比较简单，处理能力大，适应性强，操作弹性大，尤其在高温、高压和大型装置中应用更为普遍。
1.1.2 列管式换热器种类
列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：浮头式换热器、固定式换热器、U型管换热器、填料式换热器等。
1）浮头式换热器（代号F）
浮头式换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称为浮头。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。
图1 浮头式列管换热器
1—管程隔板；2—壳程隔板；3—浮头
浮头式换热器的特点是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。这种换热器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，在运行中浮头处发生泄漏，不易处理。浮头式换热器是适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。
2）固定管板式换热器(代号G)
固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度相差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性形变来补偿因温差应力而引起的热膨胀。固定管板式换热器主要由外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。结构特点是在壳体上设置管束，管束两端用焊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，管板外圆周和封头用螺栓紧固，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。
这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用。固定板式换热器的优点可归结为：①旁路渗流较小。②造价低。
③无内漏。缺点是壳体和管壁的温差较大，易产生温差力，壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命较低，不适用于壳程易结垢场合。
3）U型管式换热器（代号Y）
这类换热器只有一个管板，管程至少两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。
4）填料式换热器
这类换热器管束一断可以自由膨胀，结构比浮头式换热器简单，造价也较低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。
1.2方案设计和拟定
1.2.1 流体流经管程或壳程的选择原则
（1）不清洁或易结垢的流体宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走管程；对于U 形管管束，宜走壳程。
（2）腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀。
（3）压力高的流体宜走管程，以避免制造较厚的壳体。
（4）为增大对流传热系数，需要提高流速的流体宜走管程，因管程流通截面积一般比壳程的小，且做成多管程也叫容易。
（5）两流体温差较大时，对于固定管板式换热器，宜将对流传热系数大的流体走壳程，以减小管壁和壳体的温差，减小热应力。
（6）蒸汽冷凝宜在壳程，以减小排除冷凝液。
（7）需要冷却的流体宜选壳程，便于散热，以减少冷却剂用量。但是温度很高的流体，其热能可以利用，宜选管程，以减少热损失。
（8）黏度大或者流量较小的流体宜走壳程，因有折流挡板的作用，在低Re下（Re>100）即可达到湍流。
以上原则中，可能有时是相互矛盾的，在实际使用中不能同时满足要求。所以，在实际的设计中，应该认真调查研究，对具体情况做出具体分析，抓住主要方面进行设计。
1.2.2 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。
下表为列管式换热器内的适宜流速范围：
下表为不同粘度的流体流速范围（以普通钢管为例）：
1.2.3 选择列管式换热器的类型
两流体温度变化情况，冷流体进口温度20℃，出口温度80℃；蒸汽进口温度120℃，出口温度接近100℃，该换热器用蒸汽来加热混合液，考虑到清洗等各方面的因素，初步确定为固定式的列管式换热器。
1.2.4 换热器材质的选择
对于列管式换热器，首先根据换热流体的腐蚀性或其他特性选择其结构材料，同时具有耐热性、高强度、及耐腐蚀性的材料很少。目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等，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，但价格高且稀缺，尽量少用，本次设计中采用的材料为不锈钢。
1.2.5 流动空间及管子规格及排列方法
对一定的传热面积而言，传热管径越小，换热器单位体积的传热面积越大。对清
洁的流体，管径可取小些，而对粘度较大或易结垢的流体，考虑灌输的清洁方便或避免管子堵塞，管径可取大些。目前我国试行的系列标准中，管径有φ19mm ×2mm 、φ25mm ×2mm 和φ25mm ×2.5mm 等规格。管板上管子的排列方法常用的有等边三角形、正方形直列和正方形错列等。
1.2.6 壳体有圆缺形折流挡板时对流传热系数的计算
对关外装有切去25%（直径）的圆缺形折流挡板时，可用图4-53求取对流传热系数。 当Re ＞10000时，用下式计算比较简便
0.8=0.023()()
p n
C du d λραμλ
流体被加热时，n=0.4：流体被冷却，n=0.3
蒸汽在水平管外冷凝的对流传热系数
231/4
2/30=0.725()
g r n d t ρλαμ
管子的当量直径
管子正方形排列时，()0202/44d d t d e ππ??? ?
?
-=
管子正三角形排列时，()0202/4234d d t d e ππ???
?
??-=
1.2.7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较多时，有时会使管内流速变低，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，使管板上可利用得面积减少，设计时应全面考虑。列管式换热器的系列标准中的管程数有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。
第
2章 列管式换热器的设计计算
2.1 设计计算基本步骤
列管式换热器的尺寸与其结构形式有关，步骤大概如下：
① 确定流体两端温度，选择列管式换热器的形式； ② 换热器的热负荷计算；
③ 确定流体的流动途径，计算定性温度，确定物性数据；
④ 计算平均温差，如果温差校正系数ψ﹤0.8，应增加ψ值，使其不小于0.8； ⑤ 依据生产实际情况或经验之范围，选择合适的总传热系数K ； ⑥ 初估传热面积；
⑦ 选择管子尺寸（管子直径）；
⑧ 计算管子数和管长，对管子进行排列，确定壳体直径； ⑨ 根据管长与壳体直径的比值，确定管程数；
⑩ 计算管程和壳程压力降，若压力降不符合要求，调整流速，再确定管程数或折流板的间距，或选择另一个规格的换热器，重新计算压力降直至满足要求为止；
○11 计算管程和壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算得到总传热系数K ’，
比较初设值K 与计算值K ’，若K ∕K` =1.15~1.25，则初选或初步设计的换热器合适；如果不满足上述要求，用计算值代替初设值，从步骤6起，重复以上计算，直至满足要求为止。
2.2 确定列管换热器的形式
2.2.1 确定流体通入空间 混合液走壳程，蒸汽走管程 2.2.2 确定流体的定性温度、物性数据：
可取流体进出口温度的平均值 T 1=120℃，T 2=100℃；t 1=20℃，t 2=-80℃
壳程油的定性温度为
20+80
=
=502t C ? 管程流体水的定性温度为
120+100
=
=1102T C ?
两流体温差 =110-50=60T t C -?
由于两流体温差较大，故选用固定式列管换热器。根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据如下：
2.3 初选换热器规格
2.3.1 计算热负荷Q
362p2218000
==
3.9971060=1.2103600m Q q C T W ????
忽略换热器的热损失，水的流量可由热量衡算求得，即
6
m163
12 1.210q ===0.524/r+C (T -T ) 2.20510+4.23310(120-100)
p s Q kg s ????
2.3.2 平均对数温度差
逆流时有 蒸汽： 120℃ → 100℃
混合液： 80℃ ← 20℃ 逆流温差为：
1212
t -t 80-40
=
==57.7t 80
ln ln
40t m t C ?逆
其中Δt 1=T 1-t 2，Δt 2=T 2
-t 1 2.3.3 计算平均传热温差、校正系数
平均温差为：
2111t -t 60
==0.6-t 100
P T =
122120
=
==0.33t t 60
T T R --
按单壳程，偶数管程结构，查温差校正系数查有关图表得，
=0.950.8ψ＞，故可选用单壳程的固定换热器。 则平均传热温差m m t =t =0.9557.7=54.8C ψ??逆 2.3.4 估算传热面积
根据管内为水蒸汽，管外为混合液，K 值范围约为850~1700 W/(m 2·℃)，求传热面积需要先知道K 值，初选传热系数K 估=1300W/(m 2·℃)
则 6
2m 1.210=
==16.8m t 130054.8
Q A K ??估估
2.3.5 初选换热器规格
由上述计算及换热器系列标准初选固定式换热器，初步选取的非正常换热器规格 2.3.6 试选型号
1.管径和管内流速 选用252mm φ? 不锈钢，取管内流速=0.5/i u m s 1=0.021d m ，2=0.025d m
2.管程数和传热面积 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
22
0.524/951.0
=
=40.7850.7850.0210.5
v s i q n d u ≈??
3.按单程管计算，所需的传热管长度为
22s
16.8
=
=53.5m
d n 0.7850.0210.5A L π=
??估
4.按单管程设计，传热管过短宜采用单管程结构，根据本设计实际情况，采用非标准设计，现取传热管长l=0.70m ，则该换热器的管程数为
p 53.5==76l 0.70L N =
（管程）
由于管程数太多，固分程两个换热器串起来传热，所以一个换热器的管程数位38
5.传热管总根数 =438=152T N ?（根）
6.传热管排列和分程方法，每程内均按正方形排列 取管心距2t=1.25d =1.2525=31.2532mm ?≈
隔板中心到离其最近一排管中心距离 t
=+6=22mm 2S
各程相邻管的管心距为44mm
7.壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算，则壳体内径为
i c =t n -1+2e=3214-1+225=466mm D ?（）
（） 可去
D=500mm c c n n =114
≈—横过管束中心线的管数，管子按正方形排列
2
e mm e=115d —管束中心线最外层管中心至壳体内壁的距离，；通常取（.）
=1.025=25mm ?
8.折流板 折流挡板间距 h=0.3=0.3500=150mm D ?? ，
折流板数 l 0.70=-1=-13h 0.15B N ≈块
初选的固定式换热器的主要参数
第3章 列管式换热器的设计校核
3.1 换热器核算
3.1.1 校核总传热系数K
① 管程蒸汽的对流传热系数1α
管程蒸汽的流速为：
m1112
2
1q /0.524/951.0
u =
==0.4/40.7850.0214
s m s d n ρπ
??
管程雷诺数为：
4
111
1-4
1
0.0210.4951.0=
=
=3.0810()2.5910
e d u R ρμ????湍流
普朗特准数为：
3-4p11
r1 4.23310 2.5910=
==1.6
0.685C P μλ
???
对流传热系数为：
232361/41/42
12/32/3-4
c 2g r 951.09.810.685 2.20510=0.725=0.725()=7332/()n 12 2.59100.02520W m C
d t ρλαμ?????????（）
② 壳程混合液的对流传热系数2α 壳程最大流通截面积
22d 25=h 1-=015051-=0.0164m t 32S D ??（）..（）
壳程混合液流速为：
2m225
u =q /=
=0.3m /s
11140.0164ρ?（S ）
由正方角形排列的当量直径：
22222e 24t -d 40032-078500254d =
==0.027m
d 3.140.025π
π??（）
（...）
壳程雷诺数为：
4
e 22
e2-3
2
d u 0.02711140.3
=
=
=1.9100.4910
R ρμ????
普朗特准数为：
3-3p22
r2 3.997100.4910=
==3.67
0.534C P μλ
???
因为当Re ＞10000时，故可用下式计算
0.8=0.023()()
p n
C du d λραμλ
2
=3390W/m ?（K ）
总传热系数 K
管壁厚度b=0.002
污垢热阻：-42si =0.8610m /R K W ??（蒸汽）
混合液的热阻为0
不锈钢热导率 =16.5/m W K λ?
2
2si 0m 11
bd d 11++d d R K αλα=+
则K -42
10.0020.0250.025
=
++0.8610+339016.50.023733254.8
=1551/m W K ?????
选用该换热器时，要求过程的总传热系数为1300W/(m 2·K)，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的总传热系数K=1551W/(m 2·K)，因此，所选择的换热器的安全系数为：
1551-1300
=
100%=19.3%
1300η?
其在10%~25%间，故该换热器传热面积的裕度符合要求。 3.1.2 壁温核算
因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按下式计算
m m h
h
T /t /1/1/c w c t αααα+=
+
式中两流体的平均温度T m 和t m 分别为
m 120+100=
=1102T C ? m 20+80
t ==502C ?
代入数据，得传热管平均壁温为
w 110/7332+50/3390
t =
=69C
1/73321/3390?+
壳体壁温，可近似取壳程流体的平均温度，即T=50℃ 壳体壁温和传热管壁温之差为
=69-50=19C t ?
故可选用固定式换热器。
3.2换热器压强降核算
3.2.1 管程压强降计算
()p s t i N N F P P P 21?+?=∑?
上式中 壳程数1=s N ，管程数,
=38
p N
4.1=t F ，2
1112i
u l P d ρλ?= ,22222u P ρζ?=
由
4
1=3.0810e R ?，传热管相对粗糙度
0.1
0.0047620
=，查莫狄图——摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系得
=0.029i λ，流速=0.4/i u m s ，3=951.0/kg m ρ，所以
2
10.70951.00.4=0.029=73.50.0212a
p P ???
2
2951.00.4=3=228.22a
p P ??
()p s t i N N F P P P 21?+?=∑?
4
a =(73.5+228.24) 1.4138
=16053P 410a P ????＜
管程流动阻力在允许范围之内。 3.2.2 壳程压强降计算
()''12i t s P P P F N ∑?=?+?
1=s N ,1=t F .15
流体流经管束的阻力： 摩擦系数f o Re o >500时
-0.2284-0.2280e2f =5.0R =5.01910=0.53
???（.）
管子为正方行排列取F=0.3 ，c n =14
折流挡板间距h=150mm ，折流挡板数l 0.70
N =-1=-1=3
h 0.15B ，
()
2122
'
1
u N n Ff P B c o ρ+=?
2
11140.3=0.30.531442
=446.36a P ?????
流体流过折流板缺口的阻力：
2h 25.322'2u D N P B ρ??
? ??-=? =2
0.311140.33(3.5-)=436.130.52a
P ?? ()s
t o N F P P P ''21?+?=∑?
=(446.36+436.13) 1.151
=1015P a ?? ＜
50.410a
P ?
壳程流动阻力也比较适宜。
由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，故所选换热器合适。
浮头式换热器部分零件数和本质
管箱 碳钢 定矩管25 2.0φ? 碳钢 拉杆 12φ 碳钢 折流板 10δ 碳钢 换热器 25 2.0φ? 不锈钢 支座 碳钢 缓冲板 不锈钢 管程隔板 不锈钢
第4章
辅助设备的计算与选择
4.1.折流板
设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。常用的有弓形折流板（图1-20）和圆盘-圆环形折流板（图1-21），弓形折流板又分为单弓形[图1-20（a ）]、双弓形[图1-20（b ）]、三重弓形[图1-20（c ）]等几种形式。
单弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h为壳体公称直径Dg的15%～45%，最好是20%，见图1-22（a）；在卧式冷凝器中，折流板底部开一90°的缺口，见图1-22（b）。高度为15～20mm，供停工排除残液用；在某些冷凝器中需要保留一部分过冷凝液使凝液泵具有正的吸入压头，这时可采用带堰的折流板，见图1-22（c）。
在大直径的换热器中，如折流板的间距较大，流体绕到折流板背后接近壳体处，会有一部分液体停滞起来，形成对传热不利的“死区”。为了消除这种弊病，宜采用双弓形折流板或三弓形折流板。
从传热的观点考虑，有些换热器（如冷凝器）不需要设置折流板。但为了增加换热器的刚度，防止管子振动，实际仍然需要设置一定数量的支承板，其形状与尺寸均按折流板一样来处理。折流板与支承板一般均借助于长拉杆通过焊接或定距管来保持板间的距离，其结构形式可参见图1-23。
由于换热器是功用不同，以及壳程介质的流量、粘度等不同，折流板间距也不同，其系列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。
允许的最小折流板间距为壳体内径的20%或50mm，取其中较大值。允许的最大折流板间距与管径和壳体直径有关，当换热器内流体无相变时，其最大折流板间距不得大于壳体内径，否则流体流向就会与管子平行而不是垂直于管子，从而使传热膜系数降低。
折流板外径与壳体之间的间隙越小，壳程流体介质由此泄漏的量越少，即减少了流体的短路，使传热系数提高，但间隙过小，给制造安装带来困难，增加设备成本，故此间隙要
求适宜。
折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表5.5.1所列数据。
表5.5.1. 折流板厚度/ mm
壳体公称
内径/mm
相邻两折流板间距/mm
≤300 300～450 450～600 600～750 ＞750
200～250 3 5 6 10 10 400～700 5 6 10 10 12 700～1000 6 8 10 12 16 ＞1000 6 10 12 16 16
支承板允许不支承的最大间距可参考表5.5.2（右）所列数据。
表
4.6.3
支承
板厚
度以
及支承板允许不支承的最大间距
经选择，我们采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：
h=125mm
取折流板间距B=0.3D，则：
B=0.3×500=150mm
可取B=150mm
因而查表可得：折流板厚度为6mm，支承板厚度为6mm，支承板允许不支承最大间距为1800mm。
折流板数
l0.70
=-1=-13
h0.15
B
N≈块
折流板圆缺面水平装配。
4.2.接管
4.2.1.壳程流体进出口时接管
取接管内油品流速为u=0.3m/s
则接管内径为：
所以，取标准管的内径为150mm。
查表得，PN<4.0MPa的接管外伸长度为200mm。
4.2.2.管程流体进出口时的接管
取接管内循环水流速u=0.4m/s，则接管内径：
d m
取标准管径为50mm。
查表得，查表得，PN<6.4MPa的接管外伸长度为80mm。