目录
1绪论 (1)
1.1设计题目 (1)
1.2 设计条件 (1)
1.3设计内容 (1)
1.4设计方案的选定 (1)
2管壳式换热器零、部件的工艺结构设计 (4)
2.1换热器管型 (4)
2.2换热器管径 (4)
2.3管间距 (4)
2.4管、壳壳层分布 (4)
2.5管板与壳体连接................................................................................................... 错误！未定义书签。
2.6管层结构 (4)
3壳体设计计算 (5)
3.1管径 (5)
3. 2管子数 (5)
3. 3管子排列方式、管间距 (5)
3.4壳体直径的确定 (5)
3.5壳体壁厚计算 (6)
3.6校核 (6)
4封头 (8)
4.1封头选择 (8)
4.2封头校核计算 (8)
5容器法兰 (9)
6管板 (10)
6.1管板尺寸确定 (10)
6.2管板与壳体连接 (10)
6.3管板厚度 (10)
7管子拉脱力的计算 (12)
8计算是否安装膨胀节 (14)
9折流板的设计 (16)
10开孔补强 (17)
11支座 (19)
11.1裙座设计 (19)
11. 2基础环设计 (21)
11. 3地脚栓设计 (21)
参考文献 (23)
设计总结 (24)
附录 (25)
1绪论
1.1设计题目
管壳式换热器的机械设计
1.2 设计条件
(1)气体工作压力：
管层：半水煤气0.82MPa
壳层：变换气0.78MPa
(2)壳壁温差：50℃，t t＞t s
壳程介质温度为320-450℃，管程介质温度为280-420℃
(3)换热面积：130m2
(4)壳体与支座对接焊接，塔体焊接接头系数Φ=0.9
1.3设计内容
1管壳式换热器的结构设计
2壳体及封头壁厚计算及其强度、稳定性校核
（1）根据设计压力初定壁厚；
（2）确定管板结构、尺寸及拉脱力、温差应力；
（3）计算是否安装膨胀节；
（4）确定壳体的壁厚、封头的选择及壁厚，并进行强度和稳定性校核。
3筒体和支座水压试验应力校核
4支座结构设计及强度校核
包括：裙座体、基础环、地脚螺栓
5换热器各主要组成部分选材，参数确定
6编写设计说明书一份
7绘制2号装配图一张，Auto CAD绘3号图一张（塔设备）
1.4设计方案的选定
(1)换热器管型
管子外形有光管、螺纹管。相同条件下, 采用螺纹管管束比光管管束能增加换热面积
2 倍左右。同时, 由于螺纹管的螺纹结构能有效破坏流体边界层, 有效提高了换热器的传热能力。当壳程介质易结垢时, 由于外螺纹管束沿轴向的胀缩作用使换热管外壁的硬垢脱落, 具有良好的自洁作用, 能够有效防止管束外壁的结垢, 减小换热器壳程热阻, 提高换热器的传热能力。
(2)换热管径
由于小直径换热管具有单位体积传热面积大, 换热器结构紧凑, 金属耗量少, 传热系数高的特点, 在换热器结构设计中, 对于管程介质清洁、不易结垢的介质, 采用小管径管束能有效增加换热面积。相同条件下, 采用Φ19mm管束比采用Φ25mm管束能提高传热面积30%～40% , 节约金属20% 以上。
(3)换热管排列方式
管子的排列方式有等边三角形、正方形和同心圆排列等, 对于壳程介质不易结垢或可用化学方法清洗污垢的介质, 采用三角形排列可使换热器的外径减小15% ; 对于需要机械清洗的管束, 管子排列应采用正方形; 对于小于300mm 的换热器, 为使管束排列紧凑, 可采用同心圆排列。
(4)管、壳分程设计
壳程分程设计。为了提高换热器传热能力, 且不使换热管太长, 壳程利用横向折流板或纵向折流板分程。壳程分程可增加对壳程换热介质的扰动, 使壳程换热介质流速增加, 流程加大,换热介质横向冲刷扰动加大, 提高换热器传热能力。
(5)折流板
折流板的结构设计包括型式的确定, 形状的设计, 缺口高度设计和折流板间距设计。在换热器结构设计中, 合理设计折流板间距是保证壳程换热介质的压力降满足设计要求的关键。
(6)管、壳程进、出口的设计
对换热器的使用寿命影响较大, 特别是壳程换热介质流速较高或介质中含有固体颗粒。为保证管程流体的均匀分布, 充分发挥换热管的换热性能, 管程进、出口应设置在换热器管程的底部和顶部。
(7)换热器的选型
管壳式换热器有三种类型，分别为固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器和填料函式换热器。所设计换热器用于半水煤气和变换气的传热，粘度较小，不易结垢，不易腐蚀管道，所以选用浮头式换热器，浮头便于拆卸、清洗，且半水煤气走壳程也方便散热，与冷却介质温差较大，也避免产生温差应力产生管道变形。综上所述，换热器选择浮头式，半水煤气走壳程。
图1-1 浮头式换热器
(8)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。故拟取变换气流速为20m/s。(9)材质的选择
管壳式换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。
根据实际需要，可以选择使用不锈钢材料。
(10)管层结构
正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗。对于多管程换热器，常采用组合排列方式。每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。
图1-2 三角形错列
图1-3三角形直列
2管壳式换热器零、部件的工艺结构设计
2.1换热器管型
管子外形有光管、螺纹管。相同条件下, 采用螺纹管管束比光管管束能增加换热面积2 倍左右。同时, 由于螺纹管的螺纹结构能有效破坏流体边界层, 有效提高了换热器的传热能力。当壳程介质易结垢时, 由于外螺纹管束沿轴向的胀缩作用使换热管外壁的硬垢脱落, 具有良好的自洁作用, 能够有效防止管束外壁的结垢, 减小换热器壳程热阻, 提高换热器的传热能力。本设计选用光管。
2.2换热器管径
换热器中最常用的管径有φ19mm×2mm和φ25mm×2.5mm。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，单位传热面积的金属耗量更少。本设计选用Φ25×2.5的无缝钢管，材质为20号钢，管长3m。
2.3管间距
采用正三角形排列，由《化工设备机械基础》[1]表7-4查得层数为13层，查表7-5取管间距a=32mm.
2.4管、壳层的分层
为了提高换热器传热能力, 且不使换热管太长, 壳程利用横向折流板或纵向折流板分程。壳程分程可增加对壳程换热介质的扰动, 使壳程换热介质流速增加, 流程加大,换热介质横向冲刷扰动加大, 提高换热器传热能力。本设计采用纵向分程。
2.5管板与壳体的连接
管壳式换热器管板与壳体的连接结构与连接形式有关，分为拆分式和不可拆分式两类。本设计选用浮头式换热器，因此固定端管板与壳体间采用可拆连接。
3壳体设计计算
3. 1管径
换热器中最常用的管径有φ19mm×2mm 和φ25mm×2.5mm 。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，单位传热面积的金属耗量更少。本设计选用Φ25×2.5的无缝钢管，材质为20号钢，管长3m 。
3.2管子数
选用Φ25×2.5的无缝钢管，材质为20号钢，管长3m
n F L d 均π=
()根
均6133
0225.014.3130
F
=??=
=
n
L d n π
其中，因安排拉杆需要减少6根，实际管数607根
3. 3管间距
采用正三角形排列，由《化工设备机械基础》[1]表7-4查得层数为13层，查表7-5取管间距a=32mm.
3.4壳体直径的确定
根据已知条件，管间距a=32mm ，查表7-4的正六角形对角线上的管子数b=27，l 为最外层管子的中心到壳壁边缘的距离，Φ25×2.5。
l
b a D i 2)1(+-=
02d l =
()mm
9322522)127(32=??+-?=i
D
圆整后取壳体内径1000
=i
D mm
3.5壳体壁厚计算
材料选用20R 钢，计算壁厚为：
c
t
i
c p D p -=
φσδ][2
式中 c p -计算压力，取c p =1.0MPa ；
i D =1000mm ；φ=0.9
t
][σ=92MPa(设壳壁温度为350°C )
将数值代入上述厚度计算公式，可以得知：
mm
08.61.0
-0.929210001.0=???=
δ
查《化工设备机械基础》表4-11，4-9取0
.12
=C mm ；25.01
=C mm
=n δ 6.08+1.0+0.25=7.33 mm
圆整后取0
.8=n
δ
mm
复验25
.048.0%6>=?n
δ
mm
，最后取25
.01
=C mm
该壳体采用20钢8mm 厚的钢板制造。
3.6校核
液压试验应力校核
[]
[]Mpa
P
P t
T 25.1125.125.1=?==σσ
式中，T P -试验压力，MPa
P
-设计压力，MPa
[]σ-试验温度下的许用应力，MPa
[]t
σ-设计温度下的许用用应力，MPa
s
e
e i T T D P φσ
δδσ9.02)
(≤+=
75.625.00.18=--=-=C n e δδmm
查《化工设备机械基础》附表9-1Mpa
s
245=σ
Mpa
T 22.9375
.62)
75.61000(25.1=?+?=
σ，
Mpa
s
45.1982459.09.09.0=??=φσ
可见φσ
σ9.0≤T
故水压试验强度足够。
强度校核
设计温度下的计算应力：
Mpa
D p e
e i c t
57.7475
.62)
75.61000(0.12)
(=?+?=+=δδσ
Mpa
t
8.829.092][=?=φσ﹥t σ
最大允许工作压力
Mpa
D P e
i e
t
w 11.175
.6100075.69.0922][2][=+???=
+=
δφδσ
故强度足够。
4封头
4.1封头的选择
本设计选用椭圆形封头，根据查《化工设备机械基础》[1]表4-15，得直边高度mm
h 400=
形状系数K
???
????
?
???
?
??+=2
12261h D K i
根据已知条件确定K=1
4.2封头校核
上下封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002标准，封头为DN1000×8，查《化工设备机械基础》[1]表4-14,4-15得曲面高度250
1
=h
mm
，直边高度mm
h 400
=,K=1的标
准椭圆形封头计算厚度，材料选用20R 钢。如图 所示
mm
06.60
.15.09.092210000.10.15.0][2=?-????=
-=c
t
i
c p D Kp φσδ
Mpa
KD
p e
i
e
t
w 11.175
.65.010000.175.69.09225.0][2][=?+????=
+=
δφδσ
图4-1 椭圆型封头
5容器法兰
材料选用16MnR根据JB/T4703-2000 选用DN1000，PN1.6Mpa的榫槽密封面长颈对焊法兰。查《化工设备机械基础》[1]附表14得法兰尺寸如下表5-1：
表5-1
公称直径DN/mm
1000mm
法兰尺寸/mm螺柱
1160 1115 1076 1066 1063 66 27 规格M24数量32
法兰图示如下：
图5-1法兰
6管板
6.1管板尺寸确定
管板除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个重要的受压器件。查《化工单元设备设计》[2]P25-27得固定管板式换热器的管板的主要尺寸，见表6-1
表6-1
公称直径DN/mm
1000mm
管板尺寸/mm 螺柱 1160 1115 1016 1070 1058
58
27
数量24
6. 2管板与壳体连接
在固定管板式换热器中，管板与壳体的连接均采用焊接的方法。由于管板兼作法兰与不兼作法兰的区别因而结构各异，有在管板上开槽，壳体嵌入后进行焊接，壳体对中容易，施焊方便，适合于压力不高、物料危害性不高的场合。
6. 3管板厚度
一般浮头式换热器受力较小，其厚度只要满足密封性即可。对于胀接的管板，考虑胀接刚度的要求，其最小厚度可按表6-2选用。
表6-2
换热器管子外径0
d /mm
≤25 32 38 57 管板厚度/mm
30
d /4
22
25
32
设计管板如图6-1所示：
图6-1 管板
7管子拉脱力计算
计算数据按表7-1选取
表7-1
项目 管子 壳体 操作压力/Mpa
0.82 0.78 材质 20钢 20R 线膨胀系数 1.8×10-6 1.8×10-6 弹性模量 0.21×106
0.21×106 许用应力/Mpa
101
92
尺寸 30005.225??φ
81000?φ
管子根数 607 管间距/mm 32
管壳壁温差/℃ 50=?t
管子与管板连接方式
开槽胀接
胀接长度/mm =l 50
许用拉脱力/Mpa
4.0
在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力p q
l
d pf
q p 0π=
其中
396
25
4
32
866.04
866.02
2
202
=?-
?=-
=π
π
d a
f
()mm 2
Mpa
p
82.0=, 50
=l
Mpa
q p 08.050
2514.339682.0=???=
温差应力引起的每平方米胀接周边所产生的拉脱力t q
l
d d d q o i t t 4)
(2
20-=
σ
s
t s t t
A A t t E +
-=
1)(ασ
25321
8100814.3n =??==δπ中D A s ()
mm 2
107211
607)2025
(4
14.3)(4
2
2
2
20=?-?=
-=
n d d A i t π
()
mm 2
Mpa
t
7.2325321
107211150
1021.010
8.116
6
=+
????=
-σ
(
)
Mpa
q t 07.150
25420
25
7.232
2
=??-?=
由此可知p q ，t q 作用方向相同，都使管子受压，则管子的拉脱力：
[]
q q q q p t <=+=+=14.107.107.0
因此拉脱力在许用范围内。
8膨胀节的选取
管、壳壁温差所产生的轴向力为：
6
6
6
110
54.210721125321107211
2532150
1021.0108.11)
(?=??+????=
+-=-t
s t
s s t A A A A t t E F α
压力作用于壳体上的轴向力：
t
S s A A QA F +=
2
]
)2()[(4
2
020
2
t t s i p d n p nd
D Q δπ
-+-=
=
]82.0)5.2225(60778.0)256071000
[(4
2
2
2
??-?+??-π
6
10
644.0?=
N
F 6
6
21012.0107211
2532125321
10
446.0?=+??=
压力作用于管子上的轴向力为：
N
A A QA F t
S t 6
6
310
52.025321
107211107211
10
446.0?=+??=
+=
Mpa
A F F s
s
1.10525321
10
21.010
54.26
6
2
1=?+?=
+=
σ
Mpa
A F F t
t
8.18107211
10
25.010
54.26
6
3
1-=?+?-=
+-=
σ
根据GB 151-1999《管壳式换热器》
Mpa Mpa t
s s
8.1811019.02][21.105=??=<=σφσ
Mpa
Mpa t t t
6.165929.02][28.18=??=<-=σφσ
条件成立，故本换热器不必安装膨胀节
9折流板设计
本设计采用弓形折流板，折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表9-1所列数据
表9-1 折流板厚度
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
经选择，我们采用弓形折流板，h=
mm
75010004
34
3=?=
i D , 折流板间距取600mm,
查《化工设备机械基础》表7-7得折流板最小厚度为6mm,折流板外径负偏差-1.1 查《化工设备机械基础》表7-9折流板外径为995.5 mm,材料Q235-A 钢 查《化工设备机械基础》表7-10拉杆φ12，共10根，材料Q235-A .F 钢 折流板如图9-1所示
图9-1 折流板
10开孔补强
确定壳体和接管的计算厚度及开孔直径 接管计算厚度为
c
t
c t p D p +=
φσδ][20
其中mm
2730
=D 选用20钢 查附表9得Mpa
t
92][=σ
mm
64.10
.19.09222730.1=+???=
t δ
开孔直径为： mm
25912)82273(21=?+?-=+=C d d
确定壳体和接管实际厚度，开孔有效补强面积及外侧有效补强高度h 已知壳体名义厚度mm
8=n
δ，补强部分厚度为mm
4=nt
δ
接管有效补强宽度为 B=2d=mm
5462592=?
接管外侧有效补强高度 mm
3242591
=?=
=
nt d h δ
计算需要补强的金属面积和可以作为补强的金属面积 需要补强的金属面积为：
()2mm
72.157408.6259=?==δd A
可以作为补强的金属面积为：
()21mm
53.173)08.675.6)(259518())((=--=--=δδe d B A ()2
12mm
04.3271)64.175.6(322)(2=?-??=-=r t t f e h A δδ
()221mm
47.50004.32753.173=+=+=A A A e
比较A A e 与，A
A e
<，所以壳程接管需要补强，而管程接管的公称直径较大，也需要补强。
常用的结构是在开孔外面焊上一块与容器壁材料和厚度都相同即8mm 厚的钢板。 换热器开孔补强结构如下图10-1
图10-1 补强结构
11支座
11.1裙座设计
采用圆筒形裙式支座，裙座与塔体的连接采用焊接，由于对接焊缝的焊缝受压，可承受较大的轴向力，故采用对接形式。取裙座外径与封头外径相等。并且取裙座的厚度与封头的厚度相同，即裙座尺寸为Ф1000×8mm.。裙座材料选用Q235-A。
图11-1 裙座壳与壳体的对接型式
表11-1 排气孔规格和数量
根据上图，设置两个排气孔，排气孔尺寸为Ф80，排气孔中心线至裙座壳顶端的距离为140
图11-2 裙座上部排气孔的设置
塔式容器底部引出管一般需伸出裙座壳外，
表11-2 引出孔尺寸
引出孔的加强管选用Q235-A的无缝钢管，引出管直径选用20
图11-3 引出孔结构
换热器课程设计说明书 专业名称：核工程与核技术姓名：*** 班级：*** 学号：*** 指导教师：*** 哈尔滨工程大学 核科学与技术学院 2017 年 1 月 13 日
目录 1 设计题目…………………………………………………………………………… 1.1 设计题目………………………………………………………………………1.2 团队成员……………………………………………………………………… 1.3 设计题目的确定过程………………………………………………………… 2 设计过程…………………………………………………………………………… 3 热力计算…………………………………………………………………………… 4 水力计算…………………………………………………………………………… 5 分析与总结………………………………………………………………………… 5.1 可行性评价和方案优选………………………………………………………5.2 技术分析………………………………………………………………………5.3 总结与体会……………………………………………………………………参考文献………………………………………………………………………………附录计算程序………………………………………………………………………
1.1、设计题目 设计一台管壳式换热器，把 18000 kg/h 的热水由温度 t 1 ’冷却至 t 1 ”，冷却水入口温 度 t 2 ’，出口温度 t 2 ”，设热水和冷却水的运行压力均为低压。 初始参数： 热水的运行压力：0.2MPa (绝对压力) 冷却水运行压力：0.16MPa(绝对压力) 热水入口温度 t 1 ’： 80℃； 热水出口温度 t 1 ”： 50℃； 冷却水入口温度 t 2 ’： 20℃； 冷却水出口温度 t 2 ”： 45℃； 1.3设计题目的确定过程 首先，我们小组集中讨论了本次课程设计内容，即换热器设计的内容和具体细节上的要求，然后在组内达成了共识——求同存异。在题目初始参数相同的情况下对后续的计算以及编程过程发挥各自的特长，并将自己存在的疑问于组内其他成员讨论，充分发挥组内成员的自主和协作能力，努力做到一个合格并且优秀的核专业学生应有的素质。 对于管壳式换热器的设计计算，我们查阅了相关的资料（在本说明书最后一并提到），第一次尝试选择参数，如下： 热水的运行压力：0.2MPa (绝对压力) 冷却水运行压力：0.16MPa(绝对压力) 热水入口温度 t 1 ’： 82℃； 热水出口温度 t 1 ”： 46℃； 冷却水入口温度 t 2 ’： 23℃； 冷却水出口温度 t 2 ”： 43℃； 并尝试进行初步计算，不过在后面进行有效平均温差的计算时，针对我们手头有限的资料（见附录3），为了保证R可查，将参数修正为以下值。 二次选择参数： 热水的运行压力：0.2MPa (绝对压力) 冷却水运行压力：0.16MPa(绝对压力) 热水入口温度 t 1 ’： 82℃； 热水出口温度 t 1 ”： 42℃； 冷却水入口温度 t 2 ’： 23℃； 冷却水出口温度 t 2 ”： 43℃； 继续往下计算，我们通过之前的知识，发现在换热器的设计中，除非处于必须降 ψ>，至少不小于0.8。 低壁温的目的，一般按照要求使0.9
《化工过程设备设计Ⅰ（一）》 说明书 设计题目：换热器的设计 专业： 班级： 学号： 姓名： 指导教师： 设计日期： 设计单位：青海大学化工学院化学工程系
目录 前言 (4) 任务书 (5) 目的与要求 (6) 一、工艺设计方案 (8) 二、确定物性数据 (9) 三、估算传热面积 (9) 四、工艺结构尺寸 (10) 五、换热器核算 (12) 六、设计结果概要一览表 (17) 七、参考文献 (19)
前言 化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中能够培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。 化工原理课程设计是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。围绕以某一典型单元设备(如板式塔、填料塔、干燥器、蒸发器、冷却器等)的设计为中心，训练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力。设计时数为3周，其基本内容为： (1)设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。 (2)主要设备的工艺设计计算(含计算机辅助计算)：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。 (3)辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备的规格、型号的选定。 (4)工艺流程图：以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能流量，主要测量点。 (5)主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。 (6)设计说明书的编写。设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介，工艺计算及主要设备设计，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参
本人希望在此搞一换热器专贴，以方便相关行业人员，一起探讨，共同成长．也希望大家多多支持，上传更多相关资料方便大家共享与学习（也很希望版主的支持与关注，能给提供资料和帮人很好解答问题的朋友予以奖励，使大家积极性更高）．一人有难时，大家能八方支援．谁要总结出一些关于这方面的经验或心得，能拿出来与大家分享那是最好，使后来人能站在巨人肩膀上更好成长．先以下面此文开篇（申明：不是本人自己总结，从别处看得，觉得很好，以此开篇，后面将陆续补上一些，我之前收集的关于换热器方面的资料，希望对大家有帮助） 换热器设计思路及相关知识 一、前言 换热器分类： 管壳式换热器根据结构特点可分为下列两类。 1.刚性结构的管壳式换热器：这种换热器又成为固定管板式，通常可分为单管程和多管程两种。它的优点是结构简单紧凑、造价便宜和应用较广；缺点是管外不能进行机械清洗。 2.具有温差补偿装置的管壳式换热器：它可使受热部分自由膨胀。该结构形式又可分成： ①浮头式换热器：这种换热器的一端管板能自由伸缩，即所谓“浮头”。他适用于管壁和壳壁温差大，管束空间经常清洗。但它的结构较复杂，加工制造的费用较高。 ②U形管式换热器：它只有一块管板，因此管子在受热或冷却时，可以自由伸缩。这种换热器的结构简单，但制造弯管的工作量较大，且由于管子需要有一定的弯曲半径，管板的利用率较差，管内进行机械清洗困难，拆换管子也不容易，因此要求通过管内的流体是清洁的。这种换热器可用于温差变化大，高温或高压的场合。 ③填料函式换热器：它有两种形式，一种是在管板上的每根管子的端部都有单独的填料密封，以保证管子的自由伸缩，当换热器内的管子数目很少时，才采用这种结构，但管距比一般换热器要大，结构复杂。另一种形式是在列管的一端与外壳做成浮动结构，在浮动处采用整体填料函密封，结构较简单，但此种结构不易用在直径大、压力高的情况。填料函式换热器现在很少采用。 二、设计条件的审查： 1. 换热器的设计，用户应提供一下设计条件（工艺参数）： ①管、壳程的操作压力（作为判定设备是否上类的条件之一，必须提供） ②管、壳程的操作温度（进口/出口） ③金属壁温（工艺计算得出（用户提供）） ④物料名称及特性 ⑤腐蚀裕量 ⑥程数 ⑦换热面积 ⑧换热管规格，排列形式（三角形或正方形） ⑨折流板或支撑板数量 ⑩保温材料及厚度（以便确定铭牌座伸出高度） ⑾油漆:Ⅰ.如用户有特殊要求，请用户提供牌号，颜色 Ⅱ.用户无特殊要求，设计人员自己选定 2. 几个重点设计条件 ①操作压力：作为判定设备是否上类的条件之一，必须提供 ②物料特性：如用户不提供物料名称则必须提供物料的毒性程度。 因为介质的毒性程度关系到设备的无损监测、热处理、锻件的级别
毕业设计开题报告 论文题目: 抽余液塔底换热器设计 学院化工装备学院 专业：过程装备与控制工程 学生姓名：邓华 指导教师：翟英明(高级工程师) 开题时间：2015年3月16日 一、选题目的 1、通过毕业设计，练习综合运用课程和实践的基本知识，进行融会贯通的独立思考。 2、在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到化工换热器设计的主要程序和方法。 3、培养分析和解决工程实际问题的能力。 4、树立正确的设计思想，培养实事求是，严肃认真，高度负责的工作作风。 5、通过此次设计任务，学会换热器的结构及强度设计计算及制造、检修和维护方法。 二、选题意义 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度高，放热；另一种流体温度低，吸热。换热器是实现传热过程的基本设备。而此设备是比较典型的传热设备。 二十世纪20年代出现板式换热器，并应用于食品工业。30年代初，瑞典首次制成螺旋板换热器。接着英国用钎焊法制造出一种由铜及其合金材料制成的板翅式换热器，用于飞机发动机的散热。30年代末，瑞典又制造出第一台板壳式换热器，用于纸浆工厂。在此期间，为了解决强腐蚀性介质的换热问题，人们对新型材料制成的换热器开始注意。60年代左右，由于空间技术和尖端科学的迅速发展，迫切需要各种高效能紧凑型的换热器，再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展，换热器制造工艺得到进一步完善，从而推动了紧凑型板面式换热器的蓬勃发展和广泛应用。此外，自60年代开始，为了适应高温和高压条件下的换热和节能的需要，典型的管壳式换热器也得到了进一步的发展。70年代中期，为了强化传热，在研究和发展热管的基础上又创制出热管式换热器。 化工、石油等行业中广泛使用各种换热器，它们是化工,石油,动力,食品及其它许多工业部门的通用设备，在工业设备价值及作用方面占有十分重要的地位。随着工业的迅速发展，能源消耗量不断增加，能源紧张已成为一个世界性问题。为缓和能源紧张的状况，世界各国竞相采取节能措施，大力发展节能技术，已成为当前工业生产和人民生活中一个重要课题。换热器在节能技术改造中具有很重要的作用，表现在两方面：一方面是在生产工艺流程中使用着大量的换热器，提高这些换热器效率，显然可以减少能源的消耗；另一方面，用换热器来回收工业余热，可以显著地提高设备的热效率。 三、国内现状 目前，我国换热器产业的市场规模大概为700亿人民币，主要集中于石油、化工、冶金、电力、船舶、集中供暖、制冷空调、机械、食品、制药等领域。其中，石油化工领域仍然是换热器产业最大的市场。基于石油、化工、电力、冶金、船舶、机械、食品、制药等行业对换热器稳定的需求增长，我国换热器产业在未来一段时期内将保持稳定增长。2010年至2020年期间，我国换热器产业将保持年均10～15%左右的速度增长。到2015年，我国换热器产
2010级应用化学专业《化工原理》课程设计说明书 题目： 姓名： 班级学号： 指导老师： 同组人员 完成时间：
《化工原理》课程设计评分细则 说明：评定成绩分为优秀（90-100），良好（80-89），中等（70-79），及格（60-69）和不及格（<60）
目录（按毕业论文格式要求书写）
第一部分设计任务书
第二部分设计方案简介评述 我们设计的是煤油冷却器，冷却器是许多工业生产中常用的设备。列管式换热器的结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广。列管式换热器有固定管板式、浮头式、U形管式和填料函式等类型。列管式换热器的形式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。由于两流体 的温差大于50 C，故选用带补偿圈的固定管板式换热器。这类换热器 结构简单、价格低廉，但管外清洗困难，宜处理壳方流体较清洁及不易结垢的物料。因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。
第三部分 换热器设计理论计算 １、试算并初选换热器规格 （1）、 定流体通入空间 两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一 般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。 （2）、确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式： 被冷却物质为煤油，入口温度为140℃,出口温度为40C 冷却介质为自来水，入口温度为30C ，出口温度为40C 煤油的定性温度：(14040)/290m T C =+= 水的定性温度：(3040)/235m t C =+= 两流体的温差：903555m m T t C -=-= 由于两流体温差大于50℃，故选用带补偿圈的固定管板式列管换热器。 两流体在定性温度下的物性数据 (3)、计算热负荷Q 按管内煤油计算,即 1253 361.981010() 2.2210(14040) 1.541610330243600 n ph W Q C T T W ?=-= ????-=??? 若忽略换热器的热损失，水的流量可由热量衡算求得,即 6 3,21() 1.54161036.94/4.17410(4030) c p c Q C t t W kg s =-?==??- （4）、计算两流体的平均温度差，并确定壳程数 逆流 温 差 212211222111 ()()(14040)(4030)39.09614040 ln ln ln 4030m t t T t T t t C t T t t T t ??-?------'====??---?- 121214040 104030 T T R t t --= ==--
一、冷凝器热力、结构计算 1.1冷凝器的传热循环的确定 根据冷库的实际工作工况：取蒸发温度015t C =-?，过热度5r t C ?=?，即吸入温度110t C =-?；过冷度 5K t C ?=? ,冷凝器出口温度535k k t t t C =-?=?，则C t k 40=. 查《 冷库制冷设计手册》第441页图6-7， R22在压缩过程指示功率82.0=i η kg kJ h /4051= kg kJ h /4452= ()K kg kJ s s ?==/7672.121 kg m v /06535.031= kg kJ h /4183= kg kJ h /2504= kg kJ h /2435= kg m v /108673.0335-?= kg kJ h h w t /4040544512=-=-= (3.1) kg kJ w w i t i /8.4882.040===η 图1-1系统循环p-h 图 lgp /MPa
kg kJ w h h i s /8.4538.4840512=+=+= 再查R22的圧焓图得C t s 802= kg m v s /02.032= 所需制冷剂流量为s kg h h Q q s k mo /3834.0243 8.4538152=-=-= 1.2冷却水流量vs q 和平均传热温差m T ?的确定 1.2.1冷却水流量vs q 确定 冷却水进、出口温度 C t ?='322,236t C ''=? ，平均温度C t m ?=34，由《传热学》563页的水的物性表可得: 3994.3/kg m ρ=4174/()p c J kg K =?620.746610/m s ν-=? 262.4810/()W m K λ-=?? 则所需水量: ()()s m t t c Q q p k vs /10879.4323641743.9941081333 '2''2-?=-???=-=ρ 1.2.2平均传热温差m T ?的确定 由热平衡 ：2323()()mo s p vs q h h c q t t ρ''-=?- ，有 2332()mo s p vs q h h t t c q ρ-''=-=()C 3.3510 879.4174.43.9944188.4533834.0363=???-?-- ()()C q c h h q t vs p mo 13.3210 879.4174.43.9942432503834.032t 354' 24=???-?+=-+=-ρ
列管式换热器的设计和选用的计算步骤 设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据 传热速率基本方程： 当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换 热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。 ◎初选换热器的规格尺寸 ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式， 重新计算。 ◆ 计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 估。 ◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排 列。◎计算管、壳程阻力 在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计 算，直到合理为止。 ◎核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。 ◎计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的 计算式为： 某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下： 表4-18 设计条件数据 物料流量 kg/h 组成（含乙醇量） mol% 温度℃操作压力 MPa 进口出口 釜液 3.31450.9
广东海洋大学 2013年清考试题 《换热器原理与设计》课程试题 课程号： 1420017 √ 考试 □ A 卷 □ 闭卷 □ 考查 □ B 卷 √ 考试 一．填空题（10分。每空1分） 1．相比较沉浸式换热器和喷淋式换热器，沉浸式换热器传热系数 较低。 2．对于套管式换热器和管壳式换热器来说， 套管式换热器 金属耗量多，体积大，占地面积大，多用于传热面积不大的换热器。 3．在采用先逆流后顺流<1-2>型热效方式热交换器时，要特别注意温度交叉问题，避免的方法是 增加管外程数 和两台单壳程换热器串联。 4．在流程的选择上，腐蚀性流体宜走 管程，流量小或粘度大的流体宜走壳程，因折流档板的作用可使在低雷诺数(Re ＞100)下即可达到湍流。 5．采用短管换热，由于有入口效应，边界层变薄，换热得到强化。 6. 相对于螺旋槽管和光管，螺旋槽管的换热系数高. 7. 根据冷凝传热的原理，层流时，相对于横管和竖管，横管 传热系数较高。 8.减小管子的支撑跨距能增加管子固有频率，在弓形折流板缺口处不排管，将 减小 管子的支撑跨距 9. 热交换器单位体积中所含的传热面积的大小大于等于700m 2/m 3，为紧凑式换热器。 10. 在廷克流动模型中ABCDE5股流体中，真正横向流过管束的流路为B 股流体,设置旁路挡板可以改善C 股流体对传热的不利 GDOU-B-11-302 班级： 姓 名： 学号： 试题共 4 页 加白纸3 张 密 封 线
影响。
二．选择题（20分。每空2分） 1.管外横向冲刷换热所遵循侧传热准则数为(C ) A. 努赛尔准则数 B. 普朗特准则数 C. 柯尔本传热因子 D. 格拉肖夫数 2.以下哪种翅片为三维翅片管( C ) A. 锯齿形翅片 B. 百叶窗翅片 C. C管翅片 D. 缩放管 3.以下换热器中的比表面积最小( A ) A．大管径换热器B．小管径换热器 C．微通道换热器 D. 板式换热器 4. 对于板式换热器，如何减小换热器的阻力(C ) A．增加流程数B．采用串联方式 C．减小流程数 D. 减小流道数。 5.对于板翅式换热器，下列哪种说法是正确的( C ) A．翅片高度越高，翅片效率越高 B．翅片厚度越小，翅片效率越高 C．可用于多种流体换热。 D. 换热面积没有得到有效增加。 6.对于场协同理论，当速度梯度和温度梯度夹角为( A )，强化传热效果最好。 A．0度B．45度 C.90度 D. 120度 7. 对于大温差加热流体(A ) A．对于液体，粘度减小B．对于气体，粘度减小 C．对于液体，传热系数减小 D. 对于气体，传热系数增大8. 对于下列管壳式换热器，哪种换热器不能进行温差应力补偿( B ) A．浮头式换热器B．固定管板式换热器 C．U型管换热器 D. 填料函式换热器。 9. 对于下列管束排列方式，换热系数最大的排列方式为( A ) A．正三角形排列B．转置三角形排列 C．正方形排列 D. 转正正方形排列。 10. 换热器内流体温度高于1000℃时，应采用以下何种换热器(A )
列管式换热器设计 第一节推荐的设计程序 一、工艺设计 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体，求出载热体的流量。 4、确定冷、热流体的流动途径。 5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。 6、初算平均传热温度差。 7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。 8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。 9、核算Ｋ。 10、校核平均温度差D。 11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算。 二、机械设计 1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。 2、换热器封头选择。
3、换热器法兰选择。 4、管板尺寸确定。 5、管子拉脱力计算。 6、折流板的选择与计算。 7、温差应力的计算。 8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。 9、绘制主要零部件图。 三、编制计算结果汇总表 四、绘制换热器装配图 五、提出技术要求 六、编写设计说明书 第二节列管式换热器的工艺设计 一、换热终温的确定 换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时，当流体出口终温与热流体入口初温接近时，热利用率高，但传热强度最小，需要的传热面积最大。 为合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据： 1、热端温差（大温差）不小于20℃。 2、冷端温差（小温差）不小于5℃。 3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5℃。 二、平均温差的计算 设计时初算平均温差Dtｍ，均将换热过程先看做逆流过程计算。
武汉工程大学化工机械专业毕业设计 列管式换热器设计 专业班级 学号 指导教师 成绩
列管式换热器设计 摘要 化工设备课程设计是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去完成某一设备设计任务的一次训练。 本次的设计的内容是水—CO2列管式固定管板换热器的设计。这方面的知识虽然我们在大三上学期进行了理论课的学习，但是了解和掌握的东西仍然很有限。在这次的课程设计，通过热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作，我们基本上完成了设计任务，也让我明白了怎么应用所学的化工设备知识，结合我们所掌握的其他相关学科的知识、计算机技术、参照相关的书籍文献等去解决实际的设计问题。并且通过在设计过程中，不断的发现问题解决问题，使我们能够更加熟练的运用这些知识与技能。这些经验的积累是对课堂学习的巩固和拓展，也是一次宝贵的经验积累。 当然在整个设计过程种，也离不开老师的悉心指导和同组各位组员的同心协力。在我们的实践过程中，通过小组各位组员的分工合作和相互配合，我们才能比较顺利的完成各个时段的工作，在遇到问题时，我们能够一起参与讨论，通过查阅资料、咨询老师等来解决。虽然在这个过程中，我们有发生过计算失误而重头开始计算，有过发现画图过程中的设计缺陷而重新设计等等问题，但这不但没有让我们知难而退，反而让我们更加深刻的认识到科学设计中所应该持有的严谨务实的态度的重要性。这些宝贵经验的积累，对我们今后的学习工作也一定会有很大的帮助。 关键词:结构设计,工艺计算
目录 第一章设计条件 (3) 第二章换热器结构设计 (3) 2.1管子数计算 (3) 2.2排列方式确定 (3) 2.3壳体直径确定 (4) 2.4壳体壁厚计算 (5) 2.5管板尺寸确定 (5) 2.6封头尺寸确定 (6) 2.7容器法兰选择 (6) 2.8管子拉脱力计算 (6) 2.9折流板计算 (8) 2.10支座确定 (9) 第三章换热器主要结构尺寸和计算结果列表 (9) 参考文献 (11) 致谢 (12)
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）
西安科技大学—乘风破浪团队 1 换热器的设计 1.1 换热器概述 换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多任务业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。换热器随着换热目的的不同，具体可分为加热器、冷却器、蒸发器、冷凝器，再沸器和热交换器等。由于使用条件的不同，换热设备又有各种各样的形式和结构。 换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有: ① 热负荷及流量大小； ② 流体的性质； ③ 温度、压力及允许压降的范围； ④ 对清洗、维修的要求； ⑤ 设备结构、材料、尺寸、重量； ⑥ 价格、使用安全性和寿命； 按照换热面积的形状和结构进行分类可分为管型、板型和其它型式的换热器。其中，管型换热器中的管壳式换热器因制造容易、生产成本低、处理量大、适应高温高压等优点，应用最为广泛。 管型换热器主要有以下几种形式： （1）固定管板式换热器：当冷热流体温差不大时，可采用固定管板的结构型式，这种换热器的特点是结构简单，制造成本低。但由于壳程不易清洗或检修，管外物料应是比较清洁、不易结垢的。对于温差较大而壳体承受压力较低时，可在壳体壁上安装膨胀节以减少温差应力。 （2）浮头式换热器：两端管板只有一端与壳体以法兰实行固定连接，称为固定端。另一端管板不与壳体连接而可相对滑动，称为浮头端。因此，管束的热膨胀不受壳体的约束，检修和清洗时只要将整个管束抽出即可。适用于冷热流体温
西安科技大学—乘风破浪团队 2 差较大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况。 （3）U 形管式换热器换：热效率高，传热面积大。结构较浮头简单，但是管程不易清洗，且每根管流程不同，不均匀。 表1-1 换热器特点一览表 分类 管 壳 式 名称 特性 管式 固定管板式 刚性结构用于管壳温差较小的情况(一般≤50°C)，管间不 能清洗 带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低的压 力 浮头式 管内外均能承受高压，壳层易清洗，管壳两物料温差>120℃； 内垫片易渗漏 U 型管式 制造、安装方便，造价较低，管程耐压高；但结构不紧凑、 管子不易更换和不易机械清洗 填料 函式 内填料函：密封性能差，只能用于压差较小场合 外填料函：管间容易泄露，不易处理易挥发、易爆易燃及压 力较高场合 釜式 壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离 套管 双套管式 结构比较复杂，主要用于高温高压场合或固定床反应器中
换热器设计指南 1总贝!I i.i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 -------- HEVRON 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一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；
风冷翅片管式换热器管内热阻与铜管翅片的接触热阻及管外空气侧的热阻比为2:1:7 翅片间距对传热系数有显著影响 翅片间距的影响受控于管排数，翅片间距越小，阻力系数f越大，管排数对阻力系数的影响很小。 翅片厚度越小，传热越好。 管排数越少，传热系数越大，管排数最好不要大于3。 1、风机功率不变的情况下，传热系数和传热温差随管排数的增加均减小，总换热量则先增加后减小，而平均每 排管的换热量随着管排数的增加而减小。通过计算，每增加1排管，平均每排管的换热量将减少18%左右，这说明增加管排数尽管增大了传热面积，但不能使总换热量显著持续的增加，因此不是一种经济的强化换热方式。 2、风速增大的情况下，换热量随风速的增加而增加，增加量随管排数的增加而减小，但是平均每排管的换热量 逐渐减小，最大可减少122%。 3、不同的风机功率水平下，换热量达到最大值的管排数不同，风机功率越大，换热量达到最大值的管排数也增 大。同时通过计算得出，在相同条件下，不同制冷剂的换热量会有不同，但管排数对使用不同制冷剂的换热性能影响趋势一致。 管排数对换热的影响 1、保持风机功率不变，当迎风面积不变时，增加管排数 a.空气侧压降增大，因风机功率不变，使得风机全压增大，因此风机风量随管排数增加而减少。 b.风机风量的变化量随管排数增加而越来越小，则空气侧压降的变化量也越来越小，说明管排数对压降的影 响随管排数的增加而减少。 c.迎风面积不变，只改变管排数，管排数增加风量减少，导致迎面风速也减小，则空气侧换热系数也随之降 低。但风速随管排数增加而减少的量比较小，所以空气侧平均换热系数变化并不显著。又因管排数增加使得换热面积增大，所以总换热量增加。 d.随管排数增加，换热量的增加量越来越小，说明随管排数增加，空气侧压降越来越大，风量减少使得空气 侧换热系数减小，同时，湿空气比焓差亦随之增加，但增加量逐渐减少，因此总换热量的增加越来越小。 e.增加管排数增大了换热面积，但却也增大了空气侧阻力，使进风量减少，同时推动湿空气与水膜之间热湿 交换的动力比焓差随管排数增加而增大，但随管排数增加其增加量逐渐减小，因此，当管排数增加到一定值时，总换热量反倒会开始减小。 f.对于风冷翅片管式换热器，空气的对流换热系数比制冷剂侧的换热系数小1至2个数量级，因此换热器的 热阻70%左右是在空气侧，管内侧换热系数的变化对传热系数的影响较小。 g.换热器管排数增加时，总换热量先增加后减小，其平均每排管的换热量是逐渐递减的。这说明管排数的增 加，使得总换热量有所增加，但是平均到每排管时其换热量反倒会减少，所以增加管排数尽管增大了换热面积，但不能使总换热量一直增加。 h.管排数持续增加至一定值时，使压降亦持续增大，从而使得换热系数和换热温差不断减小，所以尽管随管 排数增加换热面积增加，但总的换热量反倒几乎不变。 综上所述： 迎面风速一定时，只增加管排数，总换热面积随之增大，所以总换热量随管排数增加而增加，但随管排数增加空气侧压降是增大的，进风量在减小，所以总换热量虽然增加了，但平均到每排管的换热量反倒减小了，因此管排数增加到一定值后，总换热量就会开始减小。 迎面风速变化的情况下，即风机功率改变。在每一个风速状态下，随管排数增加其换热量的变化趋势是一致的，但不同的迎面风速下，使换热量达到最大值的管排数是不同的，其变化规律是：随着迎面风速的增大，使换热量达到最大值的管排数也增加。 当改变管内制冷剂种类时，随管排数增加其换热量的变化趋势是一致的，但因不同的制冷剂其本身固有的物性不同，所以使用不同的制冷剂，使换热量达到最大值的管排数亦不同。
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；
1.设计概述 1.1热量传递的概念与意义 1.热量传递的概念 热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 2. 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学士热力学的扩展。 3.传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： （1）热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。 （2）热对流（简称对流）流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。热对流仅发生在流体中，产生原因有二：一是因流体中各处温度不同而引起密度的差别，使流体质点产生相对位移的自然对流；二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动的强制对流。 此外，流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程，即是热由流体传到固体表面（或反之）的过程，通常称为对流传热。 （3）热辐射因热的原因而产生的电磁波在空间的传递称为热辐射。热辐射的特点是：不仅有能量的传递，而且还有能量的转移。 1.2换热器的概念及意义 在化工生产中为了实现物料之间能量传递过程需要一种传热设备。这种设备统称为换热器。在化工生产中，为了工艺流程的需要，往往进行着各种不同的换热过程：如加热、冷却、蒸发和冷凝。换热器就是用来进行这些热传递过程的设备，通过这种设备，以便使热量从温度较高的流体传递到温度较低的流体，以满足工艺上的需
换热 12万吨/年二甲苯从90℃冷却到50℃，冷却介质水从30℃到40℃。 一·确定设计方案 1．选择换热器的类型 两流体温度变化情况：二甲苯进口温度90℃，出口温度50℃；循环水进口温度30℃，出口温度40℃。考虑到流体温差不是太大，但冬季水温低，温差稍大。壳程压力也不是很大，所以选用带膨胀节的固定管板式换热器。 2．流动空间及流速的确定 由于循环冷却水较易结垢，应使其走管程，二甲苯走壳程。选φ25?2.5的碳钢管，管内流速取1.5m/s 。 物性数据的确定 定性温度：可取流体进出口的平均值。 壳程油的定性温度为：702 5090=+=T ℃ 管程流体的定性温度为：352 4030=+=T ℃ 二甲苯在70℃下相关的物性数据如下： 密度 ：ρO =825.7㎏/3m 定压比热容 ： po c =1.896kJ/（㎏·℃） 导热系数：λO =1.22W/（m ·℃） 粘度：μO =0.00037pa.s 循环冷却水在35℃下的物性数据： 密度 ：ρO =994㎏/3m 定压比热容 ： po c =4.08kJ/（㎏·℃） 导热系数：λO =0.626W/（m ·℃） 粘度：μO =0.0007225pa.s 二·热量衡算 1. 热流量 Q O =m O c PO t O =71012?/（300×24）×1.896×（90-50）=1.624×610KJ/h=351.1KW 2. 平均传热温差 Δ2 1 21,ln t t t t t m ???-?==7.3230504090ln )3050()4090(=-----℃ 3. 冷却水用量 h Kg t c Q w i pi i /9.39803) 3040(08.416240000=-?=?= 4. 总传热系数K 管程传热系数 41131000725 .09945.102.0=??==i i i i e u d R μρ