换热器设计说明书

化学与材料工程学院学院应用化学专业

换热器设计课程设计题目用于煤油换热的列管式换热器的设计

说明书 1

图纸 2

指导教师熊静

学生姓名段志鹏

2014年 4 月

列管式换热器设计任务书

专业：应用化学班级： 11应化姓名：段志鹏学号： 11111103161 指导教师：熊静设计日期： 2014/4

一、设计题目：煤油换热器设计

二、设计任务及操作条件

1、设计任务

处理能力： 10万吨/年煤油

设备型式：列管式换热器

2、操作条件

（1）煤油：入口温度 100 ℃出口温度 60℃（2）冷却介质：循环水入口温度 20 ℃出口温度50 ℃

（3）允许压降：不大于0.1MPa

（4）每年按300天计算，每天24小时连续运行。

3、设备型式固定板式换热器

4、厂址温州瓯海

三、设计内容

1、概述

2、设计方案的选择

3、确定物理性质数据

4、设计计算

5、主要设备工艺尺寸设计

6、设计结果汇总

7、工艺流程图及换热器工艺条件图

8、设计评述

目录

1、概述 (1)

2、设计方案的选择 (3)

2.1 选择换热器的类型 (3)

2.2 流动空间及流速的确定 (4)

3、确定物理性质数据 (5)

4、设计计算 (5)

4.1 计算总传热系数 (5)

4.2 计算传热面积 (8)

5、主要设备工艺尺寸设计 (8)

5.1 管径尺寸和管内流速的确定 (8)

5.2 管程数和传热管数 (8)

5.3 传热面积、管程数、管数和壳程数的确定 (9)

5.4 传热管排列和分程方法 (9)

5.5 壳体内径 (10)

5.6 折流板 (10)

5.7 接管尺寸的确定 (12)

6、换热器的核算 (12)

6.1 热量核算 (12)

6.2 换热器内流体的流动阻力 (14)

7、设计结果汇总 (16)

8、工艺流程图及换热器装配图 (16)

8.1 工艺流程图（含CAD图）： (16)

8.2 换热器装配图 (17)

9、设计评述 (17)

参考资料 (18)

附录 (18)

列管换热器设计说明书

1、概述

在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换，简称换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体温度较低，吸收热量。换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%—20%，在炼油厂约占总费用的35%—40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此设计和选择得到实用、高效的热交换器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。

换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间

板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高

混合式适用于允许换热流体之间直接接触

蓄热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热能的场合

（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。

（2）U形管式

U形管式换热器每根管子均弯成U形，流体进、出口分别安装在同一端的两侧，封头内用隔板分成两室，每根管子可自由伸缩，来解决热补偿问题。

特点：结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。

（3）浮头式

换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。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。

特点：结构复杂、造价高，便于清洗和检修，完全消除温差应力，应用普遍。

对于换热器设计要求，完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求：

（1）合理地实现所规定的工艺条件：可以从：①增大传热系数；②提高平均温差；③妥善布置传热面等三个方面具体着手。

（2）安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国《钢制石油化工压力容器设计规定》和《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与标准。

（3）有利于安装操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与拆卸，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。

（4）经济合理评价换热器的最终指标是：在一定时间内（通常1年内的）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费）等的总和为最小。在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一标准就尤为重要了。

2、设计方案的选择

2.1 选择换热器的类型

两流体的温度变化情况如下：

（1）煤油：入口温度100℃，出口温度60℃；

（2）（2）冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度50℃；

该换热器用循环冷却自来水进行冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考略到这一因素，估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，相应地进行热膨胀的补偿，故而初步确定选用带有膨胀节的管板式换热器。

2.2 流动空间及流速的确定

已知两流体允许压强降不大于0.1MPa,两流体分别为煤油和自来水。与煤油相比，水的对流传热系数一般较大。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，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程，以便于清洗，而使煤油走壳程。

列管式换热器内的常用流速范围如下表：

列管式换热器中不同黏度液体的常用流速如下表：

由上两表，我们初步选用Φ25mm×2.5mm的碳钢管，管内流速取u i=0.5m/s。

3、确定物理性质数据

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。

壳程流体（煤油）的定性温度为：802

60

100=+=T （℃） 管程流体（水）的定性温度为：352

5020t =+=（℃）

在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和煤油)的物性参数，见下表：

4、设计计算

4.1 计算总传热系数 （1）热流量

已知要求处理能力为10万吨煤油每年（每年按300天计，每天24小时连续运行），则

kg/s)86.33600

30024100.18

h （=???=W

）

（）（（W T T W Q k 03.3526010028.286.3)c 21ph h =-??=-=（2）平均传热温差

对于有效平均温差，一般先按逆流计算，然后再校正，则逆流时： 煤油：100℃→60℃ 水：50℃←20℃

所以，4540

50ln 40

50t t ln t t t'2121m =-=???-?=

?（℃） （3）冷却水用量

)/kg 88.230

08.4352030

t c w i pi i s Q （=?=?=

（4）总传热系数K

总传热系数的经验值见下表，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值，可供设计时参考。选择时，除要考虑流体的物性和操作条件外，还应考虑换热器的类型。如下表：

管程

壳程

总传热系数/[W/（m 2·℃）]

水（流速为0.9～1.5m/s ）

水 冷水 冷水 冷水 盐水 有机溶剂 轻有机物μ＜0.5mPa ·s

中有机物μ=0.5～1mPa ·s

重有机物μ＞1mPa ·s 水（流速为1m/s ） 水

水溶液μ＜2mPa ·s 水溶液μ＞2mPa ·s 有机物μ＜0.5mPa ·s

水(流速为0.9～1.5m/s ） 水（流速较高时） 轻有机物μ＜0.5mPa ·s 中有机物μ=0.5～1mPa ·s 重有机物μ＞1mPa ·s 轻有机物μ＜0.5mPa ·s 有机溶剂μ=0.3～0.55mPa ·s

轻有机物μ＜0.5mPa ·s 中有机物μ=0.5～1mPa ·s 重有机物μ＞1mPa ·s 水蒸气（有压力）冷凝 水蒸气（常压或负压）冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝

582～698 814～1163 467～814 290～698 116～467 233～582 198～233 233～465 116～349 58～233 2326～4652 1745～3489 1163～1071 582～2908 582～1193 291～582 114～349 582～1163

有机物μ=0.5～1mPa ·s

有机物μ＞1mPa ·s 水 水 水 水 水 水 水 水 有机物蒸气及水蒸气冷凝 重有机物蒸气（常压）冷凝 重有机物蒸气（负压）冷凝 饱和有机溶剂蒸气（常压）冷凝

含饱和水蒸气的氯气（＜50℃）

SO2冷凝 NH3冷凝 氟里昂冷凝

116～349 58～174 582～1163 174～349 814～1163 698～930 756

管程传热系数：

137********

.0994

5.002.0u d e i

i

i i i =??=

=

μρR

)

m /2733)C /(626

.010000725.008.413710020.0626.0023.0c u d d 023.0224

.038.0i

i

pi 8.0i i i i i i i C W m W οο?=??????==（）（）

（）（λμμρλα

壳程传热系数： 假设壳程的传热系数是： ɑo =500W/(m 2

?℃)

污垢热阻:

)/2m 41072.1so

si W C R R ο?-?==（

管壁的导热系数:)m /(85.48C W ο?=λ

管壁厚度:b=0.0025m 内外平均厚度：d m =0.0225m

管壁的传热系数:

)

m /(7.344/(5001

000172.00225.085.48025.00025.0020.0025.0000172.0020.02733025.01

1

d bd d d d d 1

22o so m o i o si i i o o C W m W R R K οο

?=?+

+??+?+?=

++++=

αλα 4.2 计算传热面积

)(7.2245

7.3441003.352'23

m t K Q S m =??=?=

考虑到15%的换热面积裕度，）（2

m 1.267.2215.1=?=S

5、主要设备工艺尺寸设计

5.1 管径尺寸和管内流速的确定

换热器中最常用的管径有φ19mm 32mm 和φ25mm 32.5mm 。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。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用φ19mm 32mm 直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子。

标准管子的长度常用的有1500mm ，2000mm ，3000mm ，6000mm 等。当选用其他尺寸的管长时，应根据管长的规格，合理裁用，避免材料的浪费。

现选用Φ25mm ×2.5mm 的传热管（碳钢），管内流速取u i =0.5m/s ，管长6m 。 5.2 管程数和传热管数

依据传热管内径的流速，可确定单程传热管数：

（根）194.185.002.0785.099488.2u d 4

n 2i

2i s ≈=??÷==πV

按单程管计算，所需的传热管长度为：

m 5.1719

025.014.31.26n d o o =??==πS L

按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构，由于传热管长度采用ι=9m ，则该换热器管程数为：

管程）(29.16

5.17o ≈===l L N

传热管总根数：（根）38219=?=N

5.3 传热面积、管程数、管数和壳程数的确定 平均传热温度差的校正 平均传热温度校正系数：

33.1205060

100=--=

R ,375.020

1002050=--=P

温差校正系数由计算可得：

89

.0]

1

33.133.11375.021

33.133.11375.02ln[/)33.1375.01375.01ln(133.1133.1]

1

1)/2(11)/2([ln /)11ln(11222222t =+---÷++--÷?--?-+=+---++----?++=?R R P R R P PR P R R ?

平均传热温差：

)(404589.0t't m t m C ο=?=?=???

于是，校正后的平均传热温差是40℃，壳程数为单程，管程数为3。 5.4 传热管排列和分程方法

采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d o ，则：

）

（mm 3225.312525.1t ≈=?=

横过管束中心线的管数：

根）

(83819.119.1n c =?==N

5.5 壳体内径

采用多管程结构，正三角形排列大于2管程的管板利用率η=0.6—0.8。取管板利用率η=0.7，则壳体内径为：

）mm (6.2477

.038

3205.105.1=?

?==η

N

t

D

壳体内径可取D=250mm 5.6 折流板

安装折流板的目的是为了提高管外表面传热系数。在壳程管束中，一般都安装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，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，弓形折流板又分为单弓形、双弓形三重弓形等几种形式。

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。

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：

.0

h=

?

25

=

mm

5.

62

250

为了在允许的压力损失范围内折流板的间隔尽可能小，则取间距最小值

B=0.3D：

?

B=

=，则可取100mm

)

(0.

75

3.0mm

折流板数 （块）折流板间距传热管长591100

60001-=-==B N

折流板圆缺面水平装配。 5.7 接管尺寸的确定

1.壳程流体进出口接管：可取接管内煤油的流速为1.0m/s ，则接管内径为：

）（m 079.00

.114.3781

86.34u 4d =?÷?==

πV

取标准管径为80mm 。

管程流体进出口接管：可取接管内循环水的流速为1.5m/s ，则接管内径为：

）（m 050.05

.114.3994

88.24u 4d =?÷?==

πV

取标准管径为50mm 。

6、换热器的核算

6.1 热量核算

（1）壳程对流传热系数 对圆缺折流板，可采用Kern 公式：

14

.0w

o 3

155

.0o

e

o

o r e d 36

.0）（μμλαP R =

当量直径d e 由正三角形排列得：

）（）（m 020.0025

.014.3025.0785.0032.023

4d d 4-t 234d 22o 2o 2e =??-?==

ππ 壳程流通面积：

）（）（）m 0068.0032

.0025

.0131.010.0t d 1(o o =-??=-

=BD S 壳程流体流速及其雷诺数分别为：

)/(727.00068

.0781

/86.3u o s m ==

16937000664

.0781727.0020.0e o =??=R

普朗特数：

81.100.140

10664102.28r -6

3=???=P

黏度校正

114

.0w

≈）（μμ 则壳程对流传热系数为：

)/117081.1016937020

.0140.036.023155

.0o C m W ο?=???=（α

（2）管程对流传热系数

4.08

.0i i

i

i r e d 023

.0P R λα=

管程流通面积：

）（22

i m 00597.03

57

02.0785.0=??=S

管程流体流速及其雷诺数分别为：

)/(485.000597

.0994/88.2u i s m ==

132********

.0994485.002.0e i =??=R

普朗特数：

73.4626

.010*******.4r 6

3=???=-P

则管程对流传热系数为：

)/266873.41329902

.0626

.023.024.08.0i C m W ο?=???=（α

（3）总传热系数

/9.5651170

1

000172.00225.085.48025.00025.0020.0025.0000172.0020.02668025.01

2

o m W K =+

+??+?+?=

（（4）传热面积

）（23

m o o m 6.1540

9.5651003.352t =??=?=K Q S

该换热器的实际传热面积：

）

（）（）（）（2c o p m 0.2183806.09025.014.3n -d =-?-??==N l S π该换热器的面积裕度为：

%6.34%1006

.156

.15-0.21%100o

o

p =?=?-=

S S S H

此传热面积裕度很大，该换热器完全能够完成生产任务。 6.2 换热器内流体的流动阻力 （1）管程流动阻力

p

s t N N F ）（21i

p p p

?+?=∑

4.1,2,1===t p S F N N

)2

(3,2p 2

22i 1u p u d l i ρρλ=?=?

由Re=13299，传热管相对粗糙度为005.020

01

.0=，查莫狄摩擦系数图的037.0i =λ，又因为流速3i 994kg/m m /s 494.0u ==ρ，，故有：

Pa P P P P 0.1M a 2.6432a 214.17.3505.1946p a 7.3502

485.09943p a 5.19462485.099402.09037.0p i 2

22

1<=???+=

=??=?=???=?∑）（）

（）

（ 管程流动阻力在允许范围内。

（2）壳程阻力

1

15.1p''p p

t s

t 21o

==?+?=∑s N F N F ，）（

流体流经管束的阻力：

2

)

1(p'2

1o s c o u N n Ff ρ+=?

其中

s

m u n f F o c o /727.0,8,5430.0169370.5Re 0.55.0228.0228.0===?=?==--，故)(8.268962

727.0781)159(85430.05.0'p 2

1Pa =??

+???=? 流体流过折流板缺口的阻力为：

2

)

25.3(p'2

2u D B N B ρ-=?

其中，59,25.0,1.0===B N D m B

故)(0.328782

727.0781)25.01.025.3(59'p 2

2Pa =???-

?=? 壳程总阻力为：

MPa

P P 1.0a 1.68740a 15.110.328788.26896p

o

<=??+=∑）（

壳程流动阻力也满足要求。

7、设计结果汇总

8、工艺流程及换热器装配图

8.1 工艺流程图（含CAD图）：

8.2 换热器装配图

9、设计评述

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。

列管式换热器的主要优点是单位体积所具有的的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目的与管束相垂直的折流板。折流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。

固定管板式换热器由管箱、壳体、管板、管子等零部件组成，其结构较紧凑，排管较在相同直径下面积较大，制造较简单，最后一道壳体与管板的焊缝无法检测。它的优点是：（1）传热面积比浮头式换热器大20%～30%；（2）旁路漏流较小；（3）锻件使用较少，成本低20%以上；（4）没有内漏。它的缺点；（1）壳体和管子壁温差t<50℃,当t>50℃时必须在壳体上设置膨胀节；（2）管板与管头之间易产生温差应力而损坏；（3）壳程无法机械清洗；（4）管子腐蚀后造成连同壳体报废，壳体部件寿命决定于管子寿命，相对较低；（5）壳程不适用于易结垢场合。