浮头式换热器设计说明书

1 绪论

1．1 换热设备在工业中的应用

在炼油、化工生产中，绝大多数的工艺过程都有加热、冷却和冷凝的过程，这些过程总称为换热过程。传热过程的进行需要一定的设备来完成，这些使传热过程得以实现的设备就称之为换热设备。

据统计，在炼油厂中换热设备的投资占全部工艺设备总投资的35％～40％,因为绝大部分的化学反应或传质传热过程都与热量的变化密切相关，如反应过程中：有的要放热、有的要吸热、要维持反应的连续进行，就必须排除多余的热量或补充所需的热量。工艺过程中某些废热或余热也需要加以回收利用，以降低成本。

综上所述，换热设备是炼油、化工生产中不可缺少的重要设备。换热设备在动力、原子能、冶金及食品等其他工业部门也有着广泛的应用。

1．2 换热设备的分类

1.2.1按作用原理或传热方式可分为：直接接触式、蓄热式、间壁式。

1.2.1.1直接接触式换热器，如下图所示

热流体

图1.1

其传热的效果好，但不能用于发生反应或有影响的流体之间。

蓄热式换热器，如下图所示

图1.2

其适用于温度较高的场合，但有交叉污染，温度被动大。

1.2.1.3 间壁式换热器，又称表面式换热器

利用间壁进行热交换。冷热两种流体隔开，互不接触，热量由热流体通过间壁传递给冷流体。

1.2.2 按其工艺用途可分为：冷却器（cooler）、冷凝器（condenser）、加热器（一般不发生相变）（heater）、蒸发器（发生相变）（evaporator）、再沸器（reboiler）、废热锅炉（waste heat boiler）。

1.2.3 按材料分类：分为金属材料和非金属材料换热器。

1．3 国内外的研究现状

上个世纪70年代初发生世界性能源危机，有力地促进了传热强化技术的发展。为了节能降耗，提高工业生产的经济效益，要求开发适用不同工业过程要求的高效能换热设备。因此，几十年来，高效换热器的开发与研究始终是人们关注的课题，国内外先后推出了一系列新型高效换热器。

近年来，国内已经进行了大量的强化传热技术的研究，但在新型高效换热器的开发方面与国外差距仍然较大，并且新型高效换热器的实际推广和应用仍非常

有限。尚需从事换热器专业的技术人员在制造工艺方面加大力度进行研究，使我国换热器技术从各个方面赶上国际水平，也需要各换热设备使用厂家勇于引进和推广新型高效换热器，为我国的节能事业做出贡献。

1．4 设计方案

本设计为浮头式换热器，属于管壳式换热器的一种。管壳式换热器具有可靠性高、适用性广等优点，在各工业领域中的到最为广泛的应用。近年来受到其他新型换热器的挑战，但反过来也促进了其自身的发展。在换热器向高参数、大型化的今天，管壳式换热器仍占主要地位。

该设计参考的前提是常减压装置中的工艺条件，根据装置工艺条件选择具体的流量、温度、压力等参数。浮头式换热器的主要特点是管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内。管束可以在其筒体内自由伸缩，不会产生热应力。但是结构复杂，造价高，制造安装要求高。

浮头式换热器是由管箱、筒体、管板、封头、折流板、换热管等零部件组成，根据换热管材料、尺寸、管数、管程压力、管壁温度、管程数以及壳体材料、内径、厚度、壳程压力、温度等条件下确定管板的厚度、折流板的形状、尺寸与数量、折流板的布置情况和确定换热器的结构尺寸。根据已知的工作状况，选定换热器所在的化工工艺过程，从而根据工艺条件，以确定换热器内介质的物性参数；根据工艺结构尺寸结合已知条件，进一步计算换热器结构参数；最后进行换热器核算。

2 换热器的选用与工艺设计

2．1 设计任务和工艺条件

一、已知设计参数:

滑油（己烷）流量50m3/h，进口温度45℃,出口温度40℃,冷却水流量54m3/h,进口温度33℃，管程壳程操作压力为0.45MPa。

二、换热器类型浮头式

2．2 确定设计方

2.2.1选择换热器

按要求使用浮头式换热器。

2.2.2流程安排

如下图所示，由于循环冷却水较易结垢，若流速太慢将会加快污垢增长速度，使换热器的流量下降，所以综合考虑，使水走管程，滑油走壳程，且选择逆流的形式。

图2.1

2．3 确定物性参数

2.3.1 计算冷却水出口温度

热流量 1Q =1p c q v ρ△1t =876×1.955×50×(45-40)=428145kJ/h

其中，1p c ——定压比热容 kJ·kg -1·K -1

q m ——质量流量 kg·h -1

ρ ——流体的密度 kg·m 3

假设冷却水出口温度为35℃ 管程流体的定性温度为

t=（33＋35）/2=34℃ 循环冷却水在35℃的物性参数： 密度 ρ=994.3 kg/ 3m 定压比热容 c p =4.174 kJ/(kg ·K)

冷却水的温差 △2t =1Q /2p c ·m=428145/(4.174×54×994.3)=2 ℃ 故假设基本合理，由管式换热器设计中的总传热系数K 的经验值取传热系数K=510W/(㎡·K)

2.3.2 确定定性参数

对于一般滑油和水等低粘度流体,其定性温度可取流体进出口温度的平均值，故壳程滑油的定性温度为

T=（45＋40）/2=42.5 ℃ 管程流体的定性温度为（即冷却水的温度）

t=（33＋35）/2＝34 ℃

根据定性温度分别查取管程和壳程流体的有关物性数据，可知： 滑油在42.5℃下的有关物性数据如下

密度 1ρ＝876kg/ 3m 定压比热容 1p c =1.955 kJ/(kg ·K) 热导率 1λ=0.144W/(m ·K)

粘度 1μ=0.21pa ·s 循环冷却水在34℃的物性数据：

密度 2ρ＝994.3kg/3m 定压比热容 2p c =4.174kJ/(kg ·K) 热导率 2λ=0.624 W/(m ·K) 粘度 2μ=0.742×310-Pa ·s

2．4 估算换热面积

2.4.1 热流量

1Q =1p c v q ρ1t =876×1.955×50×(50-45)=428145kJ/h=119kw

2.4.2 平均传热温差

先按纯流体计算，由于△1t /△t 2=(45-35)/(40-33)=10/7<2，故

Δt m =(Δt 1+Δt 2)/2=(10+7)/2=8.5K 2.4.3 换热面积

已知由经验取K=510W/(㎡·K)，则

P A =1Q /(K ·△m t )=428145/(510×8.5)=27.5㎡

2．5 工艺尺寸

2.5.1 管径和管内流速

选用φ19×2较高级冷拔传热管(碳钢)，取管内流速2υ =1.3m/s 。

2.5.2 管程数和传热管数

根据传热管内径和流速确定单程传热管数：

s n ＝V/(4

π

·2i d ·u)=54÷3600/(0.785×20.015×1.3)＝65.3 根

按单管程计算，所需的传热管长度为

L ＝P A /π0d s n ＝27.7/3.14×0.015×65= 9.04 m

若按四管程设计，则传热管长度适中，采用标准设计，现取管长L=2.25 m ，传热管总根数：T N =65×4＝260 根

2.5.3 平均传热温差校正及壳程数

由于该换热器采用了多壳程，流体流经两次或多次折流后再流出换热器，这使换热器内流体流动的形式偏离纯粹的逆流和并流，因而使平均温度差的计算更为复杂。对于错流或复杂流动的平均温差，常采用安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）提出的图算法。该法是先按逆流计算对数温差Δt m ，再乘以考虑流动形式的温差修正系数t Δε，得到平均温度，如下

R= (1T -2T ) / (2t -1t ) = (45-40) / (35-33)=2.5

P= (2t -1t ) / (1T -1t ) = (35-33)/(45-33)=0.227

式中 R ——热流体的温降/冷流体的温升 P ——冷流体的升温/两流体最初温差

1T 、2T ——热流体进、出口温度，℃

1t 、2t ——冷流体进、出口温度，℃

按四管程，单壳程结构，查圆筒和管子几何参数计算图（如下）得：

图2.2

ε＝0.96

t

Δ

故，平均传热温差：

Δt=tΔε·Δt m=0.96×8.5=8.08℃

m

由于平均传热温差校正系数大于0.8，故采取单壳程合适。

2.5.4 传热管排列和分程方法

由于换热管中心距宜不小于1.25倍的换热管外径, 故采用组合排列法，即每

程内均按正三角形排列，隔板两侧采取正方形排

列，如左图所示。

d，则分程隔板两侧相

取换热管中心距t=1.25

邻管中心距：

d0=19mm，t=1.25d0=1.25×19=23.75mm，按常用换热管中心距取 t=25mm

分程隔板槽两侧相邻管中心距：如下图所示

表2.1

故有：表2.2

换热器外径d/mm 19

换热器中心距S/mm 25 分程隔板槽两侧相邻管中心距Sn/mm 38 2.5.5 壳体内径

该换热器采用四管程结构，壳体内径可按下式

D= 1.05t

N/

式中t—管心距，mm

N—传热管的总根数，

d——传热管外径，mm

η――管板利用率

取η=0.6，得

260=546mm，

D＝1.05×256.0/

按卷制壳体的进级档，可取D=600mm。

2．6 换热器核算

2．6．1热流量核算

2.6.1.1 壳程表面传热系数

当量直径：

42e d π

π=

200

-d ）4d

20.025-0.785×20.019]/(3.14×0.019)=0.017m 壳程流通截面积：

0S =BD(1-0d /t)=0.18×0.6(1-0.019/0.025)=0.0259㎡

壳程流体流速及雷诺数分别为：

0u =VO q /0A =50÷3600/0.0259=0.54m/s 0e R =0d 0u ρ/0μ=0.015×0.54×876/0.21=33.79

普兰特数：

r P ＝p c 0μ/λ＝1955×0.21/0.144=2851

由于

e R r

P d

l

＝2851×33.79×0.015/2.25﹥10 0e R =33.79﹤2300，此时，壳体流体为层流

所以，由Nu=10.1430 1.86()()e r w d a R P l =μ

μ

故选用公式

10.1430 1.86()()e r w

d a R P l =μμd λ

粘度校正0.14()w

μ

μ≈1

0a =1.86×(2851×33.79×0.015/2.2513

)×0.144

0.015

=83W/(㎡·℃)

2.6.1.2 管内表面传热系数

可首先假设管内冷却水为湍流流动，根据式Nu=0.0230.8Re Pr n ，

i a =0.023i i u d 0.8n

i P d C （）（）ρμλμλ

由化工原理知：自来水被加热，n 取0.4， 管程流体流通截面积

i S =(π/4)·d 2·n s =0.785×20.015×260

4

=0.012㎡ 管程流体流速：

i u =54÷3600/0.012=1.25m/s

Re=

3

10

742.03

.99425.1015.0???＝25125>10000 故假设成立，此时

普兰特数 r P ＝624

.010742.010174.43

3-???=4.96

代入数值：

i a =0.023×

0.624

0.015

×(251250.8)×0.44.96=6013 W/(㎡·℃) 2.6.1.3 污垢热阻和管壁热阻

按《管壳式热交换器设计手册GB151》表F7.1，可取 管外侧污垢热阻 o R =0.000176㎡·K/W 管内侧污垢热阻 i R =0.0006㎡·K/W 管壁热阻按式w R =

w

b

λ

式中 b ――传热管厚度，m ； w λ――管壁热导率，m ·K/W

碳钢在该条件下的热导率为50W/(m ·K)，所以 w R ＝

0.002

50

＝0.00004㎡·K/W

2.6.1.4 传热系数K

依式K=

i

o i m o i o di o d d

a d d

b d d R a ?+?++11λ ，则 K=

15

60131915190006.05.1719004.0000176.08311

?+?+?++

=514w/m 2·℃ 2.6.1.5 传热面积裕度

依式1

c m

Q A K t =

Δ有 c A =

08

.85141000

119??＝27.45㎡

改换热器的实际传热面积p A

p A ＝0T d lN π＝3.14×0.019×2.25×260=34.9㎡ 该还热器的面积裕度按式P C

C

A A H A -=计算有 H=

45

.2745

.279.34-≈27.14﹪，因面积裕度大于15％～20％，故传热面积裕度合适，

该换热器能够完成生产任务。

2．6．2 壁温的核算

因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按式

11

()()11

M c m h c h

c h c h

T R t R a a t R R a a +++=

+++计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循

环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度39℃计算传热管壁温。

另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管的壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零来计算传热管壁温。于是，按式

11m m

c h c h

T t a a t a a +=+ 式中 m T ――热流体的平均温度，℃ W T ——热流体侧的管壁温度，℃ m t ——冷流体的平均温度，℃ w t ——冷流体侧的管壁温度，℃

c a ——热流体侧的表面传热系数，W/(㎡·K)

h a ——冷流体侧的表面传热系数，W/(㎡·K)

式中液体的平均温度m t 分别按

m t ＝121

()2t t +

121

()2

m T T T =+

式中 1T ——热流体进口温度，℃

2T ——热流体出口温度，℃

1t ——冷流体进口温度，℃

2t ——冷流体出口温度，℃

代入数据得： m t ＝34℃ m T =42.5℃

c a =i a =6013 W/(㎡·K)

h a =0a =83W/(㎡·K)

传热管得平均壁温

t=6013

18318334

60135.42+

+=34.1℃

壳体壁温，可近似取为壳程流体得平均温度即

T=42.5℃

壳体壁温和传热管壁温之差为Δt=42.5-34.1=8.4℃ 该温差较小，实际上可不用浮头式，按题目要求使用浮头式。

2．6．3 换热器内流体流动阻力的核算

2.6.

3.1 管程流体阻力

依式()S P S

N N F =+t i r ΔP ΔP ΔP

式中 t ΔP ——管程总阻力； i ΔP ——单程直管阻力；

r ΔP ——局部阻力； S N ——壳程数； P N ——管程数

S F ——管程结构校正系数，可近似取1.5。

S N =1， P N =4

由e R ＝25125，传热管的相对粗糙度

d ε=0.2

15

＝0.013，查化工原理莫狄图，得：摩擦因素i λ＝0.04，流体速度u=1.25m/s ，ρ＝994.3kg/ 3m ，局部阻力系数ε=3.0，所以

i ΔP =i λ2i l d 2

ρu =0.04×015.025.223.99425.12??=4660a p

r ΔP =2

2u ρξ=2

25.13.9940.32

??=2330a p

()S P S N N F =+t i r ΔP ΔP ΔP =(4660+2330) ×1×4×1.5=41944a p

此管程阻力在允许范围内。 2.6.3.2 壳程阻力

按式0()s i s s P P P F N =+ΔΔΔ计算，由Ns=1，s F =1.15得：

流体流经管束得阻力

00(1)TC B p Ff N N =+2

0ρu Δ2

由于管束采用正三角形，所以，有：

F=0.5， Re=25125 f 0

=0.5×Re -0.228=0.233

N TC =1.1N T 0.5=1.1×2600.5=17.7

B N =11 （即折流板数）,

N T =260（即传热管的总根数）

0u ＝0.54m/s

?Po=0.5×0.233×17.7× (11+1) ×2

54.019952

?=7197 Pa

流体流过折流板缺口得阻力

2(3.5)i B B P N D =-

2

0ρu Δ2

， B=0.18m D=0.6m

i P Δ=11× (3.5-6

.018.02?) ×254.019952

?=9279 Pa

总阻力：

s P Δ＝9279＋7197＝16475 Pa

壳程流体的阻力比较适宜。

小结

换热器主要结构尺寸和计算结果，见如下表：

3 浮头换热器结构的设计

3．1 封头设计

由于此换热器的设计压力p≤1.6MPa，使用温度小于350℃，故封头材料可选用Q235-B，封头的结构形式常采用椭圆形，查JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，且由GB150-1998 即下表，取其厚度为8mm，

表3.1

其结构形式如下图：

图3.1

表3.2

公称直径DN/mm 曲面高度

h1/mm

直边高度

h2/mm

碳钢厚度

δ/mm

内表面积

A/m2

容积

V/m3

600 150 25 8 0.4374 0.0353

凸形封头:

表3.3

公称直径DN/mm 曲面高度

h1/mm

直边高度

h2/mm

碳钢厚度

δ/mm

内表面积

A/m2

容积

V/m3

700 175 25 8 0.548 0.0442

3． 2 管箱和圆筒

由于筒体的直径D=600mm ，即500mm<=D N <=800mm ，故选用封头管箱。

查取标准GB151-99可知，管箱短节与圆筒的最小厚度均为8mm ，管箱的最小长度计算:

（按B 形管箱,流通面积计算）

1min 214g i cp

p d N L h S E

≥

++π

Sp －封头厚度，mm

1h －封头直边段高度，mm

Ncp －各程平均管数，

E －各相邻管程间分程处，物料流通的最小宽度，mm

查取E=600mm ，则

1min

g L ≥

825600

465

1514.32++???=52 mm 按相邻焊缝间的距离计算2min 234

g L L L L ≥++

2/2L B C ≥+(无接管补强时21/2L d C ≥+C ≥4S ，且≥50)

2L －接管位置尺寸，mm

3L －接管至壳体与封头连接焊缝距离，mm

4L －封头高度，mm

1d －接管内径，mm

算得2min g L ≥ 387mm 取2min g L ，

1min

g L 中较大值

3．3 分程隔板

3.3.1 分程隔板的厚度

600 8

3.3.2 分程隔板槽

1）分程隔板槽的宽度为：碳钢12mm ，

2）分程隔板槽拐角处的倒角一般为450，倒角宽度b 近似等于分程垫片的

圆角半径R ，见图

图3.2

3．4 换热管

换热管尺寸及偏差

表3.4

材料 钢管标准 外径×壁厚 外径偏差 壁厚偏差 碳素钢

GB8163-87

19×2

±0.20

±0.20

3．5 接管

3.5.1 接管基本要求：

a ）接管宜与壳体内表面平齐；

b ）接管应尽量沿换热器的径向或轴向设置；

3.5.2 接管尺寸

已知壳程流体的流速为 0.6 m/s ，则

14s

V d u

π=

45436000 3.14???.6178（mm ）

同理，管程流体的流速为2m/s ，则

24s

V d u π=

= 450

36002 3.14

???=94（mm ）

接管高度确定 查取标准l =200ｍｍ 壳程接管位置的最小尺寸：(如下图)

1L > h d /2+(b-4)+c=219/2+(30-4)+50=185.5mm

图3.3

管箱接管的最小尺寸：（如下图）

2L > H d /2+f h +c=108/2+105+50=209ｍｍ

图3.4

其中，图中 D H — 补强圈外径 d h — 接管外径 C ≥4S ，且C ≥30mm S — 壁厚 b — 管板厚度