固定管板式换热器设计（）

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　固定管板式换热器设计 摘要 在工业生产中， 为了适现物料之间热量传递过程中的一种设备， 统称为换热器，它是化工炼油， 动力， 原子能和其它许多工业部门广泛应用的一种通用工艺设备，对于迅速发展的化工，炼油等工业生产来说，换热器尤为重要，换热器随

　着使用目的的不同可以把它分为：热交换器，加热器，冷却器，冷凝器，蒸发器

　和再沸器等。

　本设计的主要任务是完成满足某一生产要求的管壳式换热器， 它是属于列管式换热器的一种，

　是利用间壁使高温流体和低温流体进行对流传热从而实现物料间的热量传递。

　换热器的工艺设计计算有两种类型， 即设计计算和校核计算， 包括计算换热面积和造型两方面。设计计算的目的是根据给定的工作条件及热负 荷，选择一种适当的换热器类型， 确定所需的换热面积， 进而确定换热器的具体尺寸。校核计算的目的则是对已有的换热器校核它是否满足预定要求， 这是属于换热器性能计算问题。

　无论是设计计算还是校核计算， 所需的数据包括结构数据、工艺数据和物性数据三大类。

　其中结构数据的选择在换热器设计中最为重要。

　对于列管式换热器的设计包括壳体型式、 管程数、管子类型、管长、管制排列形式、折流板型式、冷热流体流动通道等方面的选择。工艺数据包括冷热流体的流量、 进出口温度、 进口压力、 允许压力降及污垢系数。

　物性数据包括冷热流体在进出口温度或定性温度下的的密度、比热容、粘度、导热系数等。

　本设计针对苯冷却的问题设计一换热器。本设计包括三个部分：说明部分； 计算部分； 绘图部分。

　本任务书主要是说明部分。

　说明部分主要是通过对兰州地区水资源情况、 常年气温情况、 水价、水质等综合考虑， 最后确定冷却水的用量、进出口温差等及最后的产品说明书， 说明了此换热器的工作环境，

　工作条件， 适用范围及技术要求等。

　计算部分主要是针对说明部分的分析进行相应的计算， 主要是对针对所选的换热器在满足生产要求的情况下进行工艺核算，

　最大可能的减小投入和增加收益， 本设计就是为完成以上任务而进行的计算。

　绘图部分主要是遵照计算的要求在绘图纸上按照一定的比例要求把所设计的换热器反映到图纸 上来，同时要反映出管口方位以及所使用的部件的材料，规格等。关键词：换热器，工艺设计，核算；

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　目录 1. 摘要

　2. 综述 6 2.1 换热器的分类与比较 2.2 换热器设计时应注意的一般问题 7 2.3 换热器的研究现状及发展趋势 9 3. 设计任务书 10

　3.1 设计题目 10 3.2 设计条件 10 3.3 设计要求 10 3.4 设计成果要求 11 3.5 时间安排 11 4. 设计计算 11 4.1 确定设计方案 11 4.1.1 选择换热器的类型 11 4.1.2 确定流体流动空间及进出口温度 11 4.2 查阅物性数据 13 4.3 试算和初选换热器规格 13

　4.3.1 计算热负荷和冷却水流量 13 4.3.2 计算两流体的平均温度差 13 4.3.3 初选换热器规格 13 4.4 核算压强降 13 4.4.1 管程压强降 13 4.4.2 壳程压强降 14 4.5 核算总传热系数 14

　4.5.1 管程对流传热系数 14 4.5.2 壳程对流传热系数 15 4.5.3 污垢热阻 16 4.5.4 总传热系数 16

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　4.5.5 设计裕度 4.6 换热器主要附件的确定及技术要求 4.6.1 折流挡板 4.6.2 缓冲板 4.6.3 拉杆和定距管 4.6.4 换热管和挡板 4.6.6 法兰和管板 4.6.7 垫片 4.6.8 管箱和支座 4.7 换热器主要结构尺寸和计算结果 17 5. 换热器的安装与维护 5.1 安装 5.2 维护 6. 符号说明 18 7. 结束语 19 8. 参考文献 20

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　2. 综述 2.1 换热器的分类与比较

　根据冷、热流体热量交换的原理和方式，换热器基本上可分为三大类即间壁式混合式和蓄热式，其中间壁式换热器应用最多，所以主要讨论此类换热器。

　【1】管式换热器 管式换热器主要有壳体、管束、管板和封头等部分组成 , 壳体多呈圆形 , 内部装有平行管束 ,管束两端固定于管板上。在管式换热器内进行换热的两 种流体 ,一种在管内流动 ,其行程称为管程；一种在管外流动

　 ,其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。为提高管外流体给热系数 ,通常在壳体内安装 一定数量的横向折流档板。折流档板不仅可防止流体短路

　,增加流体速度 ,还迫使流体按规定路径多次错流通过管束 ,使湍动程度大为增加。常用的档板 有圆缺形和圆盘形两种

　, 前者应用更为广泛

　.。流体在管内每通过管束一次称 为一个管程 , 每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体的速度

　,可在两端封头内设置适当隔板

　, 将全部管子平均分隔成若干组。这样 ,流体可每次只通过部分管子而往返管束多次 , 称为多管程。

　同样 , 为提高管外流速 ,可在壳体内安装纵向档板使流体多次通过壳体空间 , 称多壳程。在管式换热器内

　, 由于管内外流体温度不同 ,壳体和管束的温度也不同。

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　管式换热器根据生产需要的不同还可分为蛇管换热器、套管式换热器、列管式换热器。

　(1). 蛇管换热器 这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器想适应的形状并沉浸在容器内的液体中。蛇管换热器的优点是结构简单，能承受高压，可用耐腐蚀性材料制造；其缺点是容器内液体湍流程度低，管外对流传热系数小。

　(2) .套管式换热器 套管式换热器 是用两种尺寸不同的标准管连接称为同心圆的套管，外 面的叫壳程 内部的叫管程。

　两种不同介质可在壳程和管程内逆向流动 (或同向)以达到换热的效果。

　以同心套管中的内管作为传热元件的 换热器 。两种不同直径的管子套在 一起组成同心套管， 每一段套管称为 “一程 ”，程的内管 （传热管）

　借 U 形肘管 ,而外管用短管依次连接成排 ,固定于支架上（图中 a）。热量通过内管管壁由

　一种流体传递给另一种流体。通常，热流体（ A 流体）由上部引入 , 而冷流体 （ B 流体）则由下部引入。套管中外管的两端与内管用焊接或法兰连接。内管与 U 形肘管多用法兰连接 ,便于传热管的清洗和增减。每程传热管的有效长度 取 4～ 7 米。这种换热器传热面积最高达 18 米 2, 故适用于小容量换热。

　当内外管壁温差较大时 ,可在外管设置 U 形膨胀节（图中 b）或内外管间采用填 料函滑动密封（图中

　c）,以减小温差应力。管子可用钢、铸铁、陶瓷和玻璃 等制成 , 若选材得当 ,它可用于腐蚀性介质的换热。这种换热器具有若干突出的优点，所以至今仍被广泛用于石油、石油化工等工业部门。它的主要优点是：

　①结构简单，传热面积增减自如。因为它由标准构件组合而成，安装时无需另外加工。②传热效能高。它是一种纯逆流型换热器，同时还可以选取合适的截面尺寸，以提高流体速度，增大两侧流体的给热系数，因此它的传热效 果好。液 -液换热时 ,传热系数为 870 ～1750W/ （ m 2·℃）。这一点特别适合于高压、小流量、低给热系数流体的换热。套管式换热器的缺点是占地面积 大；单位传热面积金属耗量多，约为 管壳式换热器 的 5 倍；管接头多，易泄 漏；流阻大。

　为增大传热面积、提高传热效果，可在内管外壁加设各种形式的翅片，并在内管中加设刮膜扰动装置，以适应高粘度流体的换热。

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　(3). 列管式换热器 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要 由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质 ，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处 进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另 -种流体由壳 体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程 。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：

　<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，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。

　为了克服温差应力必须有温差补偿装置，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。但补偿装置（膨胀节）

　只能用在壳壁与管壁温差低于 60 ～70 ℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过 0.6Mpa 时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

　<2> 浮头式换热器 ：

　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 使管子受热或冷却时可以自由伸缩， 但在这块管板上连接一个顶盖， 称之为 “浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清 洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，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，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。

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　<4> U 型管式换热器 ：

　U 形管式换热器，每根管子都弯成 U 形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。管程至少为两程，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。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。

　【2】板式换热器 板式换热器是由一系列具有一定波纹形状的金属片叠装而成的一种新

　型高效换热器。各种板片之间形成薄矩形通道，通过半片进行热量交换。

　它与常规的 管壳式换热器 相比，在相同的流动阻力和泵功率消耗情况下， 其传热系数要高出很多，在适用的范围内有取代管壳式换热器的趋势。板

　式换热器与管壳式有以下不同：

　（1）

　）

　传热系数高 由于不同的波纹板相互倒置，构成复杂的流道，使流体在波纹板间流道内呈旋转三维流动，能在较低的雷诺数（一般 Re=50~200 ）下产生紊流，所以传热系数高，一般认为是管壳式的 3~5 倍。

　（2）

　）

　对数平均温差大，末端温差小 在管壳式换热器中，两种流体分别在管程和壳程内流动，总体上是错流流动，对数平均温差修正系数小，而 板式换热器多是并流或逆流流动方式，其修正系数也通常在 0.95 左右，此外，冷、热流体在板式换热器内的流动平行于换热面、无旁流，因此使得 板式换热器的末端温差小，对水换热可低于 1 ℃，而管壳式换热器一般为5℃. （ 3）.占地面积小 板式换热器结构紧凑， 单位体积内的换热面积为管壳式 的 2~5 倍，也不像管壳式那样要预留抽出管束的检修场所，因此实现同样的换热量，板式换热器占地面积约为管壳式换热器的 1/5~1/8 。

　（ 4）. 容易改变换热面积或流程组合，只要增加或减少几张板，即可达到增加或减少换热面积的目的；改变板片排列或更换几张板片，即可达到所要求的流程组合，适应新的换热工况，而管壳式换热器的传热面积几乎不可能增加。

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　（ 5）. 重量轻 板式换热器的板片厚度仅为 0.4~0.8mm ，而管壳式换热器的换热管的厚度为 2.0~2.5mm ，管壳式的壳体比板式换热器的框架重得多， 板式换热器一般只有管壳式重量的

　1/5 左右。

　（6）

　）

　价 格低 采用相同材料，在相同换热面积下，板式换热器价格比管壳式约低 40%~60% 。

　（7）

　）

　制作方便 板式换热器的传热板是采用冲压加工，标准化程度高，并可大批生产，管壳式换热器一般采用手工制作。

　（8）

　）

　容易清洗 框架式板式换热器只要松动压紧螺栓，即可松开板束，卸下板片进行机械清洗，这对需要经常清洗设备的换热过程十分方便。

　（9）

　）

　热损失小 板式换热器只有传热板的外壳板暴露在大气中，因此散热损失可以忽略不计，也不需要保温措施。而管壳式换热器热损失大，需 要隔热层。

　（10）

　）

　. 容量较小 是管壳式换热器的 10%~20% 。

　（ 11 ）. 单位长度的压力损失大 由于传热面之间的间隙较小， 传热面上有凹凸，因此比传统的光滑管的压力损失大。

　（ 12 ）. 不易结垢 由于内部充分湍动，所以不易结垢，其结垢系数仅为管壳式换热器的 1/3~1/10. （ 13 ）. 工作压力不宜过大，介质温度不宜过高，有可能泄露 板式换热器 采用密封垫密封， 工作压力一般不宜超过 2.5MPa ，介质温度应在低于 250 ℃ 以下，否则有可能泄露。

　（ 14 ）

　易堵塞 由于板片间通道很窄，一般只有 2~5mm ，当换热介质含 有较大颗粒或纤维物质时，容易堵塞板间通道。

　2.2 换热器设计时应注意的一般问题 【1】冷热流体流动通道的选择 在列管式换热器内，冷热流体流动通道可根据以下原则进行选择：

　（1）

　）不洁净和易结垢的的液体宜走管程，因管内清洗方便； （2）

　）腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀； （3）

　）压强高的宜走管程，以免壳体承受压力；

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　（4）

　）饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，对流传热系数与流速无关而且冷凝液容易排出； （5）

　）被冷却的流体宜走壳程，便于散热；

　 （6）

　）若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将对流传热系数大的流体通过壳程，可减少热应力； （7）

　）流量小而粘度大的流体宜走壳程； 【2】流体进出口温度的确定 如果换热器以冷却为目的热流体的进出口温度已由工艺条件确定，而冷却介质的出口温度则需要选择。若选择较高的出口温度，可选小换热器，但冷却介质的流量要加大；反之要选择低的出口温度，冷却介质流量减少了， 但要选大的换热器，因此冷却介质的出口温度要权衡二者的投资大小来确 定。

　2.3 换热器的研究现状及发展趋势 20 世纪 80 年代以来，换热器技术飞速发展，带来了能源利用率的提高。各种新型，高效换热器的相继开发与应用带来了巨大的社会经济效益， 随着市场经济的发展， 降低成本已成为企业追求的最终目标。

　因而节能设备的研究与开发备受瞩目。

　【1】

　研究机构及研究现状 美国传热研究公司（ Heat Transfer Research Inc.）即是 HTRI ，是 1962 年发起组建的一个国际性，非盈利的合作研究机构，会员数百家，遍及全球，取得了 大量的研究成果，积累了换热器设计的丰富经验，在传热机理，两相流，振动无 垢模拟及测试技术方面做出了巨大贡献。

　近年来，该公司在计算机应用软件开发上发展很快，所开发的网络优化软件，各种换热器工艺设计软件计算精度准确，

　不仅节省了人力，提高了效率，而且提高了技术经济性能。目前国内近 20 家企业成为 HTRI 会员。

　国内各研究机构和各类院校研究不断推陈出新， 在强化传热元件方面华南理工大学相继开发出表面多孔管，螺旋槽管，波纹管，纵横管等；天津大学在流路 分析法， 振动等方面研究成果显著； 清华大学在板面传热方面有深入的研究， 西

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　安交大在板翅式换热器研究方面已取得初步成果； 重庆建工学院开发出翅管换热器；在强度软件方面化工设备设计研究中心开发出

　SW6；在液压胀管方面，江苏化工学院开发出液压胀管器； 以换热器起家的兰州石油机械研究所率先开发出板式换热器，板式冷凝器，板式蒸发器，螺旋板换热器，板壳式换热器，螺纹管 换热器，折流杆换热器，外导流筒换热器，高效重沸器，板式空冷器等一批实用 价值的系列高效换热器，近年来又在强化软件上开发

　Lansys PV，在 CAD 软件上开发出浮头式换热器 Lansys HF， U 形管换热器 LansysHU 等系列 CAD 软件， 含标准图 2000 多套；中国石化工程建筑公司与兰州石油化工机械厂联合开发出 螺纹锁紧环换热器； 西安交大， 兰州五院， 宁夏化工厂合作开发出螺旋绕管式换 热器，这些技术成果为国民经济的快速发展， 为中国炼油， 化工工业的发展起到了决定作用，也是中国的传热技术水平步入国际先进水平。

　【2】换热器研究及发展动向 换热器传热与流体流动计算的准确性， 取决于物性模拟的准确性， 因此，物性模拟一直为传热界重点研究课题之一， 特别是两相流无形的模拟。

　两相流的无形基础来源于实验室实际工况的模拟。

　这恰恰是与实际工况差别的体现。

　实验室模拟实际工况很复杂， 为此， 要求物性模拟在试验手段上更加先进， 测试的准确率更高。从而使换热器计算更精确， 材料更节省。

　物性模拟将代表换热器的经济技术水平。

　【3】分析设计的研究 分析设计是近代发展的一门新兴学科， 美国 ANSYS 软件技术一直处于国际领先水平，通过分析设计可以得到流体的流动分布场，也可将温度场模拟出来，

　这无疑给流路分析法技术带来发展， 同时也给常规强度计算带来更准确， 更便捷的的手段。

　在超常规设计强度计算中， 可模拟出应力的分布图， 是常规无法得到的计算结果能方便，快捷，准确的得到，使换热器更加安全可靠。这一技术随着

　计算机应用的发展， 逐渐带来技术水平的飞跃。

　将会逐步取代强度试验， 摆脱实验室繁重的劳动强度。

　【4】大型化及能耗研究 换热器将随装置的大型化而大型化，直径将超过 5m，传热面积将达到单位1000 平米，紧凑型换热器将越来越受欢迎。板壳式换热器，折流杆换热器，板

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　翅式换热器，板式空冷凝器将得到发展，振动损失将得到克服，高温，高压，安全，可靠的换热器结构将朝着结构简单，制造方便，重量轻发展。随着全球水资源的紧缺，循环水将被新的冷却介质取代，循环将被新型，高效的冷空气取代。保温绝热技术的发展，热量损失将减少到目前的 50%一下。

　【5】强化技术研究 各种新型， 高效换热器将逐步取代现有常规产品。

　电厂动力效应强化传热技术将会在新的世纪得到研究和发展。

　同心管换热器， 高温喷流式换热器， 印刷板线路器，穿孔板换热器，微尺度换热器，流化床换热器，新能源换热器将在工业

　领域及其他领域得到研究和应用。

　材料的研究 材料将朝着强度高，制造工艺简单，防腐效果好，重量轻等方向发展，随着稀有

　金属价格的下降，钛，锆等稀有金属使用量将扩大， CrMo 钢材料将实现不预热和后热的方向发展。

　控制结构及腐蚀的研究 国内污垢数据基本上是 20 世纪 60-70 年代从国外照搬而来，污垢研究技术发展缓慢。随着节能，增效要求的提高，污垢研究将会受到国家的重视和投入。

　通过对污垢的形成机理，生长速度，影响因素的研究，预测污垢曲线，从而控制

　结垢，这对传热效率的提高将是中德的突破。保证装置低能耗，常周期运转，超

　声防垢技术将得到大力发展。

　腐蚀技术的研究将会有所突破， 低成本的防腐涂层特别是金属防腐涂层技术将得到发展，电化学防腐技术将会成为主导。

　3. 设计任务书 3.1 设计题目：粗苯冷却器的设计

　3.2 设计条件 （1）

　生产能力：

　15 万吨每年粗苯。

　（2）

　设备型式：列管换热器。

　（3）

　操作压力：常压。

　（4）

　粗苯进出口温度：进口 80℃，出口 35℃。

　（5）

　换热器热损失为冷流体热负荷的 3.5 ﹪ 。

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　（6）

　每年按 300 天计，每天按 24 小时连续生产。

　（7）

　建厂地址：兰州地区。

　3.3 设计要求 （1）

　选择冷却剂的类型和进出口温度并查阅定性温度下的物理性质。

　（2）

　选择列管换热器的类型。

　（3）

　选择冷热流体流动的空间及流速。

　（4）

　选择列管换热器换热管的规格。

　（5）

　选择列管换热器折流挡板的形式。

　（6）

　选择缓冲板、拉杆和定距管。

　（7）

　估算换热器的传热面积。

　（8）

　确定管程数和换热管根数。

　（9）

　确定壳程数和换热管排列方式。

　（10）

　确定挡板、隔板规格和数量。

　（11）

　确定壳体和各管口的内径并圆整。

　（12）

　核算壳体的管长 L 和直径 D的比为 6-10 。

　（13）

　核算换热器的传热面积，要求设计裕度不大于 25%不小于 10% 。

　（14）

　核算管程和壳程的流体阻力损失，要求管程和壳程的阻力都不大于 50000Pa。

　（15）

　将计算结果列表。

　3.4 设计成果 （1）

　设计说明书（ A4 纸）。

　（2）

　换热器工艺条件图（ 2 号图纸）。

　3.5 时间安排 （1）6 月 28 日-6 月 29 日借阅或查阅有关设计资料并写出文献综述部分（字数不超过 5000 字）。

　（2）6 月 30 日-7 月 5 日设计计算。

　（3）7 月 6 日-7 月 7 日绘制图纸整理打印设计说明书。

　（4）7 月 9 日 17:00 之前交设计成果。

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　冷却效果，确定为水走管程而粗苯走壳程， 管材选普通 25mm 2.5mm 的碳钢管。

　4.2 查阅物性 水的定性温度 t= 25 30 2 27.5 o C ，查得在此温度下水的物性数据为 温度 (℃) 饱和蒸 汽压 (kP a) 4.2474 密度 (k g/m

　3

　) 比 热 kJ/ 导热系数 0

　-2

　(W/ ) 61.29 λ×1

　m

　·℃ 粘度 μ×1

　0 表面张力 σ (kg ?℃ ) -5 (Pa ? a) 27.5 996.4 4.176 85.18 × 10 -3 m) 72.8 (N/ 普兰 德 数 P r 5.8 壳程流体粗苯的定性温度为 T= 80 35 57.5 o 2 C ，查得在此温度下苯的物 性数据为 m m 4. 设计计算 4.1 确定设计方案

　4.1.1 选择换热器的类型 固定管板式换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜。此种换热器管束连 接在管板上两种流体分别在管程和壳程内流动， 总体上是错流流动， 对数平均温差修正系数小，应用广泛，所以对于本设计选择固定管板式换热器。

　4.1.2 确定流体流动空间及进出口温度 对于本设计而言建厂地点是兰州地区， 查阅当地的年最高气温为 35℃左右， 确定使用自来水作为冷却介质，

　按照设计保证完成任务的原则及水温一般低于气温 10℃，设冷却水的进口温度为 25℃，出口温度选比进口温度高 5℃为 30℃。而粗苯的进口温度为 80℃，出口温度为 35℃，冬季操作时进口温度会降低，该 换热器的管壁温和壳体壁温之差满足 T -t ={(80+35)/2}-{ （25+30)/2}=30 o C

　＜ 50 o C ，符合管壳式换热器的要求。

　由于兰州地区水质较硬易结垢，并且考虑到苯可通过壳体向外界散热增加

　温度 (℃) 沸点（℃）

　密度 (kg/m 导热系数 粘度 μ×1

　0 表面张力 比热 kJ/(kg

　3 )

　λ (W/ m ·℃ ) -4 (Pa ? s) σ×1 0 -3 (N/m) ?℃ ) 57.5

　80.01 839.5

　0.137 4.1 23.7 1.80

　4.3 试算和初选换热器规格 4.3.1 计算热负荷和冷流体流量

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　0 0 Wh

　= 15 300 107 24

　20833 .33

　kg/h

　Q O W h C ph (T 1

　T 2 ) 20833.33 1800 （85 35）

　3600 468750w

　 Q i 468750 （1 i 3.5%）

　3 3600 77990.34 kg h C （pi t 2 - t 1）

　4.176 10 5

　4.3.2 计算两流体的平均温差， 暂按单壳程多管程进行计算。逆流时平均温差为

　t " t 2 t 1

　ln t 2 t 1

　50 10 ln 50 10 24.85 ℃

　 而计算 P=

　 R= t 2 t 1

　T 1 t 1

　 T 1 T 2

　t 2 t 1

　30 25 80 25

　80 35 30 25 5 0.09 55

　45 9

　5

　 于是由附表查得修正系数为 : t 0.9256 所以 t m

　t t " m

　0.9256 24.85 23.0054℃ 4.3.3 初选换热器规格 根据冷流体热负荷及两流体的情况，初步选定换热器型号为 公称压力 : 1.6 MPa 管子尺寸：

　25mm 2.5 mm 公称面积 : 60 m 管中心距：

　32mm

　公称直径：

　600 mm 管程数：

　2 管长； 4500 m 中心排管数：

　16 管子总数 ; 234 管子排列方法：

　正三角形

　实际传热面积为：

　S =n d

　（ L-0.1 ）=234 3.14 0.025 (4.5-0.1)=61.73m 2

　Q i

　则利用此换热器要求总传热系：

　K 0 = 452344 =318.5 w（ m 2 ℃）

　S 0 t m

　61.73 23.0054

　4.4 核算压强降 4.4.1 管程压强降 2 w

　- 15 -

　u i 1 2 p i ( p 1 p 2 )F t N p N s

　其中：

　p 1 , p 2 —分别为直管弯道中因摩擦阻力引起的压强降

　F t — 结垢校正因数，对于 25 2.5mm 的换热管 F t 1.4 N p — 壳程数，此处为 1 N S — 管程数，此处为 2 S 0.022 4 234 2 0.0367 m 2 V s 77990.34 i 0.5924 m s S i 0.0367 996.4 3600 R d i u i 0.02 0.5924 996.4 13860 （湍流）

　ei 85.18 10 5 设管壁粗糙度 0.1mm ，则 d i

　0.1 20 0.005 查得 0.035

　p L i

　d i 2 0.035 4.5 0.02 996.4 0.59242 2 1376.84pa 2 p 2 3 2 3 996.4 0.05924 2 2 524.5pa p i ( p 1 p 2

　)F t N p N s =（ 1376.84+524.5 ）

　1.4 2=5323.76 pa < 10 4 4.4.2 壳程压强降 p ( p" p" ) F N 0 1 2 s S 式中 p 1 , p 2 —分别为流体横过管束的压强降和通过折柳挡板缺口的压强降 F S —壳程压强降的结垢后校正因数，此处取为 1.15 p" Ff n ( N 2 1) 0 u 0 1 0

　 c B 2 式中 F —管子排列方式对压强降的校正因数， 由于此处为正三角形排列，所以取 0.5 f 0 —壳程流体的摩擦系数， N B —折流挡板数 Re 0 500 时 f 0 5.0 Re 0

　0.228 h —折流挡板间距，根据文献此处取 0.25D，即取 150mm u 0 —按壳程流通截面积计算的流速 u u i

　- 16 -

　p 0 " n c —横过管束中心线的管数 n c 1.1 n 此处(n 为总管数 ) 即

　 n c 1.1 234 17 （根）

　挡板的个数 N B L

　h 1 4.5 0.15 1 29 （个）

　壳程流通截面积 S 0

　hD （1 d 0 t）

　0.15 0.6 （1 0.025/0.032）

　0.019688m 2 则 u 0

　V s S 0

　20833 .33/839.5 0.019688 3600 0.35m / s 当量直径 d e （ 4

　t 2 / 4）

　/ d 0 = 4 （0.032 3.14 0.025 2 / 4）/ 3.14 0.025 0.027 m R e0 d e u 0 / 0.027 0.35 839.5 / 4.1 10 4 19357 f 0 5.0 R 0. 228 e0 0.5267 故 1 0 .5 0.5267 17 (29 1) 839.5 0.35 2 / 2 4556.9 pa " p 2 29 (3.5 2 0.15 / 0.6) 839.5 2 0.35 / 2 2930.9 pa p ( p" p" )F N =（ 4556.9+2930.9 ）

　1.15=8610.975 pa < 104 0 1 2 s S

　故由以上计算结果表明管程和壳程压强降都能满足生产要求。

　4.5 核算总传热系数 4.5.1 管程对流传热系数 i

　R ei 13860 普朗特准数 P ri C p / 4.176 103

　85.18 10 5

　/ 61.29 10 2

　5.8 则 i 0.023 61.29 10 2 13860 0.8 5.80.4 / 0.02 2930 2 w（ m ℃）

　4.5.2 壳程对流传热系数 0

　0 0.36 ( 0 )( d e u 0 0 ) 0.55 ( cp 0 0 ) 1/3 ( 0 )0.14 d e 0 0 w 雷诺准数 R e0 19357 普朗特准数 P C / 1.8 103 4.1 10 4 / 0.137 5.387 r 0 p d 2 2

　- 17 -

　S 0 " 由于壳程中的苯被冷却，所以取 ( 0 / 0.14 w 0.95

　 0 0.36

　(0.137 / 0.027) 193570.55 1 5.378 3

　 0.95

　693.3 w（ m 2 ℃）

　4.5.3 污垢热阻 根据流体的实际情况查得

　管内侧污垢热阻 R si = 0.00034 w /(m2 . 0 C)

　 管外侧污垢热阻 R s0 0.00017 w /( m2 . 0 C )

　4.5.4 总传热系数 ( 由于管壁热阻相比较流体热阻非常小，可以忽略 ) 则：

　" 1 0 1 d = 1 d 1 1 25 25 395.93 R so R si 0 o o d i i d i 693.3 0.00017 0.00034 20 2930 20 w /(m2 0 C) 4.5.5 设计裕度 由上述计算可知该换热器的实际传热面积为

　 S 61.73 m 2

　 而计算的传热面积为 Q S" 0

　452344 49.66m 2 K" 0 t m

　395.93 23.0054

　 则设计裕度为 S 0 0

　100% 61.73 49.66

　100%

　24.3% S 0 49.66 并且 15% < 24.3% < 25% 符合一般要求。

　4.6 换热器主要附件的确定

　4.6.1 折流挡板 1. 本设计折流挡板选择为圆缺形，切去部分为挡板直径的 1/4 ，挡板间距确定为150mm，则挡板个数为 4.5/0.15-1=29 个。

　2. 由于本设计中两相全为液相故选择挡板为上下缺边形， 无支撑长度 <300mm，故折流板厚度确定为 5mm。

　3. 管孔直径 25.8mm，许差 +0.4mm 4. 管孔中心距 32mm，管孔排列为正三角形。

　5. 管孔加工两端必须倒角 0.5 45 ) K

　- 18 -

　4.6.2 缓冲板 由于壳体内径大于 273mm小于等于 600mm，缓冲板选择焊接在壳体上，缓冲板在壳体内的位置， 应使防冲板周边与壳体内壁所形成的流通截面积为壳程进口截面积的 1-1.25 倍，缓冲板厚度为 4.5mm。

　4.6.3 拉杆和定距管 拉杆和定距管采用拉杆定距管结构，定距管长度按实际需要确定，拉杆直径取 10mm，数量 6 个。

　4.6.4 换热管和挡板 1. 换热管材料选择碳钢，标准号 YB 231-70 ，规格 25mm 2.5mm，外径公差0.20mm 上偏差 +12%，下偏差 -10% 。

　2. 本设计中的挡板可用钢板或扁钢制成， 嵌入折流板的槽内， 并点焊在每块折流 板上。相邻挡板间距一般为 100mm-200m。m 4.6.5 法兰和管板 本设计选取标准 JB1158-82 甲型平焊法兰， 密封面采用凹面。

　开孔补强圈采用标准 JB1207-73。螺柱规格 M20，数量 28 个 管板与法兰连接密封面为凸面，分程隔板槽拐角处倒角 10 45 ，隔板槽宽度为

　12mm，管板与换热器连接处采用胀接。

　4.6.6 垫片 垫片厚度， 本设计确定为 3mm，隔板槽部分垫片厚度取 10mm，圆角尺寸取 R=8m， m D和 d 按 JB1160-82 压力容器法兰用垫片标准选取。

　4.6.7 管箱和支座 1. 管箱的分程隔板厚度为 12mm。

　2. 支座采用固定型和滑动型鞍式支座各一个， 按 JB1167-81 鞍式支座的 B 型带垫板，高度为 200mm的尺寸选取。位置尺寸为两支座间距离为换热管束长度的 0.6 倍，且与两端相等。

　 4.7 换热器的主要结构和尺寸

　换热器的形式 固定管板式 换热面积 49.66 m2

　- 19 -

　 工艺参数

　名称

　物料名称

　管程河水

　壳程粗苯 操作压力 KPa

　 0.5 0.9 操作温度 C

　 27.5 57.5 流量 kg/h

　 77990.34 20833.33 流体密度 kg / m3

　996.4 839.5 流速

　 0.6 0.35 传热量

　452344

　 总传热系数

　396

　 对流传热系数

　 2930 693 污垢系数

　 0.00034 0.00017 流动阻力

　 4039 8611 程数

　 2 1 材质

　 碳钢 碳钢 管口表

　 符号 尺寸

　用途 连接方式 a 200

　冷却水出口 法兰平面

　b

　200

　 苯的入口

　法兰凹面 c 20

　放气口 法兰凹面 d 70

　苯出口 法兰凸面 e 20

　排净口 法兰凸面 f 200

　冷却水入口 法兰平面

　管的规格

　规格

　 管数 234

　管长 4.5m 管中心距 32mm

　排列方式 正三角形 折流版型式 圆缺形

　间距 150mm 壳体内径 600mm

　保温层的厚度 10

　- 20 -

　 5. 换热器的安装与维护 5.1 安装 1. 安装位置：根据该换热器的结构形式，在换热器的两端留有足够的空间来满足拆装，维修的需要。

　2. 基础：必须使换热器不发生下沉，在活动支座的一端应予埋滑板。

　3. 地脚螺栓和垫铁 1）活动支座的地脚螺栓应装有两个紧锁的螺母， 螺母与底板间应留有 1-3mm 的间 隙 。

　2）地脚螺栓两侧均有垫铁。设备找平后，斜垫铁，可与设备支座底板焊牢，但 不得与下面的平垫铁或滑板焊死。

　3）垫铁的安装不应妨碍换热器的热膨胀。

　5.2 维护 换热器不得在超过规定的条件下进行。

　要经常对管壳程介质的温度和压降进行监管，分析换热器的泄露和结构情况。

　在压降增大和传热系数降低超过一定数值时，应根据介质和换热器的结构， 选择有效地方法进行清洗。

　应经常监视管束的振动情况。

　附简图

　- 21 -

　0 " 3 6. 符号说明 英文字母 Q——热量 KW

　m ——平均传热温差 C

　W ——质量流量 kg / s V ——体积流量 m s C p ——定压比热容 kJ / kg C T ——热流体温度 0 C t ——冷流体温度 0 C S ——传热面积 m2

　Q——传热速率 W A c ——实际传热面积 m t ——温度校正系数 A p

　——估计传热面积 m N t ——换热器传热总管数 F t ——结构校正系数

　F s ——壳程压强降的结垢校正系数 N s ——串联的壳程数

　F ——管子排列方法对压强降的校正数 N p ——管程数

　n s ——单程传热管数 d ——管径 m V s ——体积流量 u ——流速 f 0 ——壳程流体的摩擦系数 F ——校正系数

　m/ s

　B——挡板间距 m N B ——挡板数目 h——折流板圆缺高度 m K ——总传热系数 w / m2 . o C

　L——单程长度 m l —— 换热器管长 m

　P——压强 Pa d e ——当量长度 m

　D——换热器内径 mm Re ——雷诺准数 Pr——普朗特准数 P R ——因数

　R s ——污垢热阻 希腊字母 (m2 c) / w

　——对流传热系数 w / m2 . o C ——导热系数 w / m2 .o C

　——粘度 Pa.s ——粗糙度 ——密度 下标 kg / m3 ——系数

　h ——热流体

　c ——冷流体 i ——管内

　o ——管外 s——污垢 t ——传热温度差 t 2 2

　- 22 -

　7. 结束语