油气储运课程设计处理量15×104 吨年的柴油冷却器的设计

1、吉吉林林化化工工学学院院 油气储运油气储运 课课 程程 设设 计计 题目：题目： 处理量处理量 151015104 4 吨吨/ /年的柴油冷却器的设计年的柴油冷却器的设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 油气储运油气储运 08020802 班班 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 0816021508160215 指导教师指导教师 2010 年年 1212 月月 2424 日日 课程设计任务书 1、设计题目：处理量 15104吨/年柴油冷却器的设计 2、操作条件： （1）柴油：入口温度 175；出口温度 125； （2）冷却介质：采用循环水，入口温度

2、30，出口温度 40； （3）允许压降：不大于 105pa； （4）柴油定性温度下的物性数据： c)w/(m.133.0 c)/(kg.k48.2c s.a104.6 kg/m715 0 c 0 po 4- o 3 o j p （5）每年按 330 天计，每天 24 小时连续生产。 3、设计任务： （1）处理能力：15104t/a 柴油； （2）设备型式：列管式换热器； （3）选择适宜的列管换热器并进行核算； （4）绘制带控制点的工艺流程图和设备结构图，并编写设计说明书。 摘 要 柴油冷却器是帮助柴油散热的一个装置。本次课程设计采用浮头式换热器来实现柴油冷 却。在设计中,主要以循环水为冷却剂，

3、在给定的操作条件下对柴油冷却器进行设计。 本设计的内容包括：1、设计方案的确定：换热器类型的选择、流动空间的选择等。2、 换热器的工艺计算：换热器面积的估算、换热器工艺尺寸的计算、换热器的核算等。3、操作 条件图等内容。 关键词关键词：柴油；循环水；浮头式换热器；传热 abstract diesel oil cooler is help a diesel cooling device. this course design use floating head heat exchanger to achieve diesel cooling. in the design, mainly circ

4、ulating water for cooling agent, given the operating condition of diesel oil cooler design. this design content includes: 1, the design scheme determined: heat exchanger type of choice, the choice of mobile space. 2 and heat exchanger technical calculation: heat exchanger area the estimation of heat

5、 exchanger process calculation, heat exchanger size accounting. 3, operating conditions figure, etc. keywords: diesel oil; recirculated water; head type heat exchanger; heat transfer 目录 课程设计任务书 .i 摘 要 .ii abstract .iii 第 1 章 绪 论 .1 1.1 换热器技术概况 .1 1.2 换热器的发展.1 1.3 换热器在工业生产中的应用 .2 1.3.1 换热器的工业应用 .2 1.

6、3.2 新型换热器 .3 第 2 章 设计方案 .5 2.1 换热器类型的选择 .5 2.1.1 换热器的分类 .5 2.1.2 换热器的选择 .8 2.2 流动空间的选择 .10 2.3 流速的确定 .12 2.4 加热剂、冷却剂的选择 .12 2.4.1 常用的加热剂.12 2.4.2 常用的冷却剂.13 2.5 流体出口温度的确定 .13 2.6 材质的选择 .13 第 3 章 换热器的结构设计 .15 3.1 管束及壳程分程 .15 3.1.1 管束分程 .15 3.1.2 壳程分程 .15 3.2 管程结构 .16 3.2.1 换热管布置和排列间距 .16 3.2.2 管心距 .17

7、 3.2.3 管材料 .19 3.3 管板 .19 3.4 管子与管板的连接 .19 3.5 管板尺寸的确定 .20 3.5.1 管板受力情况分析 .20 3.5.2 管板尺寸 .21 3.6 壳程结构 .21 3.7 折流板、支撑板的作用及结构 .22 3.7.1 折流板 .22 3.7.2 支承板 .26 3.8 管程与壳程接管 .26 3.8.1 管箱及封头 .26 3.8.2 壳程接管 .27 第 4 章 换热器的工艺计算 .28 4.1 确定设计方案 .28 4.1.1 选择换热器类型 .28 4.1.2 流体间流速确定 .28 4.2 基础物性数据 .28 4.2.1 定性温度：可

8、取流体进口温度的平均值。 .28 4.2.2 壳程柴油的定性温度为 .28 4.2.3 管程循环水的定性温度为 .28 4.2.4 柴油物性数据 .28 4.2.5 循环水物性数据 .29 4.3 计算总传热系数 .29 4.3.1 热流量 .29 4.3.2 平均传热温差 .29 4.3.3 冷却水用量 .29 4.3.4 总传热系数 k .29 4.4 计算传热面积 .30 4.5 工艺结构尺寸的计算 .31 4.5.1 管内和管外流速的计算 .31 4.5.2 管程数和传热管数 .31 4.5.3 平均传热温差校正及壳程数的确定 .31 4.5.4 传热管排列和分程的选择 .32 4.5

9、.5 壳程内经的计算 .32 4.5.6折流板的选择 .32 4.5.7 其他附件的选择 .32 4.6 换热器核算 .33 4.6.1 传热能力的核算 .33 4.6.2 换热器流体流动阻力计算 .35 工艺设计计算结果汇总 .37 主要符号说明 .38 附 录 .39 参 考 文 献 .43 结 束 语 .44 第 1 章 绪 论 1.1 换热器技术概况 换热器（英语翻译：heat exchanger） ，是将热流体的部分热量传递给冷流体的 设备，又称热交换器。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;另一种流体则温度较低,吸收热量。 换热器是化学、石油化学及石油

10、炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热 量交换设备，他不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操 作的重要附属设备，因此在此化工生产中占有重要的地位。 1.2 换热器的发展 二十世纪 20 年代出现板式换热器，并应用于食品工业。以板代管制成的换热 器，结构紧凑，传热效果好，因此陆续发展为多种形式。 二十世纪 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。 二十世纪 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

11、注 意。 二十世纪 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。 自二十世纪 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。 二十世纪 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。 长期以来，非接触式换热器一直是管壳式（列管式）换热器一国独大的局面。 然而近几十年来，这种平衡有所改变。 这种改变是由于各种板式类换热器的逐步 开发和应用所带来的。板式

12、类换热器能够被深入研究和开发，固然是有其历史必然 的。回顾换热器发展历程，虽然板式换热设备的充分开发只是近些年的事情，但是 其理论和技术的出现却要早的多。但是人们最初舍弃了这种换热性能远远占优的换 热器形式，而是选择并大量应用了管壳式换热器。 当初人们之所以做出这种选择，原因很简单，只是出于强度考虑。 板式类换 热器的结构强度远远低于管壳类换热器，所以不能够应用于高压或大多的中压场合。 板式类换热器的这个缺点是由其结构特点所决定的，所以在其自身范围内无法改 变和突破，而它也就严重地制约了这种高换热性能换热器的应用和发展。 形成了 在最初的相当长的一段时期里，板式类换热器没有受到人们喜爱的局面，

13、其技术进 展自然也相当可怜。即便是在其有了长足发展和应用的今天，仍然是由于其结构强 度低的原因这个自身无法逾越的痼疾，它的应用领域也仍旧局限在一定范围内。 那么，既然是结构强度没有得到根本性的改变，近些年板式类换热器又是怎样 被重视起来的呢？这种变化是与世界经济的发展环境，尤其是能源发展环境的变化 息息相关的。 世界能源的日益紧张与危机，使得“节能”与“高效”逐渐受到重视， 加之“节能减排环保”的概念日益深入人心，各国政府和机构都逐年加大了 这方面投入的人力和物力，同时也取得了许多可喜的成果。很显然，板式类换热器 这种高效的换热方式，也就顺理成章地受到重视，并进行了再次开发，且在其强度 范围所

14、能允许的范围内大量应用遍地开花。其技术发展也达到了前所未有的时刻。 制造规格越来越大，结构形式越来越多。并出现了不可拆的焊合一体式板式换热器， 尽管不能方便地拆洗，强度却有所增加。 管壳类换热器由于始终受到普遍应用和重视，其理论研究的深度和设备改进的 步伐都是板式类换热器所不能比拟的。在新的节能及环保浪潮中，其技术和发展速 度又有所提高。许多新型高效换热器不短涌现，如折流杆换热器、新结构高效换热 器、高效重沸器、高效冷凝器、双壳程换热器、螺纹管换热器、螺纹锁紧环换热器、 环高压换热器、以及非金属换热器、稀有金属换热器等都是其代表杰作，这些新 型高效换热器的出现已经并正在为飞速发展的经济和节约能

15、源作出了不可估量的贡 献。 纵观换热设备的发展及演变历史，不难看出，在板式类换热器广泛发展，管壳 类换热器不再一国独大的今天，以下四个特点始终没有改变： 1.结构强度高的管壳类换热器仍居于主导地位。 2.管壳类换热器换热性能仍远低于板式类换热器。 3.板式类换热器的结构强度仍远低于管壳类换热器。 4.没有换热性能强同时结构强度高的理想型换热器。 1.3 换热器在工业生产中的应用 1.3.1 换热器的工业应用 在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上 述这些行业的通用设备，并占有十分重要的地位。通常在化工厂的建设中换热器投 资比例为 11%，在炼油厂中高达 40%。随

16、着化学工业的迅速发展及能源价格的提 高，换热器的投资比例将进一步加大。 在化工厂，换热器的费用约占总费用的 1020，在炼油厂约占总费用的 3540。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高， 因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研 究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。 1.3.2 新型换热器 1、气动喷涂翅片管换热器 俄罗斯提出了一种先进方法，即气动喷涂法，来提高翅片化表面的性能。其实 质是采用高速的冷的或稍微加温的含微粒的流体给翅片表面喷镀粉末粒子。用该方 法不仅可喷涂金属还能喷涂合金和陶瓷(金属陶瓷混合物)，从而得到各种不同性能

17、的表面。通常在实践中翅片底面的接触阻力是限制管子加装翅片的因素之一。为了 评估翅片管换热器元件进行了试验研究。试验是采用在翅片表面喷涂 ac铝，并添 加了 24a 白色电炉氧化铝。将试验所得数据加以整理，便可评估翅片底面的接触阻 力。 将研究的翅片的效率与计算数据进行比较，得出的结论是：气动喷涂翅片的 底面的接触阻力对效率无实质性影响。为了证实这一点，又对基部(管子)与表面(翅 片)的过渡区进行了金相结构分析。 对过渡区试片的分析表明，连接边界的整个长度上无不严密性的微裂纹。所以， 气动喷涂法促进表面与基本相互作用的分支边界的形成，能促进粉末粒子向基体的 渗透，这就说明了附着强度高，有物理接触

18、和金属链形成。因而气动喷涂法不但可 用于成型，还可用来将按普通方法制造的翅片固定在换热器管子的表面上，也可用 来对普通翅片的底面进行补充加固。可以预计，气动喷涂法在紧凑高效换热器的生 产中，将会得到广泛应用。 2、螺旋折流板换热器 在管壳式换热器中，壳程通常是一个薄弱环节。通常普通的弓形折流板能造成 曲折的流道系统(z 字形流道)，这样会导致较大的死角和相对高的返混。而这些死 角又能造成壳程结垢加剧，对传热效率不利。返混也能使平均温差失真和缩小。其 后果是，与活塞流相比，弓形折流板会降低净传热。优越弓形折流板管壳式换热器 很难满足高热效率的要求，故常为其他型式的换热器所取代(如紧凑型板式换热器

19、)。 对普通折流板几何形状的改进，是发展壳程的第一步。虽然引进了密封条和附加诸 如偏转折流板及采取其他措施来改进换热器的性能，但普通折流板设计的主要缺点 依然存在。 为此，美国提出了一种新方案，即建议采用螺旋状折流板。这种设计的先进性 已为流体动力学研究和传热试验结果所证实，此设计已获得专利权。此种结构克服 了普通折流板的主要缺点。螺旋折流板的设计原理很简单：将圆截面的特制板安装 在“拟螺旋折流系统”中，每块折流板占换热器壳程中横剖面的四分之一，其倾角朝 向换热器的轴线，即与换热器轴线保持一倾斜度。相邻折流板的周边相接，与外圆 处成连续螺旋状。折流板的轴向重叠，如欲缩小支持管子的跨度，也可得到

20、双螺旋 设计。螺旋折流板结构可满足相对宽的工艺条件。此种设计具有很大的灵活性，可 针对不同操作条件，选取最佳的螺旋角；可分别情况选用重叠折流板或是双螺旋折 流板结构。 3、新型麻花管换热器 瑞典 alares 公司开发了一种扁管换热器，通常称为麻花管换热器。美国休斯顿 的布朗公司做了改进。螺旋扁管的制造过程包括了“压扁”与“热扭”两个工序。改进 后的麻花管换热器同传统的管壳式换热器一样简单，但有许多激动人心的进步，它 获得了如下的技术经济效益：改进了传热，减少了结垢，真正的逆流，降低了成本， 无振动，节省了空间，无折流元件。 由于管子结构独特使管程与壳程同时处于螺旋运动，促进了湍流程度。该换热

21、 器总传热系数较常规换热器高 40%，而压力降几乎相等。组装换热器时也可采用螺 旋扁管与光管混合方式。该换热器严格按照 asme 标准制造。凡是用管壳式换热器 和传统装置之处均可用此种换热器取代。它能获得普通管壳式换热器和板框式传热 设备所获得的最佳值。估计在化工、石油化工行业中具有广阔的应用前景。 4、非钎焊绕丝筋管螺旋管式换热器 在管子上缠绕金属丝作为筋条(翅片)的螺旋管式换热器(ta)，一般都是采用焊接 方法将金属丝固定在管子上。但这种方法对整个设备的质量有一系列的影响，因为 钎焊法必将从换热中“扣除”很大一部分管子和金属丝的表面。更重要的是，由于焊 料迅速老化和破碎会造成机器和设备堵塞

22、，随之提前报损。 第 2 章 设计方案 化工生产中所用的换热器类型很多。不同类型换热器，其性能各异，因此要了 解各种换热器的特点，以便根据工艺要求选用适当类型，同时还要根据传热的基本 原理，选择流程，确定换热器的基本尺寸，计算传热面积以及计算流体阻力等。 2.1 换热器类型的选择 2.1.1 换热器的分类 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。 （一）按用途划分 按照其用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、 过热器等。 加热器是把流体加热到必要的温度而使用的热交换器，被加热的流体没有相变 化。 冷却器是

23、用于把流体冷却到必要的温度的热交换器。 冷凝器是用于冷却凝结性气体，并使其凝结液化的热交换器。若使气体全部冷 凝，则称为全凝器，否则成为分凝器。 再沸器是用于再加热装置中冷凝了的液体使其蒸发的热交换器。 深冷器是用于把流体冷却到以下的很低温度的热交换器。c0 过热器是将流体（一般是气体）加热到过热状态的热交换器。 （二）按热量交换原理和方式划分 按照冷、热流体热量交换的原理和方式不同，换热器主要分直接接触式（混合 式） 、蓄热式和间壁式三类。 1）直接接触式(混合式)换热器：冷、热流体直接接触和混合进行换热。这类 换热器结构简单，价格便宜，常做成塔状。 2）蓄热式换热器：冷、热流体交替通过格子

24、砖或填料等蓄热体以实现换热。 这类换热器由于少量流体相互掺和易造成流体间的“污染”。 3）间壁式换热器：冷、热流体通过将它们隔开的固体壁面进行传热，这是工 业上应用最为广泛的一类换热器。 虽然直接接触式和蓄热式换热设备具有结构简单、制造容易等特点，但由于在 换热过程中，有高温流体和低温流体相互混合或部分混合，使其在应用上受到限制。 因此工业上所用换热设备以间壁式换热器居多。 间壁式换热器的类型也是多种多样，从其结构上大致可以分为： 一、管式换热器 1、管壳式换热器 （1）固定管板式换热器- （2）浮头式换热器 b （3）u 型管式换热器 2、套管式换热器 3、蛇管换热器 （1）沉浸式蛇管换热器

25、 （2）喷淋式蛇管换热器 4、翅片管换热器 二、板式换热器 1、夹套换热器 2、平板式换热器 3、螺旋板式换热器 4、板翅式换热器 5、伞板换热器 6、螺旋板式换热器 三、热管换热器 不同的换热器各有自己的优缺点和使用条件。一般来说，板式换热器单位体积 的传热面积较大、设备紧凑，低耗材，传热系数大， )/1500250( 32 mm)/15( 3 mkg 热损失小。但承压能力较低，工作介质的处理量较小，且制造加工较复杂，成本较 高。而管式换热器虽然在传热性能和设备的紧凑性上不及板式换热器，但它具有结 构较简单、加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等突出优点，因此 被广泛用于化工生产中

26、。 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。列管式换热器设计)/1500250( 32 mm 资料个数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准。 图图 2-1 列管式换热器列管式换热器 列管式换热器有以下几种： 1）固定管板式换热器 固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，管子则固定与管板上，它的结 构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构使壳侧清洗困 难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生 不同的热膨胀时，常会使管子与管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。为此常在 外壳上

27、焊一膨胀节，但它仅能减小而不能完全消除由于温差而产生的热应力，且在 多程换热器中，这种方法不能照顾到管子的相对移动。 由此可见，这种换热器比较适合用于温差不大或温差较大但壳程压力不高的场 合。 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。 图图 2-2 固定管板式换热器固定管板式换热器 2）u 形管式换热器 u 形管式换热器仅有一个管板，管子两端均固定于同一管板上。这类换热器的 特点是：管束可以自由伸缩，不会因管壳之间的温差而产生热应力，热补偿性能好； 管程为双管程，流程较长，流速较高，传热性能较好；承压能力强；管束可以从壳 体内抽出，便于检修和清洗，且结构简

28、单，造价便宜。但管内清洗不便，管束中间 部分的管子难以更换，又因最内层管子弯曲半径不能太小，在管板中心部分布管不 紧凑，所以管子数不能太多，且管束中心部分存在间隙，使壳程流体易于短路而影 响壳程换热。此外，为了弥补弯管后管壁的减薄，直管部分必须用壁较厚的管子。 这就影响了它的使用场合，仅宜用于管壳壁温度相差较大，或壳程介质易结垢而管 程介质不易结垢，高温、高压、腐蚀性强的情形。 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。 图图 2-3 u 型管式换热器型管式换热器 浮头式换热器 浮头式换热器针对固定管板式的缺陷做了结构上的改进。两端管板

29、只有一端与 壳体完全固定，另一端则可相对于壳体作某些移动，该端称之为浮头。此类换热器 的管束膨胀不受壳体的约束，所以壳体与管束之间不会由膨胀量的不同而产生热应 力。而且在清洗和检修时，仅需将管束从壳体中抽出即可，所以能使用于管壳壁间 温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合。但该类换热器结构复杂、笨重，造价约 比固定管板式高 20%左右，材料消耗量大，而且由于浮头的端盖在操作中无法检查， 所以在制造和安装时要特别注意其密封，以免发生内漏，管束和壳体的间隙较大， 在设计时要避免短路。至于壳程的压力也受滑动接触面的密封限制。 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。 图图

30、2-4 浮头式换热器浮头式换热器 4）填料函式换热器 此类换热器的管板也仅有一端与壳体固定，另一端采用填料函密封。它的管束 也可自由膨胀，所以管壳之间不会产生热应力，且管程和壳程都能清洗，结构较浮 头式简单，造价较低，加工制造方便，材料消耗较少。但由于填料密封处易于泄漏， 故壳程压力不能过高，也不宜用于易挥发、易燃、易爆、有毒的场合。 图图 2-5 填料函式换热器填料函式换热器 2.1.2 换热器的选择 随着经济的发展，各种不同型式和种类的换热器发展很快，新结构、 新材料的换热器不断涌现。为了适应发展的需要，我国对某些种类的换热器已 经建立了标准，形成了系列。完善的换热器在设计或选型时应满足以

31、下基本要 求： （1） 合理地实现所规定的工艺条件； （2） 结构安全可靠； （3） 便于制造、安装、操作和维修； （4） 经济上合理。 浮头式换热器的一端管板与壳体固定，而另一端的管板可在壳体内自由浮动， 壳体和管束对膨胀是自由的，故当两张介质的温差较大时，管束和壳体之间不产生 温差应力。浮头端设计成可拆结构，使管束能容易的插入或抽出壳体。（也可设计 成不可拆的）。这样为检修、清洗提供了方便。但该换热器结构较复杂，而且浮动 端小盖在操作时无法知道泄露情况。因此在安装时要特别注意其密封。 浮头换热器的浮头部分结构，按不同的要求可设计成各种形式，除必须考虑管 束能在设备内自由移动外，还必须考虑到

32、浮头部分的检修、安装和清洗的方便。 在设计时必须考虑浮头管板的外径。该外径应小于壳体内径，一般推荐 0 d i d 浮头管板与壳体内壁的间隙。这样，当浮头出的钩圈拆除后，即可将mmb53 1 管束从壳体内抽出。以便于进行检修、清洗。浮头盖在管束装入后才能进行装配， 所以在设计中应考虑保证浮头盖在装配时的必要空间。 钩圈对保证浮头端的密封、防止介质间的串漏起着重要作用。随着幞头式换热 器的设计、制造技术的发展，以及长期以来使用经验的积累，钩圈的结构形式也得 到了不段的改进和完善。 钩圈一般都为对开式结构，要求密封可靠，结构简单、紧凑、便于制造和拆装 方便。 浮头式换热器以其高度的可靠性和广泛的适

33、应性，在长期使用过程中积累了丰 富的经验。尽管近年来受到不断涌现的新型换热器的挑战，但反过来也不断促进了 自身的发展。故迄今为止在各种换热器中扔占主导地位。 管子构成换热器的传热面，管子尺寸和形状对传热有很大影响。采用小直径的 管子时，换热器单位体积的换热面积大一些，设备比较紧凑，单位传热面积的金属 消耗量少，传热系数也较高。但制造麻烦，管子易结垢，不易清洗。大直径管子用 于粘性大或者污浊的流体，小直径的管子用于较清洁的流体。 管子材料的选择应根据介质的压力、温度及腐蚀性来确定。 换热器的管子在管板上的排列不单考虑设备的紧凑性，还要考虑到流体的性质、 结构设计以及加工制造方面的情况。管子在管板

34、上的标准排列形式有四种：正三角 形和转角正三角形排列，适用与壳程介质清洁，且不需要进行机械清洗的场合。正 方形和转角正方形排列，能够使管间的小桥形成一条直线通道，便于用机械进行清 洗，一般用于管束可抽出管间清洗的场合。 另外对于多管程换热器，常采用组合排列方法，其每一程中一般都采用三角形 排列，而各程之间则常常采用正方形排列，这样便于安排隔板位置。 当换热器直径较大，管子较多时，都必须在管束周围的弓形空间内尽量配置换 热管。这不但可以有效地增大传热面积，也可以防止在壳程流体在弓形区域内短路 而给传热带来不利影响。 管板上换热管中心距的选择既要考虑结构的紧凑性，传热效果，又要考虑管板 的强度和清

35、洗管子外表面所需的空间。除此之外，还要考虑管子在管板上的固定方 法。若间距太小，当采用焊接连接时，相邻两根管的焊缝太近，焊缝质量受热影响 不易得到保证；若采用胀接，挤压力可能造成管板发生过大的变形，失去管子和管 板间的结合力。一般采用的换热管的中心距不小于管子外径的 1.25 倍。 当换热器多需的换热面积较大，而管子又不能做的太长时，就得增大壳体直径， 以排列较多的管子。此时为了提高管程流速，增加传热效果，须将管束分程，使流 体依次流过各程管束。 为了把换热器做成多管程，可在一端或两端的管箱中分别安置一定数量的隔板。 浮头式换热器的优缺点： 优点： （1）管束可以抽出，以方便清洗管、壳程； （

36、2）介质间温差不受限制； （3）可在高温、高压下工作，一般温度小于等于 450 度，压力小于等于 6.4 兆帕； （4）可用于结垢比较严重的场合； （5）可用于管程易腐蚀场合。 缺点： （1）小浮头易发生内漏； （2）金属材料耗量大，成本高 20%； （3）结构复杂 综合上述情况，本次设计采用浮头式换热器。 2.2 流动空间的选择 在管壳式换热器的计算中，首先需决定何种流体走管程，何种流体走壳程，这 需遵循一些一般原则。 （1）应尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热面两侧的传热系数接近。 （2）在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装 置，应尽量减少其冷量损失。 （3）

37、管、壳程的决定应做到便于清洗除垢和修理，以保证运行的可靠性。 （4）应减小管子的壳体因受热不同而产生的热应力。从这个角度来说，顺流 式就优于逆流式，因为顺流式进出口端的温度比较平均，不像逆流式那样，热、冷 流体的高温部分均集中于一端，低温部分集中于另一端，易于因两端胀缩不同而产 生热应力。 （5）对于有毒的介质或气相介质，必使其不泄漏，应特别注意其密封，密封 不仅要可靠，而且还应要求方便及简单。 （6）应尽量避免采用贵金属，以降低成本。 以上这些原则有些事相互矛盾的，所以在具体设计时应综合考虑，决定哪一种 流体走管程，哪一种流体走壳程。 1、宜于通入管内空间的流体 1）不清洁的流体 因为在管内

38、空间得到较高的流速并不困难，而流速高，悬浮物不易沉积，且 管内空间也便于清洗。 2）体积小的流体 因为管内空间的流动截面往往比管外空间的截面小，流体易于获得必要的理想 流速，而且也便于做成多程流动。 3）有压力的流体 因为管子承压能力强，而且还简化了壳体密封的要求。 4）腐蚀性强的流体 因为只有管子及官箱才需用耐腐蚀材料，而壳体及管外空间的所有零件均可用 普通材料制造，所以造价可以降低。此外，在管内空间装设保护用的衬里或覆盖层 也比较方便，并容易检查。 5）与外界温差大的流体 因为可以减少热量的逸散。 2、宜用于通入管间空间的流体 1）当两流体温度相差较大时， 值大的流体走管间 这样可以减少管

39、壁与壳壁间的温度差,因而也减小了管束与壳体间的相对伸长， 故温差应力可以降低。 2）若两流体给热性能相差较大时， 值小的流体走管间 此时可以用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。 3）饱和蒸汽 对流速和清理无甚要求，并易于排除冷凝液。 4）粘度大的流体 管间的流动截面和方向都在不断变化，在低雷诺数下，管外给热系数比管内的 大。 5）泄漏后危险性大的流体 可以减少泄漏机会，以保安全。 此外，易析出结晶、沉渣、淤泥以及其他沉淀物的流体，最好通入比较更容易 进行机械清洗的空间。在管壳式换热器中，一般易清洗的是管内空间。但在 u 形 管、浮头式换热器中易清洗的都是管外空间。 所以，此次方案

40、设计循环水走管程，柴油走壳程。 2.3 流速的确定 当流体不发生相变时，介质的流速高，换热强度大，从而可使换热面积减少、 结构紧凑、成本降低，一般也可抑止污垢的产生。但流速大也会带来一些不利的影 响，诸如压降增加，泵功率增大，且加剧了对传热面的冲刷。p 换热器常用流速的范围见表 2-1 和表 2-2。 表 2-1 换热器常用流速的范围 介质 流速 循环水新鲜水一般液体 易结垢 液体 低粘度液 体 高粘度液 体 气体 管程流速， sm/ 0 . 20 . 15 . 18 . 00 . 35 . 00 . 18 . 18 . 05 . 15 . 0305 壳程流速， sm/ 5 . 15 . 05

41、 . 15 . 05 . 12 . 05 . 00 . 14 . 08 . 03 . 0152 表 2-2 列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许的安全流速 液体名称乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮氢气 安全流速，sm/132108 2.4 加热剂、冷却剂的选择 用换热器解决物料的加热冷却时，还要考虑加热剂（热源）和冷却剂（冷源） 的选用问题。 可以用作加热剂和冷却剂的物料有很多，列管式换热器常用的加热剂有饱和水 蒸气、烟道气和热水等，常用的冷却剂有水、空气和氨等。在选择加热剂和冷却剂 的时候主要考虑来源方便，有足够温差，价格低廉，使用安全等因素。 2.4.1 常用的加热剂 （1）饱和水蒸

42、气 饱和水蒸气是一种应用最为广泛的加热剂，由于饱和水蒸气冷凝时传热膜系数 很高，可以改变蒸气压强以准确地调节加热温度，而且常用低廉的蒸汽机及涡轮机 排放废气。但饱和水蒸气温度超过 180，必须用很高压强，但温度升高不大，c 而且设备强度也相应增高，一般只用于加热温度在 180以下的情况。c （2）烟道气 燃料燃烧所得到的烟道气具有很高温度，可达 7001000，适用于需要达到c 高温度加热。用烟道气加热的缺点是比热容低，控制困难及传热膜系数低。 除了以上两种常用的加热剂外，还可以结合工厂的具体情况，采用热空气等气 体作为加热剂，或用热水作为加热剂。 2.4.2 常用的冷却剂 水和空气是最常用的

43、冷却剂，它们可以直接取自大自然，不必特别加工。与空 气相比较，谁的比热容高，传热膜系数也很高，但空气的获取和使用比水方便，应 因地制宜加以选用。水和空气作为冷却剂受到当地气温的限制，一般冷却温度为 1025，如果要冷却到较低的温度，则需应用低温冷却剂，常用的低温冷却剂有c 冷冻盐水（，及其溶液） 。 2 caclnacl 此次设计需使用冷却剂，实验设计时已给出选，用循环水作为冷却剂。 2.5 流体出口温度的确定 工艺流体的进出口温度是由工艺条件决定，加热剂或冷却剂的进口温度也是确 定的，但其出口的温度是由设计者选定的。该温度直接影响加热剂或冷却剂的耗量 和换热器的大小，所以此温度的确定有一个优

44、化问题。 此次设计中，流体进出口的温度已给出。 2.6 材质的选择 在进行换热器设计时，换热器各种零件、部件的材料，应根据设备的操作压力、 操作温度、流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最 后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设 备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往 往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用 寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体 结构有着密切关系。 一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。 1、碳钢 价格低，强度较高，对

45、碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无 耐腐蚀性要求的环境中应用时合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的 材料为 10 号和 20 号碳钢。 2、不锈钢 奥氏体系不锈钢以 1cr18ni9 为代表，它是标准的 18-8 奥氏体不锈钢，有稳定 的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。 本次设计采用碳钢材料的换热器即可。 第 3 章 换热器的结构设计 换热器的工艺尺寸确定后，若能选用热交换器标准系列，则结构尺寸随之而定， 否则还需进行部件结构的设计计算。 换热器结构设计计算包括，管子在管板上的固定，是否需要温差补偿及补偿装 置的设计，管板的强度，管板与壳体的连接结构，折流板

46、与隔板的固定，端盖与法 兰的设计，各部件的公差及技术条件等。 3.1 管束及壳程分程 3.1.1 管束分程 为了解决管束增加引起管内流速及传热系数的降低，可将管束分程。在换热器 的一端或两端的管箱中安置一定数量的隔板，一般每程中管数大致相等。主义温差 较大的流体应避免紧邻以免引起较大的温差应力。 管束分程的方案如表 4-1。从制造、安装、操作的角度考虑，偶数管程有较多 的方便之处，因此用的最多。但程数不宜太多，否则隔板本身占去相当大的布管面 积，且在壳程中形成旁路，影响传热。 表 3-1 管程布置 3.1.2 壳程分程 e 型为最为普通，为单壳程。f 型与 g 型均为双程，它们的不同之处在于壳

47、侧 流体进出口位置不同。g 型壳体又称分流壳体，当用作水平的惹热虹吸式再沸器时， 壳程中的纵向隔板起着防止轻组分的闪蒸与增强混合的作用。h 型与 g 型相似， 只是进出口接管与纵向隔板均多一倍，故称之为双分流壳体。g 型与 h 型均可用 于以压力降作为控制因素的换热器中。考虑到制造上的困难，一般的换热器壳程数 很少超过 2。 3.2 管程结构 介质流经传热管内的通道部分成为管程。 3.2.1 换热管布置和排列间距 常用换热管规格有、（1cr18ni9ti） 、(碳钢 mm219mm225mm5 . 225 10)。换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形 错列和同心圆

48、排列。 管子的排列应在整个换热器截面上均匀而紧凑地分布，还要考虑流体的性质和 结构设计以及制造等方面的问题。管子在管板上排列的方法，用的较多的是等边三 角形（或称正六角形）和正方形排列法。 当壳程流体是不污性质介质时，采用等边三角形排列法。等边三角形排列结构 紧凑，在一定管板面积上可以配置较多的管数，且由于管子间的距离都相等，在管 板加工时便于画线与钻孔。 当壳程流体需要用机械清洗时，采用正方形排列法。正方形排列法在一定的管 板面积上可排列的管子数最少。 同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。在制氧设备 中，常采用此法。按此法在管板上布置的管比按三角形排列的还多 我国换热器

49、系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列 排列居多，也有正三角形排列。 图图 3-1 换热管排列方式换热管排列方式 除了上述三种排列方法外，也可采用组合排列方法。例如在多管程换热器中， 每一程中都采用三角形排列法，而在各程之间，为了便于安排隔板，则采用正方形 排列法。 当管子总数超过 127 根（相当于层数6） ，等边三角形排列的最外层管子和壳 体间弓形部分也应配置上附加的管子，这样不但可增加排列管数，增大传热面积， 而且消除了管外部分不利于传热的空间。附加管子的配置法可参考表 3-2 对于多管程换热器，分程的纵向隔板占据了管板上一部分面积，实际排列管比 表 3-2 中所示要

50、少，设计师必须有作图法决定。 表 3-2 等边三角形排列时管子的根数 弓形部分管数 六角 形的 层数 对角线 上的管 数 不计弓形部 分时管子的 根数 在弓形 的第一 排 在弓形 的第二 排 在弓形 的第三 排 在弓形部 分内总根 数 换热器内 管子的总 根数 137-7 2519-19 3737-37 4961-61 51191-91 613127-127 7151693-18187 8172174-24241 9192715-30301 10213316-36367 11233977-42439 12254698-48517 132754792-66613 1429631105-90721

51、 1531721116-102823 1633817127-114913 1735919138-1261045 计算得 104 根管，采用组合排列法,即每程内均按正三角排列,隔板两恻采用正方形 排列。 3.2.2 管心距 管板上两管子中心的距离称为管心距，管心距的决定要考虑管板的强度和清a 洗管子外表时所需的空隙，它与管子在管板上的固定方法有关。当管子采用焊接方 法固定时，相邻两根管的焊缝太近，就会相互影响，使焊接质量不易保证，而采用 胀接法固定时，过小的管心距会造成管板在胀接时由于挤压力的作用发生变形，失 去了管子与管板之间的连接力，因此，管心距必须有一定的数值范围。 根据生产实践经验，最小

52、管心距一般采用： min a 焊接法，为管子外径； 0min 25 . 1 da 0 d 胀接法。 0min 25 . 1 da 但管心距最小不能小于。对于直径小的管子，的数值应大些。ammd6 0 0 /da 最外层列管中心至壳体内表面的距离不应小于。mmd10 2 1 0 管板，折流板（或支承板）管孔直径及中心距允许偏差已有标准规定，列于表 3-3。 表 3-3 管孔直径及中心距允许偏差 mm/ 管板孔管孔中心距允许偏差折流板（支承板） 管子外径 孔直径允许偏差 相邻孔中心距 相邻孔任意孔孔直径允许偏差 1414.4+0.15190.31.014.6+0.4 1919.4+0.2250.3

53、1.019.6+0.4 2525.4+0.2320.31.025.6+0.4 3232.5+0.3400.31.032.7+0.45 3838.5+0.3480.31.038.7+0.45 5757.7+0.4700.51.075.9+0.45 卧式换热器的壳程为蒸汽冷凝，且管子按等边三角形排列时，为了减少液膜在 列管上的包角及液膜的厚度，管板在装配时，其周线应与设备的水平轴线偏转一定 角度。其值见表 3-4a 表 3-4 轴线偏转角度 管子外径 mmd / 0 19253857 管心距mma/25324870 偏转角a 8 7 7 6 如果管心距不同于上表数值时，偏转角应按下列公式计算： a

54、 d a 2 sin30 01 此时，如管板上带有排液孔或排气孔，应注意其位置。 本设计采用焊接法。 3.2.3 管材料 管子材料常用的为碳钢、低合金钢、不锈钢、铜、铜镍合金、铝合金等。 应根据工作压力、温度和介质腐蚀性等条件决定。此外还有一些非金属材料， 如石墨、陶瓷、聚四氯乙烯等亦有采用。在设计和制造换热器时，正确选用材料很 重要。既要满足工艺条件的要求，又要经济。对化工设备而言，由于各部分可采用 不同材料，应注意有不同种类的接触而产生的电化学腐蚀作用。 本设计采用碳钢型材。 3.3 管板 管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分割开来。 管板形式有平管板、椭圆形管板和双管

55、板。其中最常见的是平管板。当流体有 腐蚀性时，管板应采用耐腐蚀材料，工程上多采用轧制成的复合不锈钢板，或在碳 钢表面堆焊一层厚度不小于 5mm 的覆盖层。当换热器承受高温高压是，应采用薄 型管板，既降低了温差应力，同时有满足了高压对机械应力的要求。薄管板的突出 优点是节约管板材料，高压时可节约 90%，且加工也方便。所以在中、低压换热器 中的以推广应用。 3.4 管子与管板的连接 在管壳式换热器的结构设计中，管子与管板的连接是否紧密十分重要。如果连 接不紧密，在操作时连接处发生泄漏，冷、热流体互相混合，会造成物料和热量的 流失；若物料带有腐蚀性、放射性或两种流体接触会产生易燃易爆的物质，后果将

56、 更加严重。 在固定管板式换热器的连接处还应考虑能承受一定的轴向力，以避免温度变化 较大时，产生的热应力是管子从管板脱出。 管子与管板的连接可胀接或焊接。 胀接法结构简单，管子的更换及修补方便，多用于压力低于 和温度低于的场合。此方法是利用胀管器将管子扩)108 . 91 (40 4 paatmatmc300 张，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。 对于高温高压以及易燃易爆的流体，多采用焊接法。焊接法加工简便，对管孔 的加工要求不高，较强的抗拉脱能力使之在高温高压下仍能保持连接处的紧密性， 同时，在压力不太高时，还可采用薄型管板。其缺点是焊接造成的残余热应力与应 力

57、集中，在设备运行时可能引起应力腐蚀和疲劳破坏。此外，管子和管孔之间的间 隙中存在的不流动流体与间隙外流体浓度上的差别易产生间隙腐蚀。 建议用先胀后焊法消除此间隙。实际上，胀、焊结合的方法综合了二者的优点， 不仅能提高连接处的抗疲劳性能，还可以消除应力腐蚀和间隙腐蚀，提高使用寿命。 目前已得到较广泛的应用。 3.5 管板尺寸的确定 3.5.1 管板受力情况分析 列管式换热器管板，一般采用平管板，在圆平板上开孔装设管束，管板又与壳 体相连，管板所受载荷除管程和壳程压力外，还要承受壳壁的温差引起的变形不协 调作用等。管板受力情况较浮躁，影响管板应力大小有如下因素： 1）与圆平板类似，管板直径、厚度，

58、压力大小，使用温度等对管板应力有显 著影响。 2）管束的支撑作用。管板与许多换热管刚性地固定在一起，因此，管束起着 支承的作用，阻碍着管板的变形。在进行受力分析时，常把管板看成是放在弹性基 础上的平板，列管就起着弹性基础的作用。其中固定式换热器管板的这种支承作用 最为明显。 3）管孔对管板强度和刚性的影响。由于管孔的存在，削弱了管板的强度和刚 度，同时在管孔边缘产生高峰应力。当管子连续连接在管板之后，管板孔内的管子 又能增强管板的强度和刚度，而且也抵消一部分高峰应力。通常采用管板强度与刚 度削弱系数来估计他的影响。 4）管板边缘固定的形式。类似于圆平板，管板边界条件不同，管板应力状态 是不一样

59、的。管板外边缘有不同的固定形式，如夹持、简支、半夹持等。通常以介 于简支和夹持之间为多。这些不同的固定结构对管板应力产生不同程度的影响，在 计算中，管板边缘的固定形式是以固结系数来反映的。 5）管壁和壳壁的温差所引起的热应力。由于管壁与壳壁温度不同产生变形量 的差异，不仅使管子、壳体的应力有显著的增加，而且使管板的应力有很大的增加， 在设备启动和停车过程中，特别容易发生这种情况。如采用非刚性非固定性板式结 构换热器，这种影响会减少或消除。 6）当管板又兼作法兰时，拧紧法兰螺栓，在管板上又会产生附加弯矩。 7）其他，当管板厚度较大，管板上下两平面存在温差，则产生附加热应力。 当管子太长而无折流板

60、之托时，管子会弯曲造成管板附加应力。当管板在制造、胀 接或焊接管子时，也会产生一些附加应力。 目前设计管板厚度的方法很多，由于处理问题的出发点不同，考虑因素的周密 程度不同，结果往往彼此相差很大。 3.5.2 管板尺寸 当管子与管板采用胀接时，应考虑胀管时对管板的刚性要求，管板的最小厚度 （不包括腐蚀余量） ，按表 3-5 规定，包括厚度附加量在内建议不小于。mm20 表 3-5 管板最小厚度mm/ 换热器管板厚度b换热器管板厚度b 253825 32 22 5732 采用焊接时，管板最小厚度的确定应考虑焊接工艺及管板焊接形变等的要求。 3.6 壳程结构 介质流经传热管外面的通道部分称为壳程。