课程设计之换热器

1、 中国石油大学（华东）中国石油大学（华东） 于英民于英民换换 热热 器器 设设 计计化工原理课程设计化工原理课程设计 v 课程设计的目的课程设计的目的v 课程设计的任务课程设计的任务v 日程安排日程安排v 课程设计过程中注意的问题课程设计过程中注意的问题v 成绩评定标准成绩评定标准v 参考资料参考资料 课程设计的目的课程设计的目的 v 培养综合运用所学知识、查阅化工资料获取有关知识和数据、进行化工设备初步设计的能力。v 培养独立工作及发现问题、分析问题、解决问题的综合能力。v 提高计算能力、培养工程实际观念。v 熟悉掌握化工常用软件的使用v 培养认真的学风和工作作风。 课程设计的任务课程设计的

2、任务一一 、题、题 目目：芳烃冷却器的设计芳烃冷却器的设计工艺流体工艺流体热流体（苯热流体（苯40%+甲甲苯苯60%）冷流体（冷流体（Water）总质量流率总质量流率/（kgs-1）2025入口温度入口温度/9028出口温度出口温度/53入口压力（绝压）入口压力（绝压）/kPa550450允许压力降允许压力降/kPa9060污垢热阻污垢热阻/（m2KW-1）0.000150.00016二、设计任务及操作条件二、设计任务及操作条件51 选择合适的换热器；选择合适的换热器；2 计算热负荷；计算热负荷；3 计算温差和估计传热系数；计算温差和估计传热系数；4 估算换热面积；估算换热面积；5 计算管程压

3、降和给热系数；计算管程压降和给热系数；6 计算壳程压降和给热系数；计算壳程压降和给热系数；7 计算传热系数；计算传热系数；8 校核传热面积。校核传热面积。三三、主要设计内容主要设计内容1.2 1.2 课程设计的任务课程设计的任务 日日 程程 安安 排排v 讲课：0.5天 v 手算：手算：2 2天天 v 软件计算：软件计算：1 1天天 v 整理说明书及考试：整理说明书及考试：1 1.5天天v 交说明书1天 7月月6日日7月月11日一周，日一周，11日交说明书，其中：日交说明书，其中： 课程设计过程注意问题课程设计过程注意问题v 草拟进度表，拟定设计的方法和步骤。草拟进度表，拟定设计的方法和步骤。

4、v 计算过程中要随时复核计算结果的正确性，做到有错即改计算过程中要随时复核计算结果的正确性，做到有错即改，避免大的返工。，避免大的返工。v 要求来教室进行设计，以便于答疑和掌握进度。要求来教室进行设计，以便于答疑和掌握进度。 成成 绩绩 评评 定定v设计的正确性，无概念和计算的重大错误。设计的正确性，无概念和计算的重大错误。v设计的工作量大小。设计说明书的质量。设计的工作量大小。设计说明书的质量。v工作态度、作风，独立工作的能力等。工作态度、作风，独立工作的能力等。v考试。考试。 参参 考考 资资 料料v 石油化学工程原理（上）石油化学工程原理（上）v 石油炼制及石油化工计算方法图表集石油炼制

5、及石油化工计算方法图表集 炼制系编炼制系编v 化学工程手册化学工程手册 化学工业出版社化学工业出版社v 冷换设备工艺计算手册冷换设备工艺计算手册 中国石化出版社中国石化出版社v 换热器工艺设计 EDR的立式热虹吸再沸器设计的立式热虹吸再沸器设计 软件计算结果分析与设计方案调整软件计算结果分析与设计方案调整 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 管壳式换热器的设计流程管壳式换热器的设计流程 提提 纲纲 设计要求设计要求如何切入设计任务如何切入设计任务换热器基础知识换热器基础知识 目前，在换热器中应用最多的是管壳式换热器。管壳目前，在换热器中应用最多的是管壳式换热器。管壳式换热器适用的操作温

6、度与压力范围较大，制造成本低，式换热器适用的操作温度与压力范围较大，制造成本低，清洗方便，处理量大，工作可靠，长期以来，人们已在清洗方便，处理量大，工作可靠，长期以来，人们已在其设计和加工制造方面积累了许多经验，建立了一整套其设计和加工制造方面积累了许多经验，建立了一整套程序，人们可以容易地查找到其可靠的设计及制造标准，程序，人们可以容易地查找到其可靠的设计及制造标准，并且能使用众多材料制造，设计成各种尺寸及型式，因并且能使用众多材料制造，设计成各种尺寸及型式，因此管壳式换热器往往成为人们的首选。此管壳式换热器往往成为人们的首选。 管壳式换热器的结构特点管壳式换热器主要由外壳、管板、管束和封头

7、等部件组成，图3-1为结构示意图。 1管箱；2管程接管（管嘴）；3管板； 4壳程接管（管嘴）；5管束；6浮头图3-1 管壳式换热器结构示意图 管壳式换热器的类型及适用范围 管壳式换热器通常有固定管板式、U形管式和浮头式三种型式。 从经济的角度上来看，在工艺条件允许时，应该优先选用固定管板式换热器。但是当遇到以下两种情况时，就应该选用浮头式换热器（1）壳体和管子的金属温差超过）壳体和管子的金属温差超过30或或50，或者冷流进口和热，或者冷流进口和热流进口之间的极限温度差超过流进口之间的极限温度差超过110。在此情况下如果采用固定管板。在此情况下如果采用固定管板式换热器，就会因热应力使管板胀口处产

8、生泄漏。式换热器，就会因热应力使管板胀口处产生泄漏。（2）容易使管子腐蚀或者在壳程中容易结垢的介质不能采用固定管）容易使管子腐蚀或者在壳程中容易结垢的介质不能采用固定管板式换热器，否则管束既无法更换，又无法机械清扫。板式换热器，否则管束既无法更换，又无法机械清扫。管壳式换热器系列特征和适用范围 管壳式换热器的主要组合部件 TEMA标准中规定的管壳式换热器的主要组合部件如图3-2所示。 同TEMA主要组合部件相比，我国GB/T 151-1999规定的主要组合部件中增加了U形管换热器壳体（I）和外导流筒结构（O），在釜式再沸器（K）中增加了双管束型式，取消了穿流壳体（全错流X），在GB/T 151

9、-1999中，将管壳式换热器的主要组合部件分为前端管箱、壳体和后端结构（包括管束）三部分。图图3-2 TEMA 管壳式换热器管壳式换热器中的主要部件和部件代号图中的主要部件和部件代号图换换热热器器的的标标准准系系列列(GB151)(GB151) 管壳式换热器型号表示方法 换热器型号表示方法换热器型号表示方法 换热器型号的表示换热器型号的表示AES500-1.6-54- -4IAES500-1.6-54- -4I公称传热面积公称传热面积(m(m2 2) )管程壳程公称压力管程壳程公称压力(kgf/cm(kgf/cm2 2) )管程数管程数壳体公称直径壳体公称直径(mm)(mm)前端管箱为平盖管箱

10、前端管箱为平盖管箱壳体形型为壳体形型为E E型型后端结构型式为后端结构型式为S S型型256壳程数壳程数碳素钢较高级冷拔换热管碳素钢较高级冷拔换热管外径外径25mm,25mm,管长管长6m6m浮头式：浮头式：固定管板式：固定管板式：BEM700- -54- -4IBEM700- -54- -4I公称传热面积公称传热面积(m(m2 2) )管程管程- -壳程公称压力壳程公称压力(kgf/cm(kgf/cm2 2) )管程数管程数壳体公称直径壳体公称直径(mm)(mm)前端管箱为封头管箱前端管箱为封头管箱壳体形型为壳体形型为E E型型后端结构型式为后端结构型式为M M型型256壳程数壳程数碳素钢较

11、高级冷拔换热管外碳素钢较高级冷拔换热管外径径25mm,25mm,管长管长6m6m6 . 15 . 2管壳式换热器结构参数选择 换热管p 管子外形 换热器的管子外形有光滑管、螺纹管和波纹管等多种型式。 光滑管适用于任何条件，应用面广。 当壳程流体的传热系数只有管程的1/3时，采用螺纹管，能强化壳程传热过程。 当管程流体的传热系数低于壳程的3/5以下，雷诺准数低时，选用波纹管能大幅度提高管内传热系数。图图3-5螺纹管示意图螺纹管示意图图图3-6波纹管示意图波纹管示意图p管径管径 换热管一般推荐选用外径为19 mm的管子。对于易结垢的物料（一般认为污垢热阻大于0.00034 m2K/W），或允许压力

12、降较小时采用外径为25 mm的管子。对于如再沸器等有相变的换热环境多采用32 mm到38 mm的管径。直接受火加热时多采用76 mm的管径。在国外一些石油化工装置中，甚至有采用10 mm的管子，在深冷和空分装置中，已有采用57.5 mm的管子。管壳式换热器结构参数选择正三角形排列正三角形排列应用最普遍，其传热系数高于正方形排列。一般适用于不应用最普遍，其传热系数高于正方形排列。一般适用于不产生污垢或生成污垢但能以化学方法处理，以及允许压力降较高的操作。产生污垢或生成污垢但能以化学方法处理，以及允许压力降较高的操作。转角三角形排列转角三角形排列应用不如正三角形排列那样普遍，传热系数也不如它高，应

13、用不如正三角形排列那样普遍，传热系数也不如它高，但高于正方形排列。使用情况与上述正三角形排列相同。但高于正方形排列。使用情况与上述正三角形排列相同。正方形排列正方形排列常用于要求流体压力降较低和需用机械方法清洗管子外部的常用于要求流体压力降较低和需用机械方法清洗管子外部的情况下，但传热系数比正三角形排列的低。情况下，但传热系数比正三角形排列的低。转角正方形排列转角正方形排列多应用于要求压力降较低（但又不如正方形排列的那样低）多应用于要求压力降较低（但又不如正方形排列的那样低）和需用机械方法清洗的情况下，传热系数比正方形排列的高。和需用机械方法清洗的情况下，传热系数比正方形排列的高。转角三角形与

14、正方形排列均不适用于卧式冷凝器，因下流凝液会使下方管表转角三角形与正方形排列均不适用于卧式冷凝器，因下流凝液会使下方管表面液膜迅速增厚。面液膜迅速增厚。正三角形排列转角三角形排列 正方形排列 转角正方形排列p 管子排列方式管子排列方式 管壳式换热器结构参数选择p 管间距 管间距是相邻两根管子中心的直线距离，一般选用（1.251.5）d（d为管子外径）p 管长 管长与壳径比不宜超过610（对直立设备为46），常用的为46米，对于需要传热面积大、或无相变换热器可以选用89米以上的管长。在炼厂设计中最常用的是6米管长。壳径较大的换热器采用较长的管子更为经济。用较小的管径和较长的管子，按三角形排列，能

15、够节约较多的钢材。 管程数 管程数有18程几种，常用的为1、2或4管程。 壳程型式（a）单壳程（b）双壳程（c）分流式（d）双分流式壳程壳程的型式的型式管壳式换热器结构参数选择 壳径 换热器的壳径一般在3251800 mm，采用一台大的换热器比采用几台小换热器更经济。 壳程折流板p 折流板型式 最常用的折流板型式为圆缺形折流板。圆缺形折流板（弓形折流板）可分为单弓形、双弓形和三弓形折流板。p 折流板间距 折流板间距太小会引起较大压力降，导致过量泄露和旁路流动，并使管外的机械清洁比较困难，最小的折流板间距为壳体内径的1/5，折流板间距与壳体内径的最佳比值通常在0.30.6范围内，可以实现压力降到

16、热传递的最大转化。 对于单相流体，适宜的折流板间距为壳体内径的1/3左右。 管壳式换热器结构参数选择p 折流板圆缺率 圆缺率是折流板窗口高度与壳径的比值。如果圆缺率太小，流体将会呈喷射状穿过窗口区域，不均衡的通过折流板的分区。若圆缺率太大，流体将会在折流板的边缘短路，并且不会在折流板分区形成错流。 最小最小最大最大一般范围一般范围最佳值（范围）最佳值（范围）圆缺率圆缺率/壳径壳径0壳径的一半壳径的一半0壳径的一半壳径的一半0.25（单相流）（单相流）0.400.45（多相流）（多相流）0.15（弓形区不排管）（弓形区不排管） 圆圆缺率与壳径的关系缺率与壳径的关系折流板的缺口高度与板间距之间的关

17、系缺口高度减少，板间距也要相应减少以保持相近的流通面积，从而使通过缺口时的流速接近横过管束时的错流流速，保持其比值在0.81.2之间。管壳式换热器结构参数选择p折流板缺口方向 折流板缺口方向指的是切口弦线和壳体入口接管中心线的夹角。n（1）挡板切口弦线平行于壳体入口接管中心线（0夹角，垂直切口，竖缺形）；n（2）挡板切口弦线垂直于壳体入口接管中心线（90夹角，水平切口，横缺形）。 横缺形折流板适用于无相变的对流传热过程，而在带有悬浮物或结垢严重的流体所使用的卧式冷凝器、换热器中，一般采用竖缺形折流板，比较有利于冷凝器内的气液分离。管壳式换热器结构参数选择（a）竖缺形折流板）竖缺形折流板 （b）

18、横缺形折流板）横缺形折流板图图3-11 折流板缺口方向折流板缺口方向 p折流板换热器间隙折流板管孔与管壁之间的间隙 根据TEMA标准，对于未受支承的管子的最大长度为36 in（914.4 mm）或更小，或者对于外径大于1.25 in（31.8 mm）的管子，该孔隙为1/32 in（0.80 mm）；对于未受支承的长度超过36 in，外径为1.25 in或更小的管子，该孔隙为1/62 in（0.40 mm）。壳体与折流板之间的间隙 即壳体内径与折流板外径之间的空隙，应该力求该间隙最小从而使得泄漏流E流路最少。相关TEMA标准见书p38。壳体与管束之间的间隙 壳体与管束之间存在间隙使得旁路流C流路

19、流过管束。采用密封条可以堵住这个空隙从而使旁路流转向横掠管束。管壳式换热器结构参数选择防旁路流设施防旁路流设施p密封条 密封条也称旁路挡板，它主要是为了防止流体由壳内和管束之间旁流。一般固定管板式和U形管式换热器不必使用密封条，因为这些设备壳体于管束外径间隙不大。在有相变发生的设备中，即使间隙很大也不安装密封条，因为密封条会影响到汽相和液相的分离。p假管 假管可防止中等或大型换热器壳程中部流体的旁流，其设置于分程隔板的槽背面两管板之间，一般与换热管规格相同，可用折流板点焊固定，也可用拉杆代替。管壳式换热器结构参数选择防冲板及导流筒防冲板及导流筒 防冲元件的设置条件是： 当壳程流体为非腐蚀与无磨

20、蚀的单相流体，而进口管处的动能v22230 kg/(ms2)，或者对v2740kg/(ms2)的其它液体（包括沸点下的液体）时，应设防冲板或导流筒； 有腐蚀性或产生磨蚀的气体、蒸气及气液混合物，应设置防冲板； 当壳程进出口接管距管板较远、流体死区过大时，应设置导流筒。 通过现场实践发现防冲板的压力降有时很大，其根本原因在于防冲板与壳体的间距太小，使流体进入壳程时的流速太快。因此当流体经过壳体入口的流速不高时，也可以不装防冲板。管壳式换热器结构参数选择管壳式换热器结构参数选择 接管 接管（管嘴）大小必须满足压力降要求和连接工艺管道要求。接管布置在换热器的上下方比水平方向为佳上下方比水平方向为佳。

21、一般情况下，被加热的流体宜下进上出，被冷却的流体宜上进下出被加热的流体宜下进上出，被冷却的流体宜上进下出。冷流体被加热时，密度下降，自行上浮，为减小阻力和混流宜采用下进上出；相反可以得出热流体上进下出。一般情况下，气体上进下出，液体下进上出气体上进下出，液体下进上出。对于卧式或立式换热器，用蒸汽加热时，蒸汽应从上部管口进入，冷凝水从下部管口排出；用水冷却时，冷却水从下部管口进入，上部管口排出。对卧式全凝器，凝液由下部引出，上方应有不凝气排出口；对分凝器，如为重力控制，可分别采用两个出口。对水平再沸器必须在上方设置蒸汽出口，在下方设置残液出口。 管壳式换热器结构参数选择 壳程允许压力降 在某些情

22、况下，满足壳程压力降的要求往往成为控制因素（例如壳侧流体量很大，或者是低压下的气相介质，允许压力降值很低），从降低压力降考虑，选型思路主要是降低壳程流体流速。 结构选型示例结构选型示例 管壳式换热器工艺条件的选择 流体空间 由于影响选择流体空间的因素有很多，选择流体空间时主要考虑腐蚀和结垢两个因素，选择流体空间时可参考下表。管侧流体管侧流体壳侧流体壳侧流体腐蚀强的流体腐蚀强的流体需要冷凝的蒸汽（具有腐蚀性的除外）需要冷凝的蒸汽（具有腐蚀性的除外）冷却水冷却水进出口温差较大的流体（进出口温差较大的流体（37.78）易结垢的流体易结垢的流体 低粘度流体低粘度流体 压力高的流体压力高的流体 温度较高

23、的流体温度较高的流体 流体流体空间选择优先顺序空间选择优先顺序v 在非相变流体传热的管壳式换热器中，流体空间选择的一般性原则如下：（1）不洁净或易于分解结垢的物料应当流经易于清洗的一侧。（2）腐蚀性流体宜走管内。（3）温度很高（或很低）的物料宜走管内；但要求被冷却的流体宜走壳程，便于散热。（4）压力高的物料宜走管程。（5）允许压力降很低的流体宜走管程。（6）蒸汽宜走壳程。（7）粘度大的流体一般走壳程。（8）流量小的流体宜走壳程。（9）两流体温差较大的情况，对于刚性结构的换热器，宜将传热系数大的液体通入壳程。（10）需要提高流速以增大其传热系数的流体宜走管程。流体走管程或者壳程一般着眼于如何提高

24、传热系数和充分利用压力降 管壳式换热器工艺条件的选择 流速 选择流速时，通常可从下列几方面考虑：（1）所选择的流速要尽量使流体的流动处于湍流流动状态（即Re10000），或至少使流体呈不稳定的过渡流状态流动（即Re2300）。（2）高密度流体（或在相变中的流体）应适当提高流速。对于低密度流体（如气体）的传热，所选择的流速产生的压力降不应超过换热器允许的压力降，通常换热器的压力降应不大于0.1 MPa。（3）所选流速应不会导致流体动力的冲击，使换热管子振动和冲蚀。（4）所选流速应使管长或程数恰当。（5）所选流速还要使换热器有适宜的外形结构尺寸。 在设计时可参考相关资料中所列的流速数据。 管壳式换

25、热器工艺条件的选择 压力降 一般情况下，气体的压力降控制值要比液体的低（接近一个数量级）。例如，对液体一般取0.010.1 MPa，而气体则控制在0.0010.01 MPa之间。应尽可能使流态处于湍流区，对高粘度液体，则在过渡区或层流区操作。 不同操作条件下换热器的压力降要求见书p45。 管壳式换热器工艺条件的选择工艺流体的压力工艺流体的压力/MPa允许压力降允许压力降p/MPa真空真空0.010.10.170.0040.0340.170.034 允许允许的压力降范围的压力降范围 温度 当换热终温可以选择时，为了合理的规定换热终温，需参考以下原则。（1）冷却水的出口温度不宜高于60。（2）高温

26、端的温差不应小于20，低温端的温差分三种情况考虑： 一般情况下端点温度差不应小于20； 若热流尚需进一步冷却，冷流需进一步加热，则低温段的温度差不应小于15； 流体用水或其它冷媒冷却时，低温段温度差不小于5。（3）换热管采用多管程、单壳程，且用水作为冷却剂时，冷却剂的出口温度不应高于工艺流体的出口温度。（4）当工作介质被冷却或者冷凝时，冷却剂的入口温度应高于工作介质流体中易结冻组分的冰点，一般高出5。在对反应物进行冷却时，应维持反应流体与冷却剂之间的温差不低于10。当冷凝带有惰性气体的工作介质时，冷却剂的出口温度应低于工作介质的露点，一般低出5。（5）在确定流体出口温度时，不希望出现温度交叉现

27、象。如果工艺流程需要，则须选择多台换热器串联型式。 管壳式换热器工艺条件的选择设计要求设计要求1、通过手算完成、通过手算完成管壳式换热器管壳式换热器的设计和校核的设计和校核2、通过软件完成、通过软件完成管壳式换热器管壳式换热器的设计和校核的设计和校核 并与手算结果对比并与手算结果对比拿到设计任务要考虑的问题拿到设计任务要考虑的问题1.1.选型：空气冷却器？蛇管冷却器？板式换热器？管选型：空气冷却器？蛇管冷却器？板式换热器？管式换热器？式换热器？是否可行，换热效果，是否经济等方面考虑，是否可行，换热效果，是否经济等方面考虑，可以提出几个方案对比。可以提出几个方案对比。 根据冷热流体的温差及管、壳

28、程流体的性质，压力根据冷热流体的温差及管、壳程流体的性质，压力等条件。等条件。 （本设计中，选管壳式换热器）（本设计中，选管壳式换热器）如何切入设计任务如何切入设计任务管壳式换热器的设计管壳式换热器的设计1.1.换热器型式的选择：换热器型式的选择：综合考虑冷热流体的温差、压力及管、壳程流体的性质；综合考虑冷热流体的温差、压力及管、壳程流体的性质； 固定管板式、固定管板式、U U型管式、浮头式？型管式、浮头式？ 卧放？立放？卧放？立放？轻烃、芳烃物系冷凝器：卧式壳程冷凝轻烃、芳烃物系冷凝器：卧式壳程冷凝（蒸汽走壳，冷凝水走（蒸汽走壳，冷凝水走管，卧放）管，卧放）再沸器？再沸器？ 换热器的选用和设

29、计的步骤换热器的选用和设计的步骤1.1.试算并初选设备规格：试算并初选设备规格：(1)(1)计算热负荷计算热负荷Q Q ，以管内流体为准进行计算，以管内流体为准进行计算；(2)(2)选择列管式换热器的型式；选择列管式换热器的型式；(3)(3)冷凝器冷却水进口温度自行选定，冬夏温度应该有所不同，夏冷凝器冷却水进口温度自行选定，冬夏温度应该有所不同，夏季循环水温度较高，按地区不同可自行选定季循环水温度较高，按地区不同可自行选定26263535。 再沸器根据被加热介质温度，选饱和蒸汽，饱和蒸汽的温度比再沸器根据被加热介质温度，选饱和蒸汽，饱和蒸汽的温度比被加热介质高出被加热介质高出5 51010，饱

30、和蒸汽由动力车间供给或自产，饱和蒸汽由动力车间供给或自产 计算计算ttm m ，并根据温度校正系数并根据温度校正系数0.80.8的原则，决定壳程的原则，决定壳程数；数； 换热器的选用和设计的步骤换热器的选用和设计的步骤(4)(4)选定选定K K 值，由值，由Q QKAtKAtm m 初步算出初步算出A A ，并确定换并确定换热器的基本尺寸，或按系列标准选择设备规格。热器的基本尺寸，或按系列标准选择设备规格。 2.2.核算总传热系数核算总传热系数K K ： 计算计算i i 和和o o，选定污垢热阻选定污垢热阻R Rsisi和和R Rsoso，再计算再计算K K。iosiimosoooddRddR

31、K1114.4.计算管、壳程压强降：计算管、壳程压强降： 若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至满足要求为止。满足要求为止。3.3.核算传热面积核算传热面积A A ： 计算所需传热面积计算所需传热面积A Ac c ，与换热器实际面积与换热器实际面积A Aa a 相比，当相比，当( (A Aa a-A-Ac c)/A)/Ac c=0.1=0.10.20.2，所选换热器适宜，否则重复前述步骤。所选换热器适宜，否则重复前述步骤。生生产产任任务务

32、进出口温度进出口温度型式型式流径流径定性温度定性温度物性参数物性参数平均温差平均温差壳程数壳程数0.80.8Q初选初选K选选A管方管方尺寸尺寸壳方壳方尺寸尺寸选择规格选择规格计计算算压压降降合理合理NOyes计算计算s st t计算计算R Rs s R Rt tK K计计/K/K选选1.101.101.201.20设计选型合格设计选型合格yesENDNOK计设计步骤小结设计步骤小结1.求出换热器的热负荷求出换热器的热负荷2.计算计算mt 3.根据经验估计传热系数根据经验估计传热系数 ，计算传热面积，计算传热面积估估KA4.计算冷、热流体的计算冷、热流体的 , 重新计算重新计算5.压降校核压降校

33、核6.计算传热系数，校核传热面积计算传热系数，校核传热面积K 1.处理能力：19.8105 t / a 煤油； 2.设备形式：卧式列管式换热器。 1.煤油：入口温度140，出口温度40； 2.冷却介质：为循环水，入口温度30，出口温度自选； 3.允许压降：不大于105Pa； 4.煤油在定性温度下的物性数据 5.每天按330天，每天按24小时连续运行。，CW/m14. 0CkJ/kg22. 2sPa1015. 7kg/m82543 pc，煤油卧式列管式冷却器的设计煤油卧式列管式冷却器的设计换热器设计实例换热器设计实例两流体均为无相变，本设计按非标准系列换热器的一般设计步骤进行设计。两流体温度变化

34、情况：热流体（煤油）入口温度为140，出口温度为40 冷流体（冷却水）入口温度为30，出口温度选为40两流体的定性温度如下：煤油的定性温度冷却水定性温度两流体的温度差 （50，70）因该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时冷却水进口温度会降低，因此壳体壁温和管壁温相差较大，故选用带膨胀节的列管式换热器。 C902/40140m T C352/4030m tC553590mm tT（一）选定换热器类型因循环冷却水较易结垢，为便于污垢清洗，故选定冷却水走管程，煤油走壳程。同时选用 的碳钢管，管内流速取m/s（若按常用流速1.5m/s计算，可以得出所需管程数为6，换热器小而管程数过多使换热器结构变得复

35、杂，而且动力消耗增大，设计时不能照教科书按部就班）。查化工原理附录，两流体在定性温度下的物性数据如下表：5 . 225 5 . 0i u流体物性定性温度密度kg/m3粘度 mPa s比热容 kJ/(kg)导热系数 W/(m )煤油90825825825825冷却水350.7150.7150.7150.715（二）选定流体流动空间及流速（二）选定流体流动空间及流速按管间煤油计算，即忽略热损失，则水的用量为逆流温差 W1054. 1401401022. 2360024330/108 .19637211p1 TTcWQ kg/s93.36304010174. 41054. 136122 ttcQWp

36、 C09.393040/40-140ln304040140, 逆mt（一）计算热负荷（热流量）（一）计算热负荷（热流量）（二）计算冷却用水量（二）计算冷却用水量（三）计算逆流平均温度差（三）计算逆流平均温度差1.管程给热系数管程给热系数故采用下式计算1000013654000728. 09945 . 002. 0Re iiiiud i CW/m7 .27538812. 13 .20333 .31023. 0626. 0000728. 04174000728. 09945 . 0020. 0020. 0626. 0023. 0023. 024 . 08 . 04 . 08 . 0 piiiiii

37、icudd（四）总传热系数（四）总传热系数Ki 2.2.壳程给热系数壳程给热系数假设壳程给热系数3.3.污垢热阻污垢热阻4.4.管壁的导热系数管壁的导热系数碳钢的导热系数5.5.总传热系数总传热系数CW/m2 290o C/WmC/Wm22 0001720000420.R.RsosiCW/m 45 CW/m2 5214003448000017200000620000525000045401290100017200225045025000250020002500004200200727530250111.RdbdddRddKosomoiosiiio 考虑15%的面积裕度，1.1.管径和管内流速管

38、径和管内流速选用的碳钢换热管 ，管内流速2.2.管程数和传热管数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 （根）26,m7 .18309.395 .2141054. 1逆mtKQS 2m22117183151151.S.S5225. m/s50.ui23762365002078509949336422./.ud/Vniis 按单管程计算所需换热管的长度m41102501432372211.dnSLos 按单管程设计，传热管过长，现取传热管长 ，则该换热器的管程数为传热管的总根数 （根）3.3.平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正及壳程数按单壳程双管程结构查单壳程 图，得 。单壳

39、程双管程属于1-2折流，现用1-2折流的公式计算平均温度差m6l（管程）26411.lLNp4742237N01304040140091030140304012211112ttTTR.tTttPRP 820. C05320939820.t 23211010109102110101091023040110112112122222122.lnRRPRRPlnttRtm 4.4.传热管排列和分程方法传热管排列和分程方法采用组合排列，即每层内按正三角形排列，隔板两侧按正方形排列。取管心距 ，则横过管束中心线的管数 （根）5.5.壳体内径壳体内径采用多管程结构，取管板利用率 ，则壳体内径圆整取6.6.折

40、流板折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为 ，取取折流板间距为 ，则 取折流板数od.t251mm3225251 .t26474191191.N.nc70. mm38747047432051051././Nt.D mm900Dmm225900250 .hmm225hD.B30mm27090030 .Bmm300B（块）折流板间距传热管长19130060001BN折流板圆缺水平面安装。7.7.接管接管壳程流体（煤油）进出口接管：取接管内煤油流速为1.0m/s，则接管内径取标准管径为100mm。管程流体（循环水）进出口接管，取接管内循环水的流速为1.5m/

41、s，则接管内径（取标准管径为200mm）1.1.壳程对流给热系数壳程对流给热系数m104001143008418040114382536002433010819447./.uVd m178. 05 . 114. 3994/93.3644uVd （一）热量核算对于圆缺形折流板，可采用克恩公式当量直径由正三角形排列得壳程流通截面积壳程流体流速、雷诺数及普兰德数分别为14. 0wo3/1oopo55. 0oooeeoo36. 0 cuddm020. 0025. 014. 3025. 04032. 0234423422o2o2e ddtd2oom059. 0032. 0025. 019 . 03 .

42、01tdBDSm/s143. 0059. 0008418. 0ou34111400007150222033000.0007158250.1430.020oo.PrReCW/m74871341133000200140360231550o ./. 2.2.管程对流给热系数管程对流给热系数管程流通截面积管程流体流速、雷诺数及普兰德数分别为40iipi80iiiiiii0230.cudd. 22im074420247402007850./.S8544626000072804174136330.0007289940.4990.020m/s49900744209949336iii.PrRe./.uCW/m

43、27508812182030331023085441363302006260023002302408040iipi80iiiiiii .cudd. 3. 3.传热系数传热系数K KCW/m43060020500000172000006200005250000455017487100017200225045025000250020002500004200200275002501112osomoiosiiio .RdbdddRddK 4.4.传热面积传热面积该换热器的实际换热面积面积裕度为换热面积裕度合适，能够满足设计要求。1.1.管程流动阻力管程流动阻力（Ft 结垢校正系数，Np 管程数，Ns

44、壳程数）取换热管的管壁粗糙度为0.01mm，则 ，而查图得 。26mm1156232430610541.tKQS 2copm920826474060060250143.nNLdS %.%.%SSSH833100115611569208100pspt21iNNFppp 0050.d/ 13633iRe0370i. （二）换热器内流体的流动阻力Pa337124990994323Pa713732499099402060370222i222iii1.up.udLp 对 的管子有管程阻力在允许的范围之内。mm5225. 1241sptNN.F，且，Pa10Pa488612413371713735spt2

45、1i.NNFppp 2.2.壳程流动阻力壳程流动阻力对壳程有折流挡板时，计算壳程阻力的方法有Bell法、Kern法和Esso法等。Bell法计算结果与实际数据的一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。工程计算中常采用Esso法，该法的计算公式如下：（Fs 为结垢校正系数，对液体 Fs=1.15，Ns 为壳程数）流体流经管束的阻力F为管子排列方式对压强降的校正系数，正三角形排列F=0.5，正方形直列 ，正方形错列时， 。 为壳程流体的摩擦系数，当 为横过管束中心线的管数， 。折流板间距 ，折流板数ssoNFppp21 2121oBcouNnFfp 30.F 40.F of7

46、88403300050550022802280.Re.fRe.ooo时，cn26cnm30.B 19BNPa117292143082511926788405021.p 流体流经折流板缺口的阻力Pa10PaPa52511115114541172914542143082590302531922532222.p.puDB.NpooB 该换热器的管程与壳程压降均满足要求，故所设计的换热器合适。流体输送泵型号和规格选型计算此处略。现将本换热器的设计计算结果列于下表：换热器型式：带热补偿非标准的固定管板式管子规格252.5管数474根管长6m换热面积：208.9m2管间距,mm32排列方式正三角形工艺参数

47、折流板型式上下间距，300mm切口25%设备名称管程壳程壳体内径900mm保温层厚度无需保温物料名称循环水煤油接管表操作压力，MPa0.40.3序号尺寸用途连接型式操作温度，30/40140/401DN200循环水入口平面流量，kg/s36.936.9442DN200循环水出口平面密度，kg/m39948253DN100煤油入口凹凸面流速，m/s0.4990.1434DN100煤油出口凹凸面传热量，kW15405DN20排气口凹凸面总传热系数，W/m2K306.46DN50放净口凹凸面对流传热系数，W/m2K2750487.7 工艺条件图（略）污垢热阻，m2K/W0.000420.000172

48、阻力降，Pa48862511程数21推荐使用材料碳钢碳钢EDR简介简介 2002年年7月，月，Hyprotech公司与公司与AspenTech 公司公司合并，合并，Hyprotech成为成为AspenTech 公司的一部分。流公司的一部分。流程模拟软件程模拟软件 Aspen Plus与与 HTFS 系列软件进行了集成，系列软件进行了集成，与与Aspen Plus集成的集成的HTFS称作称作HTFS+ ，Aspen7.0以以后版本名字改为后版本名字改为EDR 。EDR包括原包括原HTFS的的TASC、ACOL两软件，还包括原两软件，还包括原Aspen B-JAC的软件。的软件。Exchanger

49、 Design and Rating（简称（简称EDR)Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程1、设定换热器计算模块、设定换热器计算模块 打开打开Aspen软件，设定换热器模块软件，设定换热器模块HEX，进入，进入HEX|Setup|Specifictions页面；页面； 将计算模式换成将计算模式换成Shell&Tube； 确定热物流的流动路径；确定热物流的流动路径； Type模式为模式为Design（选择设计模式是为了让程序计（选择设计模式是为了让程序计算出最优解以满足热负荷与压降的要求。）算出最优解以满足热负荷与压降的要求。） 运行并保存为运行并保存为bpk文件

50、。文件。Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程 2、为文件命名为文件命名 点击点击Next，进入，进入EDR Option页面，在此用页面，在此用户必须为将要导入到户必须为将要导入到EDR的物性数据文件输入的物性数据文件输入一个的名字。本例输入一个的名字。本例输入HEX6.3.EDR做为文件做为文件名。名。Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程 3、根据不同情况，在Property Curves页面用户可以定义如下变量（可选） ：（本例没有设置） （1）冷热物流是否都生成物性曲线，每次执行计算时，物性数据是否更新 （2）物性曲线的压力等级（缺醒或者用户自

51、定义：最多四个压力等级） （3）物性曲线分布的点数（最多24个点）Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程 4、在Analysis Parameters页面用户可以选择定义以下变量（可选） ：（本例没有设置） 冷/热物流污垢热阻系数 冷/热物流最大压降 冷/热物流估计出口压力 冷侧/热侧的膜传热系数Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程 5、用户可以选择在Shell-Tube Geometry页面设置几何结构（可选） ：（本例没有设置）Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程 6、

52、开始运算，同时导出数据、开始运算，同时导出数据 设置完以上参数后，单击设置完以上参数后，单击 开始运行，与此开始运行，与此同时，会在与同时，会在与bkp文件同一文件夹下生成一个文件同一文件夹下生成一个EDR文件。文件。 用打开用打开Exchanger Design and Rating 软件软件EDR文件，即可进行详细设计与校核。文件，即可进行详细设计与校核。 Aspen Plus物性数据导入物性数据导入EDR过程过程 7、至此，Aspen Plus换热器的物性数据已经导入到EDR程序中。 EDR已经根据导入的物性数据，用户在Data Browser里点击EDR Browser，可以直接进入E

53、DR界面，选择Input|Property Data进行查看导入的物性数据。 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器

54、设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设

55、计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 EDR的管壳式换热器设计的管壳式换热器设计 软件计算结果的分析与设计方案调整当换热器工艺计算结束后，如何根据实际工况，来判断计算结果是当换热器工艺计算结束后，如何根据实际工况，来判断计算结果是否满足要求，出现问题后如何解决，对设计者来说非常重要。否满足要求，出现问题后如何解决，对设计者来说非常重要。一般而言，各设计参数之间不能够很好的相互匹配，这就看哪个因一般而言，各设计参数之间不能够很好的相互匹配，这就看哪个因素最重要。素最重要。不同的情况有不同的要求，如流速、压力降、传热系数和温升等，不同的情况有不同的要求，如流速、压力降、

56、传热系数和温升等，需要有一个是控制因素。需要有一个是控制因素。在评价换热器工艺计算结果时应考虑并校核以下各项。在评价换热器工艺计算结果时应考虑并校核以下各项。102换热器评价分析及调整选项总体设计尺寸总体设计尺寸面积余量面积余量压力降压力降流速流速传热系数传热系数热阻热阻管子振动管子振动评价换热器评价换热器分析及调整分析及调整选项选项103软件计算结果的分析与设计方案调整 面积余量面积余量值的大小取决于计算精度、实际经验及对现场的面积余量值的大小取决于计算精度、实际经验及对现场的操作控制等。操作控制等。对层流和过渡区流动，由于计算精度不好，故需要给出较对层流和过渡区流动，由于计算精度不好，故需

57、要给出较大的面积余量，通常需要在考虑了传热阻力值的大小和程大的面积余量，通常需要在考虑了传热阻力值的大小和程序计算精度后决定。序计算精度后决定。对再沸器，过大的面积余量反而是无益的，特别是在设备对再沸器，过大的面积余量反而是无益的，特别是在设备运转初期，会发生如控制困难等操作问题。运转初期，会发生如控制困难等操作问题。104软件计算结果的分析与设计方案调整ABCa.增加管数增加管数 用换热面积弥用换热面积弥补传热系数的不足补传热系数的不足b.减少管数减少管数 提高管侧流速提高管侧流速以以提高膜传热系数提高膜传热系数调整热阻数值较调整热阻数值较大的相关项大的相关项调整壳侧流速调整壳侧流速面积余量

58、不足面积余量不足的调整措施：的调整措施：105软件计算结果的分析与设计方案调整 压力降允许压力降尽可能利用允许压力降尽可能利用，若计算压力降与允许压力降有实质差别，若计算压力降与允许压力降有实质差别，则必须尝试改变设计参数。则必须尝试改变设计参数。除所得压力降小于允许值外，应对压力降的分布作进一步校核，除所得压力降小于允许值外，应对压力降的分布作进一步校核，压压力降必须大部分分布在换热率高的地方力降必须大部分分布在换热率高的地方，如横掠管束的错流流动处；，如横掠管束的错流流动处；如果在接管或管窗处的压力降如果在接管或管窗处的压力降/总压力降较大，考虑增大接管尺寸及总压力降较大，考虑增大接管尺寸

59、及折流板间距。折流板间距。进、出口接管的压力降希望控制在总压力降的进、出口接管的压力降希望控制在总压力降的30左右。左右。特别对有轴向接管的换热器，接管部分压力降最好控制在总压力降特别对有轴向接管的换热器，接管部分压力降最好控制在总压力降的的30以下，否则会造成管子进口处的偏流。以下，否则会造成管子进口处的偏流。106软件计算结果的分析与设计方案调整为防止流体对壳程入口处的管子进行冲击，引起振动和腐为防止流体对壳程入口处的管子进行冲击，引起振动和腐蚀，一般均在换热器蚀，一般均在换热器壳程进口处设置防冲板或分布器壳程进口处设置防冲板或分布器，在，在计算压力降时要有所考虑。计算压力降时要有所考虑。

60、另一个必须记住的事实：另一个必须记住的事实：允许压力降是人为给定的允许压力降是人为给定的，如果，如果在设计中允许压力降得到了充分利用，而增加很少的压力在设计中允许压力降得到了充分利用，而增加很少的压力降能较大的提高经济性，则应再行设计并考虑增加允许压降能较大的提高经济性，则应再行设计并考虑增加允许压力降的可能性。力降的可能性。107软件计算结果的分析与设计方案调整 调整折流板间距调整折流板间距 调整折流板圆缺率调整折流板圆缺率 改变折流板型式改变折流板型式 改变管子排列方式或管间距改变管子排列方式或管间距 改变壳体型式改变壳体型式壳侧压力降壳侧压力降调调节措施：节措施：108软件计算结果的分析与设计方