列管式换热器的设计

列 管 姓

名：指导老师：式 换 热 器 的 设 计

学 成 号：绩：

1.综述

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。

换热器的分类与比较 1.1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。

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。 (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：

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。

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。

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

2

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。

1.2 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。

2．课程设计任务书

2.1设计题目：管壳式换热器的设计和应用 2.2 设计任务：

（1）处理能力:18000kg/h

（2）设备形式：浮头式管板换热器

2.3设计条件：

（1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃

（2）冷却介质：井水，入口温度30℃，出口温度40℃ （3）允许压强降：不超过30kPa （4）假设管壁热阻可以忽略

（5）定性温度下的物性参数如下表： 密度(kg/m³) 比热容粘度（Pa.s） 导热系数(kJ/(kg.℃)) (W/(m.℃)) 0.91×10^-3 煤油 810 2.3 0.13 0.727×10^-3 水 994 4.187 0.626 同组人：

3.设计说明书

3.1确定设计方案

3.1.1设计草图

3

3.1.2设计流程 设计任务书 确定物性参数 换热器核算

确定设计方案（选择换热器类型、管内流速确定） 估算传热面积

工艺结构尺

3.2设计概要

3.2.1 换热器的选择

根据设计条件，由于被冷却流体煤油不够清洁，因此不能选用U形管式换热器；另外，由于被冷却流体煤油与热流体自来水的温差相对来说比较高，所以排除了选固定管板式换热器的可能性。然而浮头式换热器，它的两端管板的有一端可以沿轴向自由浮动，这种结构不但完全清楚了热应力，而却整个管束可以从壳体中抽出，便于清洗和检修。因此，此次设计应选择浮头式的列管式换热器。 3.2.2流动空间以及流速的确定

从增加两物流的传热膜系数看，应使煤油走管程，冷却水走壳程。但由于冷却水较易结垢，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；又被冷却的流体宜走壳程，便于散热。所以从总体考虑，应使冷却水走管程，煤油走壳程。选用Φ25×2.5的碳钢管，管内流速取1.5m/s。

3.3 计算总传热系数

3.3.1确定流体流动及进出口温度

4

定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程煤油的定性温度为 T1404090C 2304035C 2密度(kg/m³) 810 994 比热(kJ/(kg.℃)) 2.3 4.187 容粘度（Pa.s） 0.91×10^-3 0.727×10^-3 导热系数(W/(m.℃)) 0.13 0.626 管程流体井水的定性温度为 T 定性温度下的物性参数如下表：

煤油 水 3.3.2热量衡算 热流量

=18000/3600×2.3×10³×(140-40)=1150W=4140000KJ/h

414000=98877.48 kg/h

4.1874030 冷却水用量

=

3.3.3计算两流体的平均温度差

tmt1t21nt1/t2=（100-10）/ln(100/10)=39.09℃

3.3.4平均温度校正和壳程数

R14040403010P0.09403014030

按单壳程，四管程，温差校正系数应查有关图表，可得。

t0.87 tm'ttm3.3.4计算传热面积

39.090.8734.01℃

假设总传热系数 K = 400w/(㎡℃)

5

Q0A0Ktm115000084.53m2=40034.01

3.4换热器主要附件的确定及工艺结构尺寸 3.4.1管程数和传热管数

1．管径和管内流速选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.5m/s。

2．管程数和传热管数

可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

V Ns =

4diu298877.48/(3600994)58.66590.7850.0221.5

按单程管计算，所需的传热管长度为 L=

A084.5318.25m 取成18.00m

dons3.140.02559按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=4.5，则该换热器的管程数为

L184 l4.5管子总根数： 459236

Np=

根据以上数据，选定浮头式换热器参数为：

公称直径DN/mm700 管程数 N4 管根数256 中心排管数12 管外径d/mm25 管程流通面积m2 0.0201 管长m L=4.5 传热面积m288.7 型号：BESX(Y)700-1.0-90-4.5/25-4REa(b)

3.4.2换热管排列和分程法

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.取管心距

t1.25do,则

t1.252531.2532mm

相邻两管外壁间距不小于6mm

6

则隔板中心到离其最近一排管的中心距离为 S=t/2+6=22mm

各程内相邻管心距为2S=44mm 横过管束中心线的管数 nc12

3.4.3 壳体内经

采用多管程结构，取管板利用率为 η=0.7

则壳体内经为：D1.05tN/η1.0532236/0.7616.94mm 将D圆整为700mm，符合所选换热器型号要求 3.4.4 折流板和接管

3.4.4.1 折流板 （按单壳程计算）

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

h0.25700175mm

折流挡板间距B一般为壳体内径的0.2~1.0倍 取折流板间距B0.3D， 则B0.25700175mm 可取B为210mm。

折流板数

NB传热管长45001125（块）

折流板间距175 折流板圆缺面水平装配。 3.3.4.2 接管

壳程流体进出口接管:取接管内煤油流速为u1.0m/s，则接管内径为 d4V41800036008100.089m u3.141.0 取标准管径为89mm。

管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u1.0m/s，则接管内径为 d4V498877.48/(3600994)0.188m u3.141.0 取标准管径为188mm。

7

3.5换热器核算 3.5.1热流量核算

3.5.1.1壳程表面传热系数

用克恩法计算得： 0当量直径：

0.361deRe00.55Pr3(10.14) w4[ de=壳程流通截面积：

322tdo]240.020186m

do

AoBD(1do25)0.1750.7(1)0.02680m2 t32壳程流体流速及其雷诺数分别为：

18000/(3600810)0.2303m/s

0.026800.0201860.23038104136.18 Reo0.91103

uo普朗特数：

2.31030.9110316.1 Pr0.13粘度校正：

(0.14)1 w10.134136.180.5516.13702.71W/m2K

0.020186

o0.36

3.5.1.2管内表面传热系数： i管程流体流通截面积：

管程流体流速：

ui0.023idiRe0.8Pr0.4

Ai0.7850.022640.02010

98877.48/(3600994)1.37m/s

0.02010 8

普朗特数：

Re0.021.379943746330.72710

4.1871030.727103Pr4.86

0.6260.626374630.84.860.46177.44W/m2.k i0.0230.02

3.5.1.3污垢热阻

管外侧污垢热阻

RS0=0.000349m2·℃/W

2

管内侧污垢热阻 RSi=0.00058 m·℃/W

3.5.1.4传热系数Ke：

K1dodobdo1RsiRsoidididio1425.39W/(m2K)0.0250.02515.81040.003491046177.440.020.02702.71

3.5.2 换热面积核算

可得所计算传热面积Ac为：

AcQ1115000079.48m2

Ketm425.3934.01该换热器的实际传热面积为Ap

Ap88.70m2

该换热器的面积裕度为：

HApAcAc88.7079.4811.60%

79.48传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

3.5.2 壳程压强降

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PoP1'P2'FsNs

Ns1 ,Ft1.15

, 流体流经管束的阻力 PFfoncNB1'12uo2

F0.5

Reo0.0201860.23038104136.18> 500

0.91103 fo5.04136.180.2280.749 nc12

u00.2303m/s

28100.2303P0.50.749122512509.86Pa

2'1 流体流过折流板缺口的阻力

2Bu PNB3.5 D2'22 B0.175m.D0.7m

20.1758100.2303 P253.51611.03Pa 0.72'22 总阻力

P.861611.03)1.1514221.52Pa3.0104Pa o(2509 壳程流动阻力合适 3.5.3 管程压强降

pi(p1p2)FtNsNp

lu2Ns1 , Np4 , p1iFt1.4

di2

由Re=37463，传热管粗糙度0.1，相对粗糙度为0.005查莫狄图得i0.033，流速

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u=1.5m/s,

994kg/m3,所以:

4.51.3729946926.18Pa p10.0330.022

pi9941.372p232798.46Pa

22u2(6926.182798.46)1.41454457.98Pa1MPa

管程阻力合适

3.6 设计概要

换热器主要结构尺寸和计算结果：

换热器型号：浮头式换热器 BESX(Y)700-1.0-90-4.5/25-4REa(b) 换热面积（m²）:88.70 工艺参数 名称 物料名称 操作压力，MPa 操作温度，℃ 流量，kg/h 流体密度，kg/m³ 流速，m/s 传热量，kW 总传热系数，W/m²·K 对流传热系数，W/m²·K 污垢系数，m²·K/W 阻力降，Pa 程数 推荐使用材料 管子规格 管间距，mm 折流板型式 壳体内径，mm 管口表 项目 数据 项目 数据 Φ25×2.5 32 上下 700 管程 井水 1 30/40 98877.48 994 1.37 1150 425.39 6177.44 0.00058 54457.98 4 碳钢 管数 排列方式 间距，mm 175 256 425.39 0.000349 4221.52 1 碳钢 管长，mm 正三角形 切口高度 25% 4500 壳程 煤油 0.03 140/40 18000 810 0.02303 11

壳径D(DN) 管程数NpN 管数 n 中心排管数 nc 管程流通面积 Ai

700mm 4 管长 l 管尺寸 管排列方式 管心距 传热面积 4.5m 25mm2.5mm 正三角形排列 32mm 88.7mm 256 12 0.02010 4. 评述

4.1 设备的优缺点

浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高

4.2 设计体会

化工原理课程设计是培养个人综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

在换热器的设计过程中,我感觉我的理论运用于实际的能力得到了提升，主要有以下几点： (1)掌握了查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力； (2)树立了既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； (3)培养了迅速准确的进行工程计算的能力；

(4)学会了用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。 (5)化工设计是一个比较辛苦但又有趣的职业。

从设计结果可看出，若要保持总传热系数，温度越大、换热管数越多，折流板数越多、壳径越大，这主要是因为煤油的出口温度增高，总的传热温差下降，所以换热面积要增大，才能保证Q和K.因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量相应增大.通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要。

5. 参考文献

化工设计 娄爱娟 吴志泉 吴叙美 华东理工大学出版社 化工原理（第三版） 王志魁 化学工业出版社 化工原理及设备课程设计 李芳 化学工业出版社

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