换热器设计

一、工艺设计

1、作出流程简图。

2、按生产任务计算换热器的换热量Q。

3、选定载热体，求出载热体的流量。

4、确定冷、热流体的流动途径。

5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。

6、初算平均传热温度差。

7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。

8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。

9、核算Ｋ。

10、校核平均温度差D。

11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。

12、管程和壳程压力降的计算。

二、机械设计

1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。

2、换热器封头选择。

3、换热器法兰选择。

4、管板尺寸确定。

5、管子拉脱力计算。

6、折流板的选择与计算。

7、温差应力的计算。

8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。

9、绘制主要零部件图。

三、编制计算结果汇总表

四、绘制换热器装配图

五、提出技术要求

六、编写设计说明书

第二节列管式换热器的工艺设计

一、换热终温的确定

换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时，当流体出口终温与热流体入口初温接近时，热利用率高，但传热强度最小，需要的传热面积最大。

为合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据：

1、热端温差（大温差）不小于20℃。

2、冷端温差（小温差）不小于5℃。

3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5℃。

二、平均温差的计算

设计时初算平均温差Dtｍ，均将换热过程先看做逆流过程计算。

1、对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按式（2－1）进行计算：

（2—1）

式中，、分别为大端温差与小端温差。当时，可用算术平均值。

2、对于错流或折流的换热过程，若无相变化，则要进行温差校正，即用公式（2－2）进行计算。

（2－2）式中是按逆流计算的平均温差，校正系数可根据换热器不同情况由

化工原理教材有关插图查出。一般要求＞0.8，否则应改用多壳程或者将多台换热器串联使用。

三、传热总系数Ｋ的确定

计算Ｋ值的基准面积，习惯上常用管子的外表面积。当设计对象的

基准条件（设备型式、雷诺准数Re、流体物性等）与某已知Ｋ值的生产设备相同或相近时，则可采用已知设备Ｋ值的经验数据作为自己设计的Ｋ值。表2－1为常见列管式换热器Ｋ值的大致范围。由表2－1选取大致Ｋ值，

表2-1 列管式换热器中的总传热系数K的经验值

冷流体热流体总传热系数W/m2.℃

水水850-1700

水气体17-280

水有机溶剂280-850

水轻油340-910

水重油60-280

有机溶剂有机溶剂115-340

水水蒸汽冷凝1420-4250

气体水蒸汽冷凝30-300

水低沸点烃类冷凝455-1140

水沸腾水蒸蒸汽冷凝2000-4250

轻油沸腾水蒸汽455-1020

用式（2－3）进行Ｋ值核算。

（2－3）

式中：a－给热系数，W/m2.℃；

R－污垢热阻，m2.℃／W；

δ－管壁厚度，mm；

λ－管壁导热系数，W/m.℃；

下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管内、管外和平均。

当时近似按平壁计算，即：

在用式（2－3）计算Ｋ值时，污垢热阻、通常采用经验值，常用的污垢热阻大致范围可查《化工原理》相关内容。

式中的给热系数a，在列管式换热器设计中常采用有关的经验值公式计算给热系数a，工程上常用的一些计算a的经验关联式在《化工原理》已作了介绍，设计时从中选用。

四、传热面积A的确定

工程上常将列管式换热器中管束所有管子的外表面积之和视为传热面积，由式（2－4）和式（2－5）进行计算。

（2－

4）

（2－5）

式中：－基于外表面的传热系数，W/m2.℃

－管子外径，ｍ；

L－每根管子的有效长度，ｍ；

n－管子的总数

管子的有效长度是指管子的实际长度减去管板、挡板所占据的部分。管子总数是指圆整后的管子数减去拉杆数。

五、主要工艺尺寸的确定

当确定了传热面积后，设计工作进入换热器尺寸初步设计阶段，包括以下内容：

1、管子的选用。

选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。大管径的管子用于粘性较大或易结垢的流体。

我国列管式换热器常采用无缝钢管，规格为外径×壁厚，常用的换热管的规格：φ19×2，φ25×2.5，φ38×3。

管子的选择要考虑清洗工作的方便及合理使用管材，同时还应考虑管长与管径的配合。国内管材生产规格，长度一般为：1.5，2，2.5，3，4.5，5，6，7.5，9，12ｍ等。换热器的换热管长度与壳径之比一般在6－10，对于立式换热器，其比值以4－6为宜。

壳程和壳程压力降，流体在换热器内的压降大小主要决定于系统的运行压力，而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体阻力损失（压力降）越大，要求输送设备的功率就越大，能耗就越高。对于无相变的换热，流体流速越高，换热强度越大，可使换热面积减小，设备紧凑，制作费低，而且有利于抑制污垢的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大，泵功率增加，对传热管的冲蚀加剧。因此，在换热器的设计中有个适宜流速的选取和合理压力降的控制问题。

一般经验，对于液体，在压力降控制在0.01～0.1MPa之间，对于气体，控制在0.001～0.01MPa之间。

表2－2列出了换热器不同操作条件压力下合理压降的经验数据，供设计参考。

表2－2 列管换热器合理压降的选取

2、管子总数n的确定。

对于已定的传热面积，当选定管径和管长后便可求所需管子数ｎ，由式

（2－6）进行计算。

（2－6）

式中－传热面积，；

－管子外径，m；

L－每根管子的有效长度，m；

计算所得的管子n进行圆整

3、管程数m的确定。

根据管子数n可算出流体在管内的流速，由式（2－7）计算。

（2－7）

式中vs－管程流体体积流量，

－管子内径， m；

n－管子数。

若流速与要求的适宜流速相比甚小时，便需采用多管程，管程数ｍ可按式（2－8）进行计算。

ｍ＝u／

（2－8) 式中—用管子数n求出的管内流速，ｍ／ｓ；

u－要求的适宜流速，ｍ／ｓ；

式（2－8）中的适宜流速u要根据列管换热器中常用的流速范围进行选定，参见《化工原理》相关内容，一般要求在湍流下工作（高粘度流体除外），与此

相对应的Re值，对液体为5×103，气体则为-。

分程时，应使每程的管子数大致相等，生产中常用的管程数为1、2、4、6、四种。

4、管子的排列方式及管间距的确定。

管子在管板上排列的原则是：管子在整个换热器的截面上均匀分布，排列紧凑，结构设计合理，方便制造并适合流体的特性。其排列方式通常为等边三角形与正方形两种，也有采用同心圆排列法和组合排列法。

在一些多程的列管换热器中，一般在程内为正三角形排列，但程与程之间常用正方形排列，这对于隔板的安装是很有利的，此时，整个管板上的排列称为组合排列。

对于多管程的换热器，分程的纵向隔板占据了管板上的一部分面积，实际排管数比理论要少，设计时实际的管数应通过管板布置图而得。

在排列管子时，应先决定好管间距。决定管间距时应先考虑管板的强度和清理管子外表时所需的方法，其大小还与管子在管板上的固定方式有关。大量的实践证明，最小管间距的经验值为：

焊接法

胀接法，一般取(1.3～1.5)

管束最外层管子中心距壳体内表面距离不小于。

5、壳体的计算。

列管换热器壳体的内径应等于或稍大于（对于浮头式换热器）管板的直径，可由式（2－9）进行计算。

Di＝a（b－1）＋2L （2－9）

式中Di－壳体内径，mm；

a－管间距，mm；

b－最外层六边形对角线上的管子数；

L－最外层管子中心到壳体内壁的距离，一般取L=(1～1.5)，mm；若对管子分程则Di＝f＋2L

f值的确定方法：可查表求取，也可用作图法。当已知管子数n和管间距a 后开始按正三角形排列，直至排好ｎ根为止，再统计对角线上的管数。

计算出的壳径Di要圆整到容器的标准尺寸系列内。

第三节列管式换热器机械设计

在化工企业中列管式换热器的类型很多，如板式，套管式，蜗壳式，列管式。其中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属消耗量等方面均不如板式换热器，但它却具有结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广等特点，因此成为石油、化工生产中，尤其是高温、高压和大型换热器的主要结构形式。

列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头式换热器、填函式换热器和U型管式换热器，而其中固定管板式换热器由于结构简单，造价低，因此应用最普遍。

列管式换热器机械设计包括：

1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。

2、换热器封头选择。

3、压力容器法兰选择。

4、管板尺寸确定。

5、管子拉脱力的计算。

6、折流板的选择与计算。

7、温差应力的计算。

8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。

9绘制主要零部件图和装配图。

下面分述如下：

一、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。

1、已知条件：由工艺设计知管程和壳程介质种类、温度、压力、壳与壁温差、以及换热面积。

2、计算

(1)管子数n：

列管换热器常用无缝钢管，规格如下：

管子材质的选择依据是介质种类，如果介质无腐蚀，可选碳钢，而介质有腐蚀则选择不绣钢。管长规格有1500，2000，2500，3000，4500，5000，6000，7500，9000，12000mm。

n=A/(pdmL)，其中 A—换热面积(m2)；

L—换热管长度mm；

dm—管子的平均直径mm。

由于在列管式换热器中要安装4根或6根拉杆。所以实际换热管子数为{n-4(6)}根。

(2)管子排列方式，管间距确定。

管子排列方式一般在程内采用正三角形排列，而在程与程之间采用正方形排列。管间距根据最小管间距选择。

最小管间距

(3)换热器壳体直径的确定

壳体直径计算公式：当采用正三角形排列时为Di=a(b-1)+2L

式中 Di—换热器内径；

a—管间距；

b—正三角形对角线上的管子数；

L—最外层管子的中心到壳壁边缘的距离。

若对管子进行分程则Di=f+2L

式中 f—壳体同一内直径两端管子中心距mm；

Di、L同上。

计算出Di后还要圆整到公称直径系列中。

(4)换热器壳体壁厚的计算

计算壁厚为 S=PDi/(2[σ]tΦ－P)

式中 P—设计压力，MPa；当P﹤0.6 MPa时，取P=0.6 MPa；

Di—壳体内径，mm；

Φ—焊缝系数，根据焊缝情况选取Φ=0.85-1.0；

[σ]t—壳体材质在设计温度时的许用应力，MPa。

材质选取原则同管子的选取原则一样。

计算出S后还要根据钢板厚度负偏差表选取钢板厚度负偏差C1；根据腐蚀情况选取腐蚀裕量C2，C2=KaB 其中Ka为腐蚀速度(mm/a)，B为容器的设计寿命。

当材料的腐蚀速度为0.05～0.1mm/a 时，单面腐蚀取C2=1～2mm，双面腐蚀取C2=2～4mm。

当材料的腐蚀速度小于或等于0.05mm/a时，单面腐蚀取C2=1mm，双面腐蚀取C2=2mm。

对于不锈钢，当介质的腐蚀性极微时可取C2=0。

最后将S+C1+C2圆整到钢板厚度系列中去，所以总厚度Sn=S+C1+C1+C'，

C'—圆整值。

二、换热器封头选择

各种封头型式均可选用，但应用最多的是标准椭圆形封头，目前已有标准系列。使用时可查JB-1154-73标准。见附录1。

三、容器法兰的选择

1、材质：根据容器接触介质和温度、压力条件确定。

2、法兰类型：可供选择的容器法兰有三种，即甲型平焊法兰、乙型平焊法兰和长颈对焊法兰。其标准号为JB4700～4707—92，见附录2。

四、管板尺寸确定

选用固定式换热器管板，并兼作法兰。推荐采用《钢制列管式固定管板换热器结构设计手册》中有关内容。见附录3。

五、拉脱力计算

拉脱力的定义是管子每平方米胀接周边上所受到的力。对于管子与管板是焊接联接的接头，实验表明，接头的强度高于管子本身与金属的强度，拉脱力不足以引起接头的破坏;但对于管子与管板是胀接的接头，拉脱力则可能引起接头处和密封性的破坏，或使管子拉脱，为保证管端与管板牢固地连接和良好的密封性能，必须进行拉脱力的校核。

1、在操作情况下管子或壳体中的温差轴向力为

F=[at(tt－to)－as(ts－to)]/[1/EtAt＋1/EsAs]

式中 At、As--换热器管、壳体壁截面积；

at—管材线膨胀系数1/℃；

as—壳材线膨胀系数1/℃；

to—安装时温度℃；

tt—操作状态下温度℃。

在管子及壳体中的温差应力为：st=F/At；

ss=F/As

2、在操作压力下，每平方米胀接周边上所受到的力Qq=Pf/(pdoL) 式中 P=｛管程压力Pt或壳程压力Ps｝中大者

f=0.866a2－p/4，三角形排列

=a2－p/4，正方形排列，a--管间距

3、在温差应力作用下管子每平方米胀接周边上所受到的力Qq：Qq=st.at／pdoL=st(－)/4doL

式中 st—管子中的温差应力；

ａt—每根管子管壁横截面积，mm2；

、—管子外、内径mm。

Qq与Qt可能同向亦可能反向

同向时：q=Qq+Qt

反向时：q=|Qq－Qt|

方向确定原则：① 当Pt>Ps，且tt>ts，则同向

② 当Pt

③ 当Pt>Ps，且tt

④ 当Ptts，则反向

4、许用拉脱力：MPa

换热管与管板换热型式许用拉脱力[q]

管端不卷边管板孔不开槽胀接 2.0MPa

管端卷边管板孔开槽胀接 4.0MPa

5、是否设置膨胀节判据：当q3[q]时需设置膨胀节，否则不必设置。

六、膨胀节的选择

1、膨胀节的补偿量

为了保证膨胀节在完全弹性的条件下安全工作，它的补偿量是有限度的。在附录中给出了用不同材料制的单层、单波具有标准尺寸的膨胀节的允许补偿量[DL]。根据换热器工作时的壳壁温度ts，管壁温度tt，安装温度to，以及壳体和管子的线膨胀系数，可以算出换热器所需要的热变形补偿量[DLtc]：

[DLtc]=〔αt(tt－to)-αs(tt-to)〕L

若[DLtc]<[DL]，用一个单波膨胀节。

若[DLtc]>[DL]，用两个或两个以上的膨胀节。

2、膨胀节的结构尺寸

波形膨胀节的结构及尺寸见附录3，公称压力在2.5MPa以下，公称直径不超过2000mm的膨胀节，已有标准，附录3给出了标准膨胀节的几何尺寸。

七、折流挡板设计

折流板具有提高壳程内流体的流速，加强湍流程度，提高传热效率和支承换热管的作用。折流板具有横向和纵向之分，折流板形式、折流板最小壁厚、折流板最大间距、最小间距、折流板外径，拉杆直径和数量见《化工设备机械基础》有关内容。

八、开孔补强

当换热器壳体和封头上的接管处需要补强时，常用的结构是在开孔外面焊上一块与容器器壁材料和厚度相同的标准补强圈。

九、接管法兰选取参见标准HGJ44～76--91。

十、支座

换热器支座可选裙座或双鞍式支座。其中鞍式支座设计参见标准JB/T4712-92。

课程设计换热器-煤油汇总

《化工过程设备设计Ⅰ（一）》 说明书 设计题目：换热器的设计 专业： 班级： 学号： 姓名： 指导教师： 设计日期： 设计单位：青海大学化工学院化学工程系

目录 前言 (4) 任务书 (5) 目的与要求 (6) 一、工艺设计方案 (8) 二、确定物性数据 (9) 三、估算传热面积 (9) 四、工艺结构尺寸 (10) 五、换热器核算 (12) 六、设计结果概要一览表 (17) 七、参考文献 (19)

前言 化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中能够培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。 化工原理课程设计是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。围绕以某一典型单元设备(如板式塔、填料塔、干燥器、蒸发器、冷却器等)的设计为中心，训练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力。设计时数为3周，其基本内容为： (1)设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。 (2)主要设备的工艺设计计算(含计算机辅助计算)：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。 (3)辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备的规格、型号的选定。 (4)工艺流程图：以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能流量，主要测量点。 (5)主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。 (6)设计说明书的编写。设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介，工艺计算及主要设备设计，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参

换热器设计问题

本人希望在此搞一换热器专贴，以方便相关行业人员，一起探讨，共同成长．也希望大家多多支持，上传更多相关资料方便大家共享与学习（也很希望版主的支持与关注，能给提供资料和帮人很好解答问题的朋友予以奖励，使大家积极性更高）．一人有难时，大家能八方支援．谁要总结出一些关于这方面的经验或心得，能拿出来与大家分享那是最好，使后来人能站在巨人肩膀上更好成长．先以下面此文开篇（申明：不是本人自己总结，从别处看得，觉得很好，以此开篇，后面将陆续补上一些，我之前收集的关于换热器方面的资料，希望对大家有帮助） 换热器设计思路及相关知识 一、前言 换热器分类： 管壳式换热器根据结构特点可分为下列两类。 1.刚性结构的管壳式换热器：这种换热器又成为固定管板式，通常可分为单管程和多管程两种。它的优点是结构简单紧凑、造价便宜和应用较广；缺点是管外不能进行机械清洗。 2.具有温差补偿装置的管壳式换热器：它可使受热部分自由膨胀。该结构形式又可分成： ①浮头式换热器：这种换热器的一端管板能自由伸缩，即所谓“浮头”。他适用于管壁和壳壁温差大，管束空间经常清洗。但它的结构较复杂，加工制造的费用较高。 ②U形管式换热器：它只有一块管板，因此管子在受热或冷却时，可以自由伸缩。这种换热器的结构简单，但制造弯管的工作量较大，且由于管子需要有一定的弯曲半径，管板的利用率较差，管内进行机械清洗困难，拆换管子也不容易，因此要求通过管内的流体是清洁的。这种换热器可用于温差变化大，高温或高压的场合。 ③填料函式换热器：它有两种形式，一种是在管板上的每根管子的端部都有单独的填料密封，以保证管子的自由伸缩，当换热器内的管子数目很少时，才采用这种结构，但管距比一般换热器要大，结构复杂。另一种形式是在列管的一端与外壳做成浮动结构，在浮动处采用整体填料函密封，结构较简单，但此种结构不易用在直径大、压力高的情况。填料函式换热器现在很少采用。 二、设计条件的审查： 1. 换热器的设计，用户应提供一下设计条件（工艺参数）： ①管、壳程的操作压力（作为判定设备是否上类的条件之一，必须提供） ②管、壳程的操作温度（进口/出口） ③金属壁温（工艺计算得出（用户提供）） ④物料名称及特性 ⑤腐蚀裕量 ⑥程数 ⑦换热面积 ⑧换热管规格，排列形式（三角形或正方形） ⑨折流板或支撑板数量 ⑩保温材料及厚度（以便确定铭牌座伸出高度） ⑾油漆:Ⅰ.如用户有特殊要求，请用户提供牌号，颜色 Ⅱ.用户无特殊要求，设计人员自己选定 2. 几个重点设计条件 ①操作压力：作为判定设备是否上类的条件之一，必须提供 ②物料特性：如用户不提供物料名称则必须提供物料的毒性程度。 因为介质的毒性程度关系到设备的无损监测、热处理、锻件的级别

换热器计算汇总

一、冷凝器热力、结构计算 1.1冷凝器的传热循环的确定 根据冷库的实际工作工况：取蒸发温度015t C =-?，过热度5r t C ?=?，即吸入温度110t C =-?；过冷度 5K t C ?=? ,冷凝器出口温度535k k t t t C =-?=?，则C t k 40=. 查《 冷库制冷设计手册》第441页图6-7， R22在压缩过程指示功率82.0=i η kg kJ h /4051= kg kJ h /4452= ()K kg kJ s s ?==/7672.121 kg m v /06535.031= kg kJ h /4183= kg kJ h /2504= kg kJ h /2435= kg m v /108673.0335-?= kg kJ h h w t /4040544512=-=-= (3.1) kg kJ w w i t i /8.4882.040===η 图1-1系统循环p-h 图 lgp /MPa

kg kJ w h h i s /8.4538.4840512=+=+= 再查R22的圧焓图得C t s 802= kg m v s /02.032= 所需制冷剂流量为s kg h h Q q s k mo /3834.0243 8.4538152=-=-= 1.2冷却水流量vs q 和平均传热温差m T ?的确定 1.2.1冷却水流量vs q 确定 冷却水进、出口温度 C t ?='322,236t C ''=? ，平均温度C t m ?=34，由《传热学》563页的水的物性表可得: 3994.3/kg m ρ=4174/()p c J kg K =?620.746610/m s ν-=? 262.4810/()W m K λ-=?? 则所需水量: ()()s m t t c Q q p k vs /10879.4323641743.9941081333 '2''2-?=-???=-=ρ 1.2.2平均传热温差m T ?的确定 由热平衡 ：2323()()mo s p vs q h h c q t t ρ''-=?- ，有 2332()mo s p vs q h h t t c q ρ-''=-=()C 3.3510 879.4174.43.9944188.4533834.0363=???-?-- ()()C q c h h q t vs p mo 13.3210 879.4174.43.9942432503834.032t 354' 24=???-?+=-+=-ρ

换热器设计计算范例

列管式换热器的设计和选用的计算步骤 设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据 传热速率基本方程： 当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换 热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。 ◎初选换热器的规格尺寸 ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式， 重新计算。 ◆ 计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 估。 ◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排 列。◎计算管、壳程阻力 在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计 算，直到合理为止。 ◎核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。 ◎计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的 计算式为： 某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下： 表4-18 设计条件数据 物料流量 kg/h 组成（含乙醇量） mol% 温度℃操作压力 MPa 进口出口 釜液 3.31450.9

列管式换热器设计

列管式换热器设计 第一节推荐的设计程序 一、工艺设计 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体，求出载热体的流量。 4、确定冷、热流体的流动途径。 5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。 6、初算平均传热温度差。 7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。 8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。 9、核算Ｋ。 10、校核平均温度差D。 11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算。 二、机械设计 1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。 2、换热器封头选择。

3、换热器法兰选择。 4、管板尺寸确定。 5、管子拉脱力计算。 6、折流板的选择与计算。 7、温差应力的计算。 8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。 9、绘制主要零部件图。 三、编制计算结果汇总表 四、绘制换热器装配图 五、提出技术要求 六、编写设计说明书 第二节列管式换热器的工艺设计 一、换热终温的确定 换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时，当流体出口终温与热流体入口初温接近时，热利用率高，但传热强度最小，需要的传热面积最大。 为合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据： 1、热端温差（大温差）不小于20℃。 2、冷端温差（小温差）不小于5℃。 3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5℃。 二、平均温差的计算 设计时初算平均温差Dtｍ，均将换热过程先看做逆流过程计算。

列管式换热器的设计

化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 班级： | 姓名学号： 指导教师： $

目录§一.列管式换热器 ！ .列管式换热器简介 设计任务 .列管式换热器设计内容 .操作条件 .主要设备结构图 §二.概述及设计要求 .换热器概述 .设计要求 ~ §三.设计条件及主要物理参数 . 初选换热器的类型 . 确定物性参数 .计算热流量及平均温差 壳程结构与相关计算公式 管程安排(流动空间的选择)及流速确定 计算传热系数k 计算传热面积 ^ §四.工艺设计计算 §五.换热器核算 §六.设计结果汇总 §七.设计评述 §八.工艺流程图 §九.主要符号说明 §十.参考资料

： §一 .列管式换热器 . 列管式换热器简介 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。 列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。 设计任务 ￥ 1.任务 处理能力：3×105t/年煤油（每年按300天计算，每天24小时运行） 设备形式：列管式换热器 2．操作条件 (1)煤油：入口温度150℃，出口温度50℃ (2)冷却介质：循环水，入口温度20℃，出口温度30℃ (3)允许压强降：不大于一个大气压。 备注：此设计任务书（包括纸板和电子版）1月15日前由学委统一收齐上交，两人一组，自由组合。延迟上交的同学将没有成绩。 [ .列管式换热器设计内容 1.3.1、确定设计方案 （1）选择换热器的类型；（2）流程安排 1.3.2、确定物性参数 （1）定性温度；（2）定性温度下的物性参数 1.3.3、估算传热面积 （1）热负荷；（2）平均传热温度差；（3）传热面积；（4）冷却水用量 % 1.3.4、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速；（2）管程数；（3）平均传热温度差校正及壳程数；（4）

换热器的设计说明书.

西安科技大学—乘风破浪团队 1 换热器的设计 1.1 换热器概述 换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多任务业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。换热器随着换热目的的不同，具体可分为加热器、冷却器、蒸发器、冷凝器，再沸器和热交换器等。由于使用条件的不同，换热设备又有各种各样的形式和结构。 换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有: ① 热负荷及流量大小； ② 流体的性质； ③ 温度、压力及允许压降的范围； ④ 对清洗、维修的要求； ⑤ 设备结构、材料、尺寸、重量； ⑥ 价格、使用安全性和寿命； 按照换热面积的形状和结构进行分类可分为管型、板型和其它型式的换热器。其中，管型换热器中的管壳式换热器因制造容易、生产成本低、处理量大、适应高温高压等优点，应用最为广泛。 管型换热器主要有以下几种形式： （1）固定管板式换热器：当冷热流体温差不大时，可采用固定管板的结构型式，这种换热器的特点是结构简单，制造成本低。但由于壳程不易清洗或检修，管外物料应是比较清洁、不易结垢的。对于温差较大而壳体承受压力较低时，可在壳体壁上安装膨胀节以减少温差应力。 （2）浮头式换热器：两端管板只有一端与壳体以法兰实行固定连接，称为固定端。另一端管板不与壳体连接而可相对滑动，称为浮头端。因此，管束的热膨胀不受壳体的约束，检修和清洗时只要将整个管束抽出即可。适用于冷热流体温

西安科技大学—乘风破浪团队 2 差较大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况。 （3）U 形管式换热器换：热效率高，传热面积大。结构较浮头简单，但是管程不易清洗，且每根管流程不同，不均匀。 表1-1 换热器特点一览表 分类 管 壳 式 名称 特性 管式 固定管板式 刚性结构用于管壳温差较小的情况(一般≤50°C)，管间不 能清洗 带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低的压 力 浮头式 管内外均能承受高压，壳层易清洗，管壳两物料温差>120℃； 内垫片易渗漏 U 型管式 制造、安装方便，造价较低，管程耐压高；但结构不紧凑、 管子不易更换和不易机械清洗 填料 函式 内填料函：密封性能差，只能用于压差较小场合 外填料函：管间容易泄露，不易处理易挥发、易爆易燃及压 力较高场合 釜式 壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离 套管 双套管式 结构比较复杂，主要用于高温高压场合或固定床反应器中

换热器汇总

风冷翅片管式换热器管内热阻与铜管翅片的接触热阻及管外空气侧的热阻比为2:1:7 翅片间距对传热系数有显著影响 翅片间距的影响受控于管排数，翅片间距越小，阻力系数f越大，管排数对阻力系数的影响很小。 翅片厚度越小，传热越好。 管排数越少，传热系数越大，管排数最好不要大于3。 1、风机功率不变的情况下，传热系数和传热温差随管排数的增加均减小，总换热量则先增加后减小，而平均每 排管的换热量随着管排数的增加而减小。通过计算，每增加1排管，平均每排管的换热量将减少18%左右，这说明增加管排数尽管增大了传热面积，但不能使总换热量显著持续的增加，因此不是一种经济的强化换热方式。 2、风速增大的情况下，换热量随风速的增加而增加，增加量随管排数的增加而减小，但是平均每排管的换热量 逐渐减小，最大可减少122%。 3、不同的风机功率水平下，换热量达到最大值的管排数不同，风机功率越大，换热量达到最大值的管排数也增 大。同时通过计算得出，在相同条件下，不同制冷剂的换热量会有不同，但管排数对使用不同制冷剂的换热性能影响趋势一致。 管排数对换热的影响 1、保持风机功率不变，当迎风面积不变时，增加管排数 a.空气侧压降增大，因风机功率不变，使得风机全压增大，因此风机风量随管排数增加而减少。 b.风机风量的变化量随管排数增加而越来越小，则空气侧压降的变化量也越来越小，说明管排数对压降的影 响随管排数的增加而减少。 c.迎风面积不变，只改变管排数，管排数增加风量减少，导致迎面风速也减小，则空气侧换热系数也随之降 低。但风速随管排数增加而减少的量比较小，所以空气侧平均换热系数变化并不显著。又因管排数增加使得换热面积增大，所以总换热量增加。 d.随管排数增加，换热量的增加量越来越小，说明随管排数增加，空气侧压降越来越大，风量减少使得空气 侧换热系数减小，同时，湿空气比焓差亦随之增加，但增加量逐渐减少，因此总换热量的增加越来越小。 e.增加管排数增大了换热面积，但却也增大了空气侧阻力，使进风量减少，同时推动湿空气与水膜之间热湿 交换的动力比焓差随管排数增加而增大，但随管排数增加其增加量逐渐减小，因此，当管排数增加到一定值时，总换热量反倒会开始减小。 f.对于风冷翅片管式换热器，空气的对流换热系数比制冷剂侧的换热系数小1至2个数量级，因此换热器的 热阻70%左右是在空气侧，管内侧换热系数的变化对传热系数的影响较小。 g.换热器管排数增加时，总换热量先增加后减小，其平均每排管的换热量是逐渐递减的。这说明管排数的增 加，使得总换热量有所增加，但是平均到每排管时其换热量反倒会减少，所以增加管排数尽管增大了换热面积，但不能使总换热量一直增加。 h.管排数持续增加至一定值时，使压降亦持续增大，从而使得换热系数和换热温差不断减小，所以尽管随管 排数增加换热面积增加，但总的换热量反倒几乎不变。 综上所述： 迎面风速一定时，只增加管排数，总换热面积随之增大，所以总换热量随管排数增加而增加，但随管排数增加空气侧压降是增大的，进风量在减小，所以总换热量虽然增加了，但平均到每排管的换热量反倒减小了，因此管排数增加到一定值后，总换热量就会开始减小。 迎面风速变化的情况下，即风机功率改变。在每一个风速状态下，随管排数增加其换热量的变化趋势是一致的，但不同的迎面风速下，使换热量达到最大值的管排数是不同的，其变化规律是：随着迎面风速的增大，使换热量达到最大值的管排数也增加。 当改变管内制冷剂种类时，随管排数增加其换热量的变化趋势是一致的，但因不同的制冷剂其本身固有的物性不同，所以使用不同的制冷剂，使换热量达到最大值的管排数亦不同。

换热器设计指南汇总

换热器设计指南

1 总则 1.1 目的 为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1.2 范围 1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2.2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1.3 规范性引用文件 下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号（版次）的引用文件，其最新版本适用于本规定。 GB150-1999 钢制压力容器 GB151-1999 管壳式换热器 HTRI设计手册 Shell & tube heat exchangers——JGC 石油化工设计手册第3卷——化学工业出版社（2002） 换热器设计手册——中国石化出版社（2004） 换热器设计手册——化学工业出版社（2002） Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ——SHESLL (2004) SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997) Shell and Tube Exchanger Design and Selection——CHEVRON COP. (1989) HEAT EXCHANGERS——FLUOR DANIEL (1994) Shell and Tube Heat Exchangers——TOTAL（2002） 管壳式换热器工程规定——SEI（2005） 2 设计基础 2.1 传热过程名词定义

2.1.1 无相变过程 加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。 换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2 沸腾过程 在传热过程中存在着相的变化—液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。 池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。 流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1.3 冷凝过程 部分或全部流体被冷凝为液相, 热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。 纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。 有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。 2.2 换热器的术语及分类 2.2.1 术语及定义 换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器；位号：设计人员对某一换热器单元的识别号； 有效表面：进行热交换的管子外表面积； 管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分； 壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分； 管程数：介质沿换热管长度方向往、返的次数； 壳程数：介质在壳程内沿壳体轴向往、返的次数； 公称长度：以换热管的长度作为换热器的公称长度，换热管为直管时，取直管长度，换热管为U形管时取U形管直管段的长度； 计算换热面积：以换热管外径为基准，扣除伸入管板内的换热管长度后，计算得到的管束外表面积，对于U形管式换热器，一般不包括U形弯管段的面积；公称换热面积：经圆整后的计算换热面积；

换热器设计

换热器设计： 一：确定设计方案： 1、选择换热器的类型 两流体温度变化情况，热流体进口温度130°C，出口温度80°C；冷流体进口温度40°C，出口温度65°C。该换热器用自来水冷却柴油，油品压力0.9MP，考虑到流体温差较大以及壳程压强0.9MP，初步确定为浮头式的列管式换热器。2、流动空间及流速的确定 由于冷却水容易结垢，为便于清洗，应使水走管程，柴油走壳程。从热交换角度，柴油走壳程可以与空气进行热交换，增大传热强度。选用Φ25×2.5 mm 的10号碳钢管。 二、确定物性数据 定性温度:可取流体进口温度的平均值。 壳程柴油的定性温度为 T1=130°C，T2=80°C，t1=40°C，t2=65°C T=(130+80)/2=105(°C) 管程水的定性温度为 t=(40+65)/2=52.5(°C) 已知壳程和管程流体的有关物性数据 柴油105°C下的有关物性数据如下: ρ=840 kg/m3 密度 定压比热容C o=2.15 kJ/（kg·k） 导热系数λo=0.122 W/(m·k) 粘度μo=6.7×10-4N·s/m2 水52.5°C的有关物性数据如下： ρ=988 kg/m3 密度 i C=4.175 kJ/（kg·k） 定压比热容 i λ=0.65 W/(m·k) 导热系数 i

粘度 μi =4.9×10-4 N·s/m 2 三、计算总传热系数 1.热流量 m 0=95000(kg/h) Q 0= m 0C o Δt o =95000×2.15×(130-80)=10212500kJ/h=2836.8(kw) 2.平均传热温差 m t '?=(Δt 1-Δt 2 )/ln(Δt 1/Δt 2)=[(130-65)-(80-40)]/ln[(130-65)/(80-40)]=51.5(°C) 其中Δt 1=T 1-t 2，Δt 2=T 2-t 1。 3.水用量 W c =Q 0/(C i Δt i )=10212500/[4.175×(65-40)]=97844.3kg/h=27.18kg/s 平均温差 1 221t t T T R --= =406580 130--=2 1112t T t t P --= =40 1304065--=0.28 选择卧式冷凝器，冷凝在壳程，为一壳程四管程，查图可得t ??=0.88。 m t m t t '??=???=0.88×51.5=45.32°C 管子规格5.225?φ，L=3m 。 管束排列方式：正三角形排列。 一壳程四管程三角形管束排列方式285.2175.011==n K ，。 四、传热面积初值计算 取总传热系数K=335W/(m 2.°C) 18632 .45335108.28363 =??=?=m t K Q F m 2 一管子面积 3102031???==-ππL d F i =0.1884m 2 管子数 9871884 .01861=== F F N t 管子中心距 o d t 25.1==1.25×25=31.25mm ，取t=32mm

换热器设计指南汇总

换热器设计指南 1总贝!I i.i目的 为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1. 2范围 1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2.2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1.3规范性引用文件 下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号 (版次)的引用文件，其最新版本适用于本规定。 GB150-1999钢制压力容器 GB151-1999管壳式换热器 HTRI设计手册 Shell & tube heat exchangers ------- JGC 石油化工设计手册第3卷——化学工业出版社(2002) 换热器设计手册——中国石化出版社(2004) 换热器设计手册——化学工业出版社(2002) Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ---------- SHESLL (2004) SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997) Shell and Tube Exchanger Design and Selection -------- HEVRON COP. (1989)

HEAT EXCHANGERS——FLUOR DANIEL (1994) Shell and Tube Heat Exchangers ------- TOTAL (2002) 管壳式换热器工程规定——SEI (2005) 2设计基础 2. 1传热过程名词定义 2.1.1无相变过程 加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。 换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2沸腾过程 在传热过程中存在着相的变化一液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。 池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。 流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1.3冷凝过程 部分或全部流体被冷凝为液相，热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。 纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。 有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。 2.2换热器的术语及分类 2.2.1术语及定义 换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器； 位号：设计人员对某一换热器单元的识别号； 有效表面：进行热交换的管子外表面积； 管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分； 壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分；

换热器的设计46259

武汉工程大学化工机械专业毕业设计 列管式换热器设计 专业班级 学号 指导教师 成绩

列管式换热器设计 摘要 化工设备课程设计是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去完成某一设备设计任务的一次训练。 本次的设计的内容是水—CO2列管式固定管板换热器的设计。这方面的知识虽然我们在大三上学期进行了理论课的学习，但是了解和掌握的东西仍然很有限。在这次的课程设计，通过热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作，我们基本上完成了设计任务，也让我明白了怎么应用所学的化工设备知识，结合我们所掌握的其他相关学科的知识、计算机技术、参照相关的书籍文献等去解决实际的设计问题。并且通过在设计过程中，不断的发现问题解决问题，使我们能够更加熟练的运用这些知识与技能。这些经验的积累是对课堂学习的巩固和拓展，也是一次宝贵的经验积累。 当然在整个设计过程种，也离不开老师的悉心指导和同组各位组员的同心协力。在我们的实践过程中，通过小组各位组员的分工合作和相互配合，我们才能比较顺利的完成各个时段的工作，在遇到问题时，我们能够一起参与讨论，通过查阅资料、咨询老师等来解决。虽然在这个过程中，我们有发生过计算失误而重头开始计算，有过发现画图过程中的设计缺陷而重新设计等等问题，但这不但没有让我们知难而退，反而让我们更加深刻的认识到科学设计中所应该持有的严谨务实的态度的重要性。这些宝贵经验的积累，对我们今后的学习工作也一定会有很大的帮助。 关键词:结构设计,工艺计算

目录 第一章设计条件 (3) 第二章换热器结构设计 (3) 2.1管子数计算 (3) 2.2排列方式确定 (3) 2.3壳体直径确定 (4) 2.4壳体壁厚计算 (5) 2.5管板尺寸确定 (5) 2.6封头尺寸确定 (6) 2.7容器法兰选择 (6) 2.8管子拉脱力计算 (6) 2.9折流板计算 (8) 2.10支座确定 (9) 第三章换热器主要结构尺寸和计算结果列表 (9) 参考文献 (11) 致谢 (12)

热交换器原理与设计题库考点整理史美中

热交换器原理与设计 题型：填空20％名词解释（包含换热器型号表示法）20％ 简答10％计算（4题）50％ 0 绪论 ?热交换器：将某种流体的热量以一定的传热方式传递给他种流体的设备。(2013-2014学年第二学期考题[名词解释]) ?热交换器的分类：按照热流体与冷流体的流动方向分为：顺流式、逆流式、错流式、混流式 ?按照传热量的方法来分：间壁式、混合式、蓄热式。(2013-2014学年第二学期考题[填空]) 1 热交换器计算的基本原理（计算题） ?热容量（W＝Mc）：表示流体的温度每改变1℃时所需的热量?温度效率（P）：冷流体的实际吸热量与最大可能的吸热量的比率(2013-2014学年第二学期考题[名词解释]) ?传热有效度（ε）：实际传热量Q与最大可能传热量Q max之比 2 管壳式热交换器 ?管程：流体从管内空间流过的流径。壳程：流体从管外空间流过的流径。 ?<1-2>型换热器：壳程数为1，管程数为2 ?卧式和立式管壳式换热器型号表示法（P43）(2013-2014学年第二学期考题[名词解释])

记：前端管箱型式:A——平盖管箱B——封头管箱 壳体型式:E——单程壳体 F——具有纵向隔板的双程壳体 H——双分流 后盖结构型式:P——填料函式浮头 S——钩圈式浮头 U——U 形管束 ?管子在管板上的固定：胀管法和焊接法 ?管子在管板上的排列：等边三角形排列（或称正六边形排列）法、同心圆排列法、正方形排列法，其中等边三角形排列方式是最合理的排列方式。(2013-2014学年第二学期考题[填空]) ?管壳式热交换器的基本构造：⑴管板⑵分程隔板⑶纵向隔板、折流板、支持板⑷挡板和旁路挡板⑸防冲板 ?产生流动阻力的原因：①流体具有黏性，流动时存在着摩擦，是产生流动阻力的根源；②固定的管壁或其他形状的固体壁面，促使流动的流体内部发生相对运动，为流动阻力的产生提供了条件。 ?热交换器中的流动阻力：摩擦阻力和局部阻力 ?管壳式热交换器的管程阻力：沿程阻力、回弯阻力、进出口连接管阻力 ?管程、壳程内流体的选择的基本原则：（P74） 管程流过的流体：容积流量小，不清洁、易结垢，压力高，有腐蚀性，高温流体或在低温装置中的低温流体。(2013-

换热器设计

一、工艺设计 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体，求出载热体的流量。 4、确定冷、热流体的流动途径。 5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。 6、初算平均传热温度差。 7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。 8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。 9、核算Ｋ。 10、校核平均温度差D。 11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算。 二、机械设计 1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。 2、换热器封头选择。 3、换热器法兰选择。 4、管板尺寸确定。 5、管子拉脱力计算。 6、折流板的选择与计算。 7、温差应力的计算。 8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。

9、绘制主要零部件图。 三、编制计算结果汇总表 四、绘制换热器装配图 五、提出技术要求 六、编写设计说明书 第二节列管式换热器的工艺设计 一、换热终温的确定 换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时，当流体出口终温与热流体入口初温接近时，热利用率高，但传热强度最小，需要的传热面积最大。 为合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据： 1、热端温差（大温差）不小于20℃。 2、冷端温差（小温差）不小于5℃。 3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5℃。 二、平均温差的计算 设计时初算平均温差Dtｍ，均将换热过程先看做逆流过程计算。 1、对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按式（2－1）进行计算： （2—1） 式中，、分别为大端温差与小端温差。当时，可用算术平均值。 2、对于错流或折流的换热过程，若无相变化，则要进行温差校正，即用公式（2－2）进行计算。

换热器的设计

题目：列管式换热器设计 专题：用水冷却煤油产品的列管是换热器的设计 专业： 姓名： 指导老师： 时间：

一、题目及专题 题目：列管式换热器设计 专题：用水冷却煤油产品的列管是换热器的设计 二、设计条件 1、煤油从140℃冷却到40℃,压力1bar。 2、冷却剂为水，水温30℃，水压力为3bar。 3、处理量：15t/h.流量。 4、要求：选择（设计）一合适型号换热器，管程和壳程的压力不大于30Kpa 5、设备形式：列管式换热器。 三、设计说明书内容 每个设计者必须提交的设计成果有：设计说明书一份，装配图，管板零件图。 1、设计说明书必须包括下述内容: 封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、参考文献以及设计自评等。2、设计计算书的主要内容应包括的步骤: 1) 收集物性常数、计算热负荷。 2) 根据换热流体的特性和操作参数决定流体走向（哪个走管程、哪个走壳程）；计算平均温差； 3) 初步估计一个总传热速率常数K估，计算传热面积A估； 4) 根据A估初选标准换热器，定出实际的传热面积A实际。 5) 换热面积的核算。 6) 管程和壳程压力降的核算。 班级： 组长： 组员： 日期： 指导老师： 目录 1、前言--------------------------------------------------------------------------- 4

2、设备与条件的确定--------------------------------------------------------- 5 3、工艺计算过程-----------------------------------------------------------------5 3.1、列管式换热器的选用原则、类型及其说明------------------------------6 3.2、列管式换热器选型中的有关计算--------------------------------6 3.3流体流动空间及流体的物性参数-------------------------------- 8 3.4计算并初定型号--- -----------------------------------------------------------8 3.5核算总传热系数K值-----------------------------------------------------------10 3.6核算压力降-----------------------------------------------------------------------13 4 参考文献-----------------------------------------------------------------------------15 5 总结------------------------------------------------------------------------------------16 6 附图------------------------------------------------------------------------------------17 （一）前言 换热器是许多工业生产部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产应用更为广泛。在

换热器设计书

目录 目录 (1) 1设计条件及主要物性参数表 (1) 1.1 设计题目 (1) 1.2 操作条件 (2) 2 概述与设计方案简介]1[ (2) 2.1 冷却剂出口温度的确定]2[ (2) 2.2 流动空间的选择]2,3[ (2) 2.3 管程和壳程数的确定]3[ (2) 2.4 设备结构的选择 (3) 3 工艺设计计算]4[ (3) 3.1计算和初选换热器的规格 (3) 3.2核算压力降 (4) 3.3核算总传热系数 (4) 4辅助设备的计算和选型 (5) 4.1管径初选 (5) 4.2 压头He (5) 5设计结果汇总表 (6) 6设计评述 (6) 参考文献： (6) 1设计条件及主要物性参数表 1.1 设计题目 某制药厂在生产工艺过程中，需将乙醇液体从 75℃冷却到 45℃，乙醇的流量为W

kg/h。冷却介质采用 21℃的河水。要求换热器的管程和壳程压降不大于30 kPa，试设计并选择管壳式换热器。 1.2 操作条件 （1）乙醇：入口温度75℃出口温度45℃ （2）冷却介质：河水入口温度21℃出口温度27℃ （3）允许压降：不大于30 kPa （4）定性温度（乙醇60℃，水24℃）下流体物性： 密度（Kg/m3）比热容 (KJ/Kg.℃) 粘度(Pa.s) 导热系数 (W/m.℃) 乙醇765.7 2.758 0.601×103- 0.1696 河水997.2 4.18 0.923×103- 0.6064 2 概述与设计方案简介]1[ 换热器的选择涉及因素很多，如介质的腐蚀性及其它特性、操作温度与压力、换热器的热负荷、管程与壳程的温差、检修与清理要求等。具体选择时应综合考虑各方面因素。对每种特定的传热工况，通过优化选型会得到一种最适合的设备型号；如果将这个型号的设备应用到其他工况，则传热效果可能会改变很大。因此，针对具体工况选择换热器类型，是很重要和复杂的工作。对管壳是换热器的设计，应从下方面考虑。 2.1 冷却剂出口温度的确定]2[ 在水作为冷却剂时，为便于循环操作、提高传热推动力、冷却水的进、出口温差一般控制在5℃~10℃左右。在本次设计中将出口温度设计为27℃。 2.2 流动空间的选择]2,3[ 确定流动空间的基本原则： （1）不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。 （2）腐蚀性的流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管程便于检修与更换。 （3）压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。 （4）被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外的散热作用，增强冷却效果。 （5）饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗。 （6）有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。 （7）流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变，在低Re（Re>100）下即可达到湍流，以提高传热系数。 （8）若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与α大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。 根据以上原则可以确定河水走管程，乙醇走壳程。 2.3 管程和壳程数的确定]3[ 当换热器的换热面积较大而管子又不能很长，为提高流体在管内的流速，需将管束分程。但程数过多，导致管程流动阻力和动力能耗增大，同时使平均传热温差下降，设计时应权衡考虑。管壳式换热器系列标准中管程数有1、2、4、6四种。在本次设计选用了管

换热器的设计说明书

换热器的设计 换热器概述 换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多任务业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。换热器随着换热目的的不同，具体可分为加热器、冷却器、蒸发器、冷凝器，再沸器和热交换器等。由于使用条件的不同，换热设备又有各种各样的形式和结构。 换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有: ①热负荷及流量大小； ②流体的性质； ③温度、压力及允许压降的范围； ④对清洗、维修的要求； ⑤设备结构、材料、尺寸、重量； ⑥价格、使用安全性和寿命； 按照换热面积的形状和结构进行分类可分为管型、板型和其它型式的换热器。其中，管型换热器中的管壳式换热器因制造容易、生产成本低、处理量大、适应高温高压等优点，应用最为广泛。 管型换热器主要有以下几种形式： （1）固定管板式换热器：当冷热流体温差不大时，可采用固定管板的结构型式，这种换热器的特点是结构简单，制造成本低。但由于壳程不易清洗或检修，管外物料应是比较清洁、不易结垢的。对于温差较大而壳体承受压力较低时，可在壳体壁上安装膨胀节以减少温差应力。 （2）浮头式换热器：两端管板只有一端与壳体以法兰实行固定连接，称为固定端。另一端管板不与壳体连接而可相对滑动，称为浮头端。因此，管束的热膨

胀不受壳体的约束，检修和清洗时只要将整个管束抽出即可。适用于冷热流体温差较大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况。 （3）U形管式换热器换：热效率高，传热面积大。结构较浮头简单，但是管程不易清洗，且每根管流程不同，不均匀。 表1-1 换热器特点一览表