管壳式换热器一般设计原则
TEMA规格的管壳式换热器设计原则
——摘引自《PERRY’S CHEMICAL ENGINEER’S HANDBOOK 1999》
设计中的一般考虑
流程的选择在选择一台换热器中两种流体的流程时，会采用某些通则。管程的流体的腐蚀性较强，或是较脏、压力较高。壳程则会是高粘度流体或某种气体。当管/壳程流体中的
某一种要用到合金结构时，“碳钢壳体+合金管侧部件”比之“接触壳程流体部件全用合金+碳钢管箱”的方案要较为节省费用。
清洗管子的内部较之清洗其外部要更为容易。
假如两侧流体中有表压超过2068KPa(300 Psig)的,较为节约的结构形式是将高压流体安排在管侧。
对于给定的压降，壳侧的传热系数较管侧的要高。
换热器的停运最通常的原因是结垢、腐蚀和磨蚀。
建造规则 “压力容器建造规则，第一册”也就是《ASME 锅炉及压力容器规范 Section VIII , Division 1》, 用作换热器的建造规则时提供了最低标准。一般此标准的最新版每3年出版发行一次。期间的修改以附录形式每半年出一次。在美国和加拿大的很多地方，遵循 ASME 规则上的要求是强制性的。最初这一系列规范并不是准备用于换热器制造的。但现在已包含了固定管板式换热器中管板与壳体间焊接接头的有关规定，并且还包含了一个非强制性的有关管子－管板接头的附件。目前ASME 正在开发用于换热器的其他规则。
列管式换热器制造商协会标准, 第6版., 1978 (通常引称为 TEMA 标准*), 用在除套管式换热器而外的所有管壳式换热器的应用中，对ASME 规则的补充和说明。TEMA “R 级”设计就是“用于石油及相关加工应用的一般性苛刻要求。按本标准制造的设备，设计目的在于在此类应用时严苛的保养和维修条件下的安全性、持久性。” TEMA “C 级” 设计是 “用于商用及通用加工用途的一般性适度要求。”而TEMA “B 级”是“用于化学加工用途” *译者注：这已经不是最新版的，现在已经出到1999年第8版
3种建造标准的机械设计要求都是一样的。各TEMA 级别之间的差异很小，并已由Rubin 在Hydrocarbon Process., 59, 92 (June 1980) 上做了归列。
TEMA 标准所讨论的主题是：命名原则、制造公差、检验、保证、管子、壳体、折流板和支撑板，浮头、垫片、管板、管箱、管嘴、法兰连接端及紧固件、材料规范以及抗结垢问题。 API Standard 660, 4th ed., 1982*，一般炼油用途的管壳式换热器是由美国炼油协会出版的，以补充TEMA 标准和ASME 规范。很多从事化学和石油加工的公司都有其自己的标准以对以上各种要求作出补充。关于规范、标准和个客户的规定之间的关系已由F. L. Rubin 编辑结集，由ASME 在1979年出版了(参见佩里化学工程师手册第6章关于压力容器规则的讨论)。
*译者注：这已经不是最新版的，现在已经出到2001年第6版
换热器的设计压力和设计温度通常在确定时都在预计的工作条件上又给了一个安全裕量。一般设计压力比操作中的预计最高压力或关泵时的最高压力要高大约172KPa(25 Psi)；而设计温度则通常较最高工作温度高14°C (25°F)。
管束振动 随着折流板换热器被设计用于流量和压降越来越高的场合，由管子振动带来的
损
坏日益严重。处理这种问题最为有效的办法就是通过采用只会有助于纵向流动的管子支撑档板而避免出现错流情况。但是即使如此，仍需对壳程管嘴入口下方的管束区严加注意：此处的流动是从壳体侧面引入的。TEMA 标准中专门为此设立了一章。一般说来，管子的振动机理是：
漩涡脱体流体错流流过管子时的漩涡脱体频率可能会与管子的固有频率相符，进而激发起很大的共振振幅。
流体弹性耦合流过管子的流体导致管子发生涡动式的振动。当流速超过某临界值时，流体弹性耦合的机制出现，振动就变为自激振动，振幅增长。这一机理在遭受振动破坏的工艺换热器上经常发生。
压力脉动由紧随在圆柱体之后或由上游带往圆柱体而发生的湍流压力波动会给管子的振动造成潜在的机理。管子会对接近其固有频率的那部分能谱作出响应。
声耦合当壳程流体为低密度的气体时, 假如壳程驻波的相位和从管子上脱落的漩涡频率相位相同，声学共振或耦合就会发生。驻波垂直于管子的轴线和错流的方向。管子的损坏很少会发生，但是其噪声会令人非常难受。
检查当预制完毕或是维护期间，如能对列管式换热器的壳程做水压试验以便在管头侧做外观检验则是很理想的。这样就很能容易地确定泄漏管子的位置并做出维修。假如确定出的漏点无法从管端接近，则有必要对所有的管子－管板连接做再轧制或重焊接，而这有可能给完好的连接处带来损害。
换热器泄漏的测试已有Rubin 在Chem. Eng., 68, 160–166 (July 24, 1961)上做了研究。
性能换热器的性能测试已由美国化学工程师学会在“换热器测试标准程序第一部分：管壳式设备的显热传导”中做了描述。
主要的结构形式
图11-36所示为TEMA规格的管壳式换热器的结构细节。有关此类及其他类型的换热器的详细讨论见下面数节。
固定管板式换热器固定管板式换热器(图.11-36b) 的使用较其他各种换热器更为频繁，并且其使用频率近年来日益提高。其管板是焊在壳体上的。一般其管板会在壳体上延伸出去兼做与管侧联箱相紧固连接的法兰。这种结构的换热器需要壳体与管板的材料可以相互焊接。
假如两部分的材质不能相互焊接，则使用一种“盲死的”垫片结构。一旦设备制造好，这种盲垫片在维修时无法触及和更换。这种结构的换热器可用于在真空下操作的蒸汽表面冷凝器。管程的联箱(或管箱)可能会如图11-35所示的C型或N型是焊到管板上的。焊上以后的结构比B/M或A/L型管箱的优势在于花钱更少，并且可在不必扰动管侧连接的情况下对换热管做检测和更换。
对于管侧的程数没有限制。而壳侧的程数可以取1也可以更多—尽管多于两程的壳体比较少见应用。布管可以完全填满换热器的壳体。在布管区最外层和壳体之间所留的间隙仅是为了制造时的最低需要。而在壳体内部与折流板之间也必须留有一定的间隙以便折流板可以滑入壳体。由于制造公差的缘故在折流挡板的外缘和布管区最外层之间还要留有一定的附加间隙。在外管限(OTL)和折流挡板直径间的边距必须留的足够以防止管子因为振动而穿透挡板上的开孔。布管区最外层的管子必须限制在OTL之内。在壳体内径和OTL之间的间隙：对壳体内径为635mm及以上的换热器，间隙为13mm；对内径为254至610mm 的钢管制壳体换热器，间隙为11mm；对于更小的钢管制壳体间隙可取得更小些。
管子是可以更换的。管侧联箱，管箱盖板，垫片等都是易于检修和更换的。而壳程的挡板结构和盲垫片则是不可拆卸的。移走管子时管子可能会在壳体内断裂，假如有此情况发生，则想再移走或是更换此管子都是极为困难的。通常采取的做法是将管板上的相应洞口堵死。由于热膨胀的长度不同，会使壳体和管子的长度产生差异，引发不均匀膨胀。可以使用各种膨胀节以消除由于膨胀引起的过剩的应力。是否需要使用膨胀节取决于不均匀膨胀的量以及
预期的操作循环工况。可以使用的膨胀节有很多种。(图.11-37).
a. Flat plates(平板式).两块同心的平行板，其外边缘处有一连杆。平板可以挠曲以对局部膨胀作出某些修正。此种设计通常用于真空及表压低于103Kpa的场合。局部膨胀发生时所有的焊点都受到危险应力。
b. Flanged-only heads（凸缘接头式? ）.两片平板是凸缘式的，或弧形的。接头的直径一般要比壳体直径大203mm(或以上). 局部膨胀发生时在壳体上的焊点仍承受前述的应力，但是连接接头的部分所受应力则因为弧形的形状而要小一些。
c. Flared shell or pipe segments(扩径壳体或扩口管段).壳体扩径以连接一管段，或管段剖半或一剖四以做成一个环。
d. Formed heads(成型加工头).可用形式为：一对碟型或椭圆型或凸缘碟型头。两部分焊在一起或是用一环形连接。该连接形式类似于凸缘接头式膨胀节但所受应力明显要小。
e. Flanged and flued heads(凸缘接头加烟道孔式).一对凸缘式接头上带有两个同心反向烟道孔。由于此烟道操作这对接头的费用较高。接头呈弧形降低了壳体上和连接部焊点所承受的应力。
f. Toroidal (环形膨胀节).环形膨胀节在数学上可以预期有一个较低量级的平滑的应力模型。其最大应力点在波纹的侧壁，最小应力点在波纹的顶部和底部。
前述设计已经由Kopp 和Sayre在“Expansion Joints for Heat Exchangers” (ASME Misc. Pap., vol. 6, no. 211)中作为环形膨胀圈加以研究过。所有的对象都属于静不定问题，但通过引进各种简化假定而做了分析。目前工业上使用某些膨胀节比之于上文中所讨论的模型属于更薄壁的结构。
g. Bellows(波纹管).有众多生产厂家制造薄壁型波纹管膨胀节。此类设计用于局部膨胀场合并针对轴向位移、横向位移和循环寿命做了测试。波纹管材质可能是不锈钢、镍基合金或紫铜的(铝，蒙奈尔，磷青铜和钛质波纹管也有见制造。) 一般还提供与换热器壳体材质相同的焊接短管。波纹管可能是用一张板材液压制造的或是有几个部分焊成的。通常也会提供碳
钢制保温包壳以保护轻型波纹管换热器免于损坏。此包壳也能防止保温材料对波纹管位移的
妨碍(见h).
h. Toroidal bellows(环形波纹管). 波纹管膨胀节做了一些改进以适应高压工况，其位移被薄壁小直径的环形波纹管所吸收。因此高压部件的厚度相应的降低。(见f ).
带有薄壁波纹管或环形膨胀节的换热器在制造、运输、安装和维修中的不当处理都会损坏其膨胀节。在大型设备上此类薄壁膨胀节特别易于受损，某些设计人员更乐于使用厚壁的成型加工头型膨胀节。
化工装置上所需要的膨胀节的是凸缘接头加烟道孔式膨胀节。但使用薄壁型波纹管膨胀节的趋势日益明显。
U型管换热器(图.11-36d) 此类管束包括一个固定端管板和U型管(发夹管)，以及折流挡板和支撑板，相应的拉杆和定距器。管束可以从壳体中抽出。此外还有管程联箱(固定端管箱)以及壳体和焊在壳体上的整体式壳盖。每根换热管都可以自由膨胀，或者都可以不受彼此影响的易于维护。
U型管束的优势在于：有可拆卸管束结构的换热器中U型管束的外管限(OTL)与壳体内径之间间隙最小。其间隙与固定管板换热器的间隙相同。
对于给定的管板，U型管束的管子开孔数比固定管板换热器的要少，因为将管子弯成小半径弯头是有限度的。
U型管的设计还有一个好处就是降低了膨胀节的使用数目。对于高压设备结构，这一特性对于降低初始费用和维护费用都是非常重要的。液体清洗技术可以脱除换热管中U型段和直管段的污垢残渣，U型管换热器的使用随着液体清洗技术的发展而日趋增长。U型管内部的机械清洗已由John在[Chem. Eng., 66, 187–192 (Dec. 14, 1959)做了描述。杆子和常规的机械换热管清洗工具不能从U型管的一头通到另一头。可以采用机械驱动式换热管清洗器，以清洗U型管的直管和弯头部分。
使用冲压式雾化喷嘴的高压水射流以清洗可拆卸式管束的内部和外部表面已由Canaday 在“Hydraulic Jetting Tools for Cleaning Heat Exchangers,”(ASME Pap. 58-A-217, unpublished)中做了报道。
储罐抽吸加热器示如图.11-38, 即带有U型管束。这种设计经常用于室外储藏重燃料油和焦油或糖浆的储罐，这些流体的粘度必须降低以后才便于泵送。通常管侧的加热介质是蒸汽。加热器壳体的一端是开放式的，被加热的液体就通过管子的外侧。不必对整个储罐的介质加热就可以降低了泵送的费用。如果是光管或整体式低翅片管，则会使用则流荡办，如使用的是纵向低翅片管，就不必使用折流挡板。使用翅片管通常是为了尽量减小这类流体的结构问题。
釜式再沸器，蒸发器等经常是使用U型管束而截面放大外壳以利于汽-液分离的换热器。在此U型管束替代了图.11-36e中的浮头式管束。
使用紫铜管子、铸铁联箱、其余部分为碳钢的U型管换热器经常用于办公楼、学校、医院和宾馆等处的水－汽加热。非铁基管板或海军铜或90-10 铜－镍合金管是最常用的代用材料。标准型号的此类换热器有众多制造厂家，其价格比起客户定制的加工工业设备要低得多。
填料－灯笼环式换热器(图.11-36f) 这种结构的换热器直管－可拆卸式换热器中最为廉价的。壳程和管程的流体被安装在浮动管板端的各自的填料圈所分隔，两填料圈之间是一个灯笼环。灯笼环上自带泪孔。假如有流体漏过填料则会穿过泪孔滴到地上。填料盘根的泄漏不会导致换热器内部两种流体的混合。
浮动管板的厚度应足够宽，足以容纳两道填料圈、灯笼环和不均匀膨胀效应。有时候在比较薄的管板上还要加上一道小裙筒，以给填料圈和灯笼环提供足够的支承面积。
这种结构的换热器的外管限(OTL)与壳体内径间隙要比固定管板式和U型管束式换热器的间隙稍高。假如使用了浮动管板端的裙筒则还会增大二者的间隙。没有裙筒时间隙的取值也要为胀管时靠近外边缘处管子开孔的变形或焊管时浮动管板的变形留有裕度。
填料－灯笼环式换热器结构一般限于设计温度低于191°C 并且限于水、蒸汽、空气及润滑油等缓和工况下才能应用。设计的表压：对管制壳体换热器不超过2068kPa；对DN610至
1067mm的换热器壳体不超过1034kPa。
外填料函－浮头式换热器(图.11-36c) 壳程流体由填料环所限制，此填料受填料函里的密封垫压圈所压。这种结构形式的换热器多见于化工装置，不过近年来使用的越来越少。可移动式管束结构可以调节壳体与管子间的不均匀膨胀。使用的环境：其壳程的设计表压不超过4137 kPa@316°C .对其管程的程数及管程的设计压力与温度未见限制。在化工装置中外填料函－浮头式换热器是最为常见的管束可拆卸型换热器。
浮头管板裙，也就是接触填料圈的地方，需要高级的机械精加工。在浮头管板裙上，有一个剖分环被塞入开槽之中。工作时，一个活套靠背法兰受剖分环的约束来跟换热器的外浮头端盖通过螺栓连接。
浮头端盖通常是一块圆盘。假如管侧程数为奇数，在浮头端盖上还可以安装一个轴向管嘴。假如需要的是侧向管嘴，则园盘就会换成碟形头盖或是管箱筒体，然后象图11-36f中那样，将筒体与浮头端盖和浮头管板裙用螺栓连接。
此类换热器的外管限OTL接近于浮头管板裙的内径，但是比前面所讨论任何一种换热器结构的OTL-壳体内径间隙都要大。管束OTL和壳体内径之间的间隙：对钢管制壳体的小直径换热器间隙为22 mm (7/8 in)；对钢管制壳体的大直径换热器间隙为44 mm (1-3/4in);对中等直径的板制壳体换热器其间隙要求为58 mm (2-1/16 in)。
内浮头式换热器(图.11-36a) 内浮头换热器设计在炼油工业上得到了广泛的应用，但近些年来其使用正在减少。
其管束是可以拆卸的，而浮动管板的位移(或称浮动)可以吸收壳体和管子间的不均匀膨胀。其外管限OTL接近于浮头端的内垫片直径。壳体与OTL之间的间隙为：对钢管制壳体的换热器间隙为28 mm (1-1/8in);对中等直径的板制壳体换热器其间隙要求为37 mm (1-7/16 in).
浮头盖和浮动管板之间通常是由对分式钩圈和螺栓紧固件连接起来的其位置在壳体末端之外、直径较大的壳盖之内。壳盖，分体式钩圈和浮头盖在维修时必须先拆下来，管束才能抽出换热器的外壳。
换热器的管侧程数为偶数时，浮头盖板作用就是管侧流体的回流箱盖，而当管侧程数为奇数时，必须从浮头盖上引一根管嘴线从外壳盖上穿出。这种情况下必须采取措施防止不均匀膨胀和预备管束的拆卸。
可抽式浮头换热器(图.11-36e) 这种换热器的结构类似与内浮头式带钩圈换热器，只是其浮头盖上的螺栓直接上在浮头管板上。不必对换热器壳盖或浮头盖做任何拆动就可以将管束从壳体中抽出。这一特点减少了检修时的维护时间。外管限与壳体之间的间隙必须较大才能提供浮头盖上的垫片和紧固件空间。其间隙是钩圈式设计的2倍到2.5倍。经常要用到密封带和挡管以降低管束上的旁路现象。
降膜换热器降膜式管壳换热器的开发使其可以用于广泛的用途，并已由Sack在[Chem. Eng. Prog., 63, 55 (July 1967)]上做了说明。流体自垂直列管的顶部进入。分布器或开槽小管将液体分成薄膜沿管子那表面流动。液体依附于管表面向管子底部流动。液膜就此被管外合适传热介质所冷却，加热，汽化或凝结。管状分布器的研制可用于多种用途。带膨胀节或无膨胀节的固定管板换热器，或外填料头的设计都可以采用。
主要的优点在于热传导率高、无内部压降，接触时间短(这点对于热敏性物质很重要)、便于清洗传热管以及，在某些情况下可以防止两侧流体泄漏。
这种降膜式换热器可用于多种用途，有如下列各段所述。
液体冷却器及冷凝器污浊的水可以用作冷却介质。此冷却器的顶端敞开通大气，以便于使用换热管。这样就不必使冷却器停运而在线清洗：将分布器一个一个的拿开对换热管进行清
洗。
蒸发器这在硝酸铵、尿素等热敏性化学物质的浓缩上应用的非常广泛，此时接触时间越短越好。有时空气被引入引入管内以降低高沸点液体的分压。此种蒸发器可以承压也可真空操作，并可在顶部或底部加蒸汽脱除设备。
吸收器这里面是一种两相流系统。吸收剂呈薄膜流在管内下流，同时被管外的冷却剂所冷却。这层液膜吸收了引入管内的气体。操作可以是并流的也可以是逆流的。
冷冻器通过冷却降膜直至其凝点，这类换热器可将多种化学品转变成固态。最常见的应用就是标准冰块及对二氯苯的生产。为了分离同分异构体就要使用选择性冷冻的方法。通过熔化固态物质和多级冷冻，就可得到更高纯度的产品。
壳体结构
壳体尺寸DN≤305-mm (12-in)的换热器的壳体一般是由标准壁厚的钢制公称管制成; 356 mm (14in) ≤ DN≤610 mm (24in)的壳体是由9.5-mm (3/8-in) 壁厚的管子制成; 更大的换热器壳体则是使用钢板通过不连续间隔的轧辊制成。壳体内径和外管限OTL的间隙在前文结合换热器的不同结构类型而做了讨论。
下列公式可供用于估算各种管束尺寸和管程程数下的管子根数。这个估算的数字包括了要将管子移走一部分以提供壳程管嘴的入口区(假定管嘴尺寸是壳体直径的五分之一)。由于其他参数：设计压力、腐蚀裕度，折流挡板的切割率，密封带等等的有着很大影响，这仅仅是作为一个估算值。确切的管子根数统计是大多数享有盛名的设计软件包的一部分功能，一般也仅用于最终的施工设计。
正三角形排管：管心矩等于换热管外径的1.25倍：
C = 0.75 (D/d) - 36; 其中，
D = 管束外径 d = 换热管外径
精确范围: -24 ≤ C ≤24. N t为管子根数
1管程: N t = 1298. + 74.86C + 1.283C2 - .0078C3 - .0006C4(11-74a)
2管程: N t = 1266. + 73.58C + 1.234C2 - .0071C3 - .0005C4(11-74b)
4管程: N t = 1196. + 70.79C + 1.180C2 - .0059C3 - .0004C4(11-74c)
6管程: N t = 1166. + 70.72C + 1.269C2 - .0074C3 - .0006C4(11-74d)
正方形排管：管心矩等于换热管外径的1.25倍：
C = (D/d) - 36; 其中，
D = 管束外径 d = 换热管外径
精确范围: -24 ≤ C ≤24. N t为管子根数
1管程: N t = 593.6 + 33.52C + .3782C2 - .0012C3 + .0001C4(11-75a)
2管程: N t = 578.8 + 33.36C + .3847C2 - .0013C3 + .0001C4(11-75b)
4管程: N t = 562.0 + 33.04C + .3661C2 - .0016C3 + .0002C4(11-75c)
6管程: N t = 550.4 + 32.49C + .3873C2 - .0013C3 + .0001C4(11-75d)
壳侧的布置：单壳程壳体(图.11-35E) 是最为常见的布置。单组分蒸汽的冷凝器(如真空冷凝和蒸汽冷凝)经常会将管嘴移到壳体的中心。
加上一个连续的隔板就成了一个双壳程壳体(图.11-35F)。可以通过保温隔热来提高热效率(参见关于挡板的进一步讨论)。双壳程壳体比起两台串连的换热器可在较低的开支下提高热效率。
分流壳体(图.11-35G), 其纵向挡板可以是实心的也可以是开孔的。对于蒸汽冷凝会用到后一种特性。
双分流壳体设计如图.11-35H. 其纵向挡板可以是实心的也可以是开孔的。
无挡板分流壳体设计(图.11-35J), 机械上说很像单壳程壳体只是多了一个管嘴。无挡板分流设计用于满足低压降要求。
釜式重沸器壳体示如图.11-35K. 假如泡核沸腾在壳侧发生，则此通用设计可以在管束之上提供足够的用于汽液分离的顶部空间，并且在液堰和壳盖之间还有一定的缓冲空间。
管侧结构
管侧联箱：管侧联箱又名管箱，带有一个或多个管嘴。
封头管箱(图.11-35B) 以紧固件与壳体连接。如想检测管端情况必须移动封头管箱。图.11-36b 中的固定管板换热器两头都是封头管箱。
平盖管箱(图.11-35A) 带有一个可拆卸的管箱平盖. 如要检查管端，只要卸掉管箱盖而不会影响管箱管嘴上所连接的管道。平盖管箱可以按照图.11-36a 和c 所示那样用紧固件与壳体连接。图.11-35中的C和N型管箱是焊在管板上的。这种结构的设计其开支与封头管箱相类似，但其优点在于：可以检视换热管而不必影响管箱管嘴上所连接的管道，而且不会有垫片接缝的问题。
特殊高压管箱(图.11-35D) 这种管箱的壳以及管板一般均为锻制的。而可拆卸式管箱盖板是用水压来就位的。而一个承受着剪切应力的剪切环则会吸收端面压力。对于(设计)压力在6205 kPa以上的情况，这种设计一般来说比螺栓连接更为经济合算，因为后者随着压力的增长为将端面压力控制在螺栓的可承受压力之内必须使用较大的法兰。此管箱内部的相对轻型的分程档板是用于引导管程流体的流向，但其设计压力只需承受管束的压降。
管程程数大多数换热器的管程程数均为偶数。固定管板式换热器(没有外壳盖)通常都有一个无管嘴的回流管箱如图.11-35M所示;而L型和N型的后端结构形式也是可用的。所有的可拆卸管束结构的设计中，除了U型管换热器而外，都有浮头盖板以导引管程流体在浮动管板处的流动方向。
换热管标准换热管的的外径为1/4,3/8,1/2,5/8,3/4,1,1-1/4, 以及1-1/2英寸。(in×25.4 = mm). 管壁厚是用伯明翰线规单位来度量的(在TEMA 第9章中列有一张综合表,表D-7标
出了换热管的外径，BWG值和壁厚等特性参数)。在化工装置和炼油装置上最常用的换热管外径规格是19和25-mm (3/4-in和1-in)的。换热管标准长度为8, 10, 12, 16,及20 英尺, 其中20英尺是现在最常用的(ft×0.3048 = m)。
制造公差对于钢制、不锈钢或镍基合金的换热管，其制造加工中控制的或者是平均壁厚或者是最小壁厚。无缝碳钢换热管的最小厚度变化范围是公称壁厚的0～20%。平均壁厚无缝换热管(Average-wall seamless tubing)的加工中允许有±10%的变化。碳钢焊接换热管的制造公差更小一些：最小壁厚的0～18%，或平均壁厚的± 9%。铝、紫铜及其合金制造的换热管延展拉伸比较容易，通常是使用其最小壁厚定义制造公差的。
习惯上定义换热器表面积是以换热管的外表面有多少平方英尺来确定的。有效外测换热面积则基于两侧管板内表面见换热管的长度计算。大多数换热器的总表面积和有效表面积之间差别不大。一般只有在高压换热器和双管板换热器设计结构上这两者之间的差别才会较大。
整体式翅片管，可由多种合金制造，其尺寸也多种多样。这种换热管可用于管壳式换热器。其翅片是由厚壁管上径向挤压而成，规格一般为：高1.6mm，间距1.33mm(每英寸19片)或高3.2mm，间距2.3mm(每英寸11片)。其外表面积大约是同等直径的光管外表面积的2.5倍。还有一种规格是高0.93mm，间距0.91mm(每英寸28片)，其外表面积相当于光管的约3.5倍。翅片管的管端是公称直径的光管，公称直径的取法是使翅片高度略小于公称直径。翅片管可以插入常规管束之中，并可以与管板按常规光管的方法胀接或焊接。图.11-39所示为一根整体式翅片管以双胀接槽胀接至管板上，出口扩口。整体式翅片管已有工业制造但是应用很有限。
纵向翅片在套管式换热器的内管外表面上应用很普遍。也可以用此类管子制造U型管和常规可拆卸管束。其外表面/内表面的比例一般为10或15:1。
横向翅片换热管上的横向翅片在低压的气体换热上有所应用。主要的应用是空冷器(佩里化学工程师手册另有专门章节讨论空冷)，不过也有在运的管壳式换热器中使用此类管子的。
换热管的轧制连接换热管与管板间的胀接是标准型式。轧制良好的换热管均匀致密，使得管子折断、应力腐蚀、管板连接处的推出或胀大以及管板凸出变形等可能降至最小。管子在管板上的胀接长度为管子直径的2倍，或50mm或管板厚度减3mm。一般换热管都要经过轧制已备最后这一道工序。但是管板胀接面积不能超越在壳程的管板部分，否则要拆除这样的管子将极为困难。换热管的拆除及轧制的手段及工具已由John 在Chem. Eng., 66, 77–80 (Dec. 28, 1959)上做了讨论，而轧制技术的论文可见Bach在Pet. Refiner, 39, 8,104 (1960)。换热管的末端可以是凸出的、与管板齐平的、扩口的或是卷边的(按其使用次序列出)。端部扩口管或喇叭口管一般仅限于冷凝用水的场合，作用在于减少管入口处的磨蚀。对一般的条件缓和的加工要求，表压在2058 kPa (300 lbf/in2) 以下，温度在177°C (350°F)以下的，无
槽口管板开孔属于标准形式。其他情况下使用胀接管时通常每个管孔上开两道胀管槽。槽子的数目有时为与管板的厚度相适应会变为1道或3道。将管子胀入带槽的管孔使得连接更为坚固，但是拆除是也更为困难。
换热管的焊接连接当结构所使用的材料合适时，换热管的管端可以焊在管板上。焊接接头可以是密封焊“以提供超出管材轧制要求的附加的密封性能”或者式采用强度焊。人们发现强度焊在非常苛刻的条件下也能提供令人满意的性能。焊接连接部位在焊接完毕前后可以采用轧制也可以不再轧制。
关于管端焊接的变量问题已经由Emhardt在“Heat Exchanger Tube-to-Tubesheet Joints,”ASME Pap. 69-WA/HT-47;以及Reynolds在“Tube Welding for Conventional and Nuclear Power Plant Heat Exchangers”ASME Pap. 69-WA/HT-24(于1969年11月在ASME年会上宣读)做了探讨，但这是两篇未公开发表的论文。焊接之前对管端的轧制可能会在管孔中给胀管器给留下润滑液。正常操作以及检修时导致的的结构现象会在管端及其附近留下各种杂质。在如此条件下想获得满意的焊接效果几乎是不可能的—因为管端的焊接需要在待焊接区域保持极度的清洁。焊接后的胀管对低压和中压Satisfactory welds are rarely 工况是有用的。而在高压工况下，轧管并不能避免焊接失效后的泄漏问题。
双管板连接这种设计可以预防管/壳程流体在管子与管板连接处的彼此泄漏，而管子－管板连接处一般就是全换热器中最容易泄漏的位置。在双管板连接的设计中，此处的任何泄漏都会有流体渗入管板之间的缝隙里。但是双管板连接机械设计，制造以及维修都需要特别的考虑。
挡板与管束
管束是列管式换热器上最为重要的部分。管束一般而言构成了换热器中最为昂贵的部件，同时也是最易受腐蚀的部件。管板和挡板或支撑板，拉杆，一般还有定距器一起就构成了管束。
最小挡板间距一般取壳体直径的五分之一且不小于50.8mm。最大挡板间距要受给换热管提供足够支撑这一要求的限制。最大无支撑管子跨距＝74 d0.75 (其中d＝以管子外径，单位为英寸)。对于铝、铜及其合金，最大无支撑跨距大约降低12%。
挡板的作用是为了传热用途。假如以传热考虑壳程的挡板没有必要，比如在冷凝器或再沸器上的情况，则要安装换热管的支撑板。
共性折流板弓形的或错流折流板是标准结构。可以使用的类型有单弓形、双弓形及三弓形折流板。折流板的切割如图.11-40中所示。对指定的折流板间距，双弓形折流板可以降低错流的流速。三弓形折流板可以降低错流和纵向的流速，被称为“窗口切割式”折流板。
折流板的切割的表示方法为弓形的高度与壳体内径之比。水平切口错流式折流板示如图.11-36a, c,以及f。这种布置对卧式冷凝器并不理想，因为凝液可能会滞留在折流板之间，对比较脏的流体而言，杂质也会沉淀下来。竖直切口折流板的使用就可以使带凝液或沉淀物的流体在卧式换热器中侧向流动。折流板上开有缺口以保证停运时可以排干凝液。(缺口也
会导致正常操作时管束上的旁路现象)。
管子最常用的排布方式是管心矩为正三角形；对可拆卸式管束，排成正方形的主要目的是为了机械清洗。
折流板最大切割率对单弓形折流板一般限制在45%，这样每对折流板就可以支撑住全部的换热管。随管束提供的折流板切割率一般都会控制至少有一排管子是穿过所有的折流板(或支撑板)的。些管子就把管束穿在一起。在管壳式换热器中，假如采用的是水平切口折流板以及卧式分程挡板以引导管程流体在管箱内的流动，要想使至少一排管子穿过所有折流板的话，则对小直径换热器，折流板最大切割率为33%，对较大的壳体，最大切割率为40%。
强制对流情况下最大壳程传热率显然是由于错流流体以某个正确的角度穿过管子而得到的。为了使这种流行能变得最大，某些换热器制造时带有弓形切割折流板，布管应用了“窗口区(折流板切割部位)不布管”方案。这样扩大折流板间距也就等同与扩大管子的无支撑跨距，而在常规的折流板布置中，最大间距只能为此跨度的一半。
对窗口不布管方案的最大折流板间距在有中间支撑物的情况下是没有限制的。在折流板两侧都有切割，所以不会对壳程流体的流动产生影响。每个支撑都要支撑起全部的换热管，其间距是由管子的支撑间距要求而确定的。
折流杆折流杆或折流栅是在各排管子间的流道里设有杆或栅状物。一组折流板可能是由一块带有纵向流道折流杆的折流圈和其他的在横向流道中装有折流杆的折流圈组成。对换热管而言壳程流速是均一而平行的。不存在死区，一组折流板由四块折流圈组成。每块折流圈上只会在半数的横向或纵向流道中加有折流杆。这种新型设计在给定的压降下显然提供了最大的壳侧换热系数。
拉杆与定距器拉杆用于使折流板固定就位，而定距器，也就是一根管子或公称管，放在管位上则是为了折流板的定位。某些情况下，折流板是焊在拉杆上的，也就取消了定距器。正确安装就位的拉杆和定距器不仅可以拉紧管束还可以降低管外的旁路流动。
在非常大的固定管板式换热器上，当壳体的同心度下降时，有时也会将折流板焊在壳体上一
消除折流板与壳体间的旁路流。
标准的折流板是金属制的。偶尔也会使用塑料折流板以降低腐蚀；或者在振动工况下，使用塑料折流板是因为金属折流板会将换热管切断。
防冲挡板当管程流体为高速的或有冷凝工况或是两相流时，在管程入口管嘴附近照例都要采取措施防护管束免遭入口流体的冲击。管嘴的最小进口区面积一般应等于入口管嘴面积。出口管嘴处一样也需要在管束和管嘴间留有足够的面积。不留任何余地给壳程入口管嘴面积的“全管束”将会增加入口流体的流速，最大可到300%，相应的也会增加压降。
尽管圆形板会更为理想，防冲挡板一般做成长方形的板子。某些时候也会使用杆子等设施来作为管束防冲措施。为了使管子数量尽量保持最大，防冲挡板经常会被放到一个圆锥型管口里或是壳体上部的圆顶状盖帽中。
对于管程的轴向管嘴，流体流速较高时推荐使用防冲挡板或是流体分布器
蒸汽分布设备相对较大的壳程入口管嘴，比如低压或真空操作的冷凝器管嘴需要提供某种使蒸气均匀分布的分布器。
管束上的旁路流当管束的旁路现象被降到最低时，壳程传热率将达到最大值。最为显著的旁路流就是在外管限(OTL)和壳体内径之间的旁路流。管束与壳体之间的间隙在固定管板式换热器上是最小的，而在可拆卸式直管换热器上是最大的。
为降低管束旁路流而采取的布置包括：
挡管：这类管子并不穿过管板，可以布置的离壳体内径较近。
拉杆和定距器：是用于固定和定位折流挡板的，但也可以放在能阻挡旁路流的位置上。
密封带：这些纵向的带子可以从挡板延伸到下一块挡板，也可以插入挡板上开的槽子中。
挡管或带定距器的拉杆可以放在分程挡板的流道中(以及放在挡板之间)，以确保流过管束的壳程流体量最大。当从布管图上删除管子，给防冲挡板提供入口位置时，相应的就要使用密封带或其他设施以确保流过管束的流体量最大。
纵向流动挡板对于固定管板式结构，多壳程的换热器，这种挡板通常会焊在壳体上以切实确保没有旁路流。对于可拆卸式管束，在壳体和纵向流动挡板间会有一个密封设施。可以使用柔性轻型密封带或是各种填料设施。可拆卸式4管程－2壳程U型管管束安装在壳体里时，其纵向流动挡板就可以焊在壳体上。
对分流型壳体，假如有限的旁路流对设计条件不会有显著的影响，其纵向流动挡板可以不必封死。
炼油厂的结垢工况使得在清洗时需要对管束作粗加工。很多炼油厂都避免使用纵向挡板，因
管壳式换热器的工艺设计
管壳式换热器的工艺设计 芮胜波李峥王克立李彩艳 兖矿鲁南化肥厂 芮胜波：（1974-），山东枣庄人，工程师，工程硕士，从事煤化工项目研发及建设工作。第一作者联系方式：山东滕州木石兖矿鲁南化肥厂项目办（277527），电话：0632-2363395 摘要：管壳式换热器在各种换热器中应用最为广泛，为了使换热器既能满足工艺过程的要求，又能从结构、维修、造价等方面比较合理，在设计中要从各个方面综合考虑。本文着重从换热器程数的选择以及如何降低换热器的压力降方面进行了比较详细的论述，对于换热器的工艺设计起到一定的指导作用。 关键词：管壳式换热器，程数，压降 在化工、石油、动力、制冷以及食品等行业中，换热器都属于非常重要的工艺设备，占有举足轻重的地位。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，特别是换热器的设计必须满足各种特殊工况和苛刻操作条件的要求。大致说来，随着换热器在生产中的地位和作用不同，对它的要求也不同，但都必须满足下列一些基本要求：首先是满足工艺过程的要求；其次，要求在工作压力下具有一定的强度，但结构又要求简单、紧凑，便于安装和维修；第三，造价要低，但运行却又要求安全可靠。 许多新型换热器的出现，大大提高了换热器的传热效率。比如板式换热器和螺旋板式换热器具有传热效果好、结构紧凑等优点，在温度不太高和压力不太大的情况下，应用比较有利；板翅式换热器是一种轻巧、紧凑、高效换热器，广泛应用于石油化工、天然气液化、气体分离等部门中；此外，空气冷却器以空气为冷却剂在翅片管外流过，用以冷却或冷凝管内通过的流体，尤其适用于缺水地区，由于管外装置了翅片，既增强了管外流体的湍流程度，又增大了传热面积，这样，可以减少两边对流传热系数过于悬殊的影响，从而提高换热器的传热效能。 尽管各种各样的新型换热器以其特有的优势在不同领域得以应用，但管壳式换热器仍然在各种换热器中占有很大的比重，虽然它在换热效率、设备的体积和金属材料的消耗量等方面不占优势，但它具有结构坚固、操作弹性大、可靠程度高、使用范围广等优点，所以在工程中仍得到普遍使用。 目前我们在各种工程中应用最多的换热器就是管壳式换热器，其中又以固定管板式为最常见，除了波纹管换热器等可选用标准系列产品外，其它光管换热器都由工艺专业自行设计，尽管专用计算软件HTFS的应用使设计人员从繁琐的手工设计计算中解脱出来，但是为了使设计出来的换热器能更好的满足各种要求，仍然有许多方面需要在设计时充分加以考虑。 首先，程数的选择。 管程程数的选择：关键要比较管程与壳程的给热系数，如果单管程时管程流体的给热系数小于壳程流体给热系数，则可选用双管程，管程给热系数会因此显著增大，并且总传热系数也会有大幅提高。例如，有一台单管程换热器，管程给热系数为990W/(m2.℃), 壳程给热系数为5010 W/(m2.℃),总传热系数为794 W/(m2.℃)，在换热器的外形尺寸保持不变的情况下改为双管程后，管程给热系数变为1680 W/(m2.℃)，增大了70%，，总传热系数变为1176 W/(m2.℃)，增大了48%，显然此时选用双管程换热器有利。反之，如果单管程时管程的给热系数大于壳程给热系数，虽然改用双管程时，管程给热系数也会显著增大，但是总传热系数则增幅不明显，例如，一单管程换热器，管程给热系数为2276 W/(m2.℃), 壳程给热系数为2104 W/(m2.℃),总传热系数为1040 W/(m2.℃)，在换热器的外形尺寸保持不变的情况下
管壳式换热器的机械设计
第七章管壳式换热器的机械设计 本章重点：固定管板式换热器的基本结构 本章难点：管、壳的分程及隔板 建议学时：4学时 第一节概述 一、定义：换热器是用来完成各种不同传热过程的设备。 二、衡量标准： 1.先进性—传热效率高，流体阻力小，材料省； 2.合理性—可制造加工，成本可接受； 3.可靠性—强度满足工艺条件。 三、举例 1．冷却器（cooler） 1)用空气作介质—空冷器aircooler 2)用氨、盐水、氟里昂等冷却到0℃~-20℃—保冷器deepcooler 2．冷凝器condenser 1)分离器 2)全凝器 3．加热器（一般不发生相变）heater 1)预热器（preheater）—粘度大的液体，喷雾状不好，预热使其粘度下降； 2)过热器（superheater）—加热至饱和温度以上。 4．蒸发器(etaporater),—发生相变 5．再沸器（reboiler） 6．废热锅炉（waste heat boiler） 看下图说明其结构及名称
四、管壳式换热器的分类 1、固定管板式换热器： 优点：结构简单、紧凑、布管多，管内便于清洗，更换、造价低，应用广泛。管坏时易堵漏。缺点：不易清洗壳程，一般管壳壁温差大于50℃，设置膨胀节。 适用于壳程介质清洁，不易结垢，管程需清洗以及温差不大或温差虽大但是壳程压力不大的场合。 2、浮头式换热器： 管束可以抽出，便于清洗；但这类换热器结构较复杂，金属耗量较大。 适用于介质易结垢的场合。 3、填料函式换热器： 造价比浮头式低检修、清洗容易，填料函处泄漏能及时发现，但壳程内介质由外漏的可能，壳程中不宜处理易挥发、易燃、易爆、有毒的介质。适用于低压小直径场合。 4、U型管式换热器：
管壳式换热器工艺设计说明书
管壳式换热器工艺设计说明书 1.设计方案简介 1.1工艺流程概述 由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。如图1，苯经泵抽上来，经管道从接管A进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管C进入换热器管程。两物质在换热器中进行交换，苯从80℃被冷却至55℃之后，由接管B流出；循环冷却水则从30℃升至50℃，由接管D流出。 图1 工艺流程草图 1.2选择列管式换热器的类型 列管式换热器，又称管壳式换热器，是目前化工生产中应用最广泛
的传热设备。其主要优点是：单位体积所具有的传热面积大以及窜热效果较好；此外，结构简单，制造的材料围广，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置上多采用列壳式换热器。如下图所示。 1.2.1列管式换热器的分类 根据列管式换热器结构特点的不同，主要分为以下几种： ⑴固定管板式换热器 固定管板式换热器，结构比较简单，造价较低。两管板由管子互相支承，因而在各种列管式换热器中，其管板最薄。其缺点是管外清洗困难，管壳间有温差应力存在，当两种介质温差较大时，必须设置膨胀节。 固定管板式换热器适用于壳程介质清洁，不易结垢，管程需清洗及温差不大或温差虽大但壳程压力不高的场合。 固定板式换热器 ⑵浮头式换热器 浮头式换热器，一端管板式固定的，另一端管板可在壳体移动，因
而管、壳间不产生温差应力。管束可以抽出，便于清洗。但这类换热器结构较复杂，金属耗量较大；浮头处发生漏时不便检查；管束与壳体间隙较大，影响传热。 浮头式换热器适用于管、壳温差较大及介质易结垢的场合。 ⑶填料函式换热器 填料函式换热器，管束一端可以自由膨胀，造价也比浮头式换热器低，检修、清洗容易，填函处泄漏能及时发现。但壳程介质有外漏的可能，壳程中不宜处理易挥发、易燃、易爆、有毒的介质。 ⑷U形管式换热器 U形管式换热器，只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管不便清洗，管板上布管少，结垢不紧凑，管外介质易短路，影响传热效果，层管子损坏后不易更换。 U形管式换热器适用于管、壳壁温差较大的场合，尤其是管介质清洁，不易结垢的高温、高压、腐蚀性较强的场合。
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
管壳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 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
化工原理课程设计管壳式换热器汇总
化工原理课程设计管壳式换热器汇总 公司内部档案编码：[OPPTR-OPPT28-OPPTL98-OPPNN08]
设计一台换热器 目录 化工原理课程设计任务书 设计概述 试算并初选换热器规格 1. 流体流动途径的确定 2. 物性参数及其选型 3. 计算热负荷及冷却水流量 4. 计算两流体的平均温度差 5. 初选换热器的规格 工艺计算 1. 核算总传热系数 2. 核算压强降 经验公式 设备及工艺流程图 设计结果一览表 设计评述 参考文献 化工原理课程设计任务书 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件： 1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度35℃。
3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式： 管壳式换热器 四、处理能力： 99000吨/年苯 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。 4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 1.设计概述 热量传递的概念与意义 1.热量传递的概念 热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 2. 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为
管壳式换热器的有效设计外文翻译
武汉工程大学邮电与信息工程学院毕业设计(论文)外文资料翻译 原文题目：Effectively Design Shell-and-Tube Heat Exchangers 原文来源：Chemical Engineering Progress February 1998 文章译名：管壳式换热器的优化设计 姓名：xxx 学号：62021703xx 指导教师(职称)：王成刚（副教授） 专业：过程装备与控制工程 班级：03班 所在学院：机电学部
管壳式换热器的优化设计 为了充分利用换热器设计软件，我们需要了解管壳式换热器的分类、换热器组件、换热管布局、挡板、压降和平均温差。 管壳式换热器的热设计是通过复杂的计算机软件完成的。然而，为了有效使用该软件，需要很好地了解换热器设计的基本原则。 本文介绍了传热设计的基础，涵盖的主题有：管壳式换热器组件、管壳式换热器的结构和使用范围、传热设计所需的数据、管程设计、壳程设计、换热管布局、挡板、壳程压降和平均温差。关于换热器管程和壳程的热传导和压力降的基本方程已众所周知。在这里，我们将专注于换热器优化设计中的相关应用。后续文章是关于管壳式换热器设计的前沿课题，例如管程和壳程流体的分配、多壳程的使用、重复设计以及浪费等预计将在下一期介绍。 管壳式换热器组件 至关重要的是，设计者对管壳式换热器功能有良好的工作特性的认知，以及它们如何影响换热设计。管壳式换热器的主要组成部分有：壳体 封头 换热管 管箱 管箱盖 管板 折流板 接管 其他组成部分包括拉杆和定距管、隔板、防冲挡板、纵向挡板、密封圈、支座和地基等。 管式换热器制造商协会标准详细介绍了这些不同的组成部分。 管壳式换热器可分为三个部分：前端封头、壳体和后端封头。图1举例了各种结构可能的命名。换热器用字母编码描述三个部分，例如，BFL 型换热器有一个阀盖，双通的有纵向挡板的壳程和固定的管程后端封头。根据结构
《管壳式换热器机械设计》参考资料
1前言 (1) 概述 (1) 换热器的类型 (1) 换热器 (1) 设计的目的与意义 (2) 管壳式换热器的发展史 (2) 管壳式换热器的国内外概况 (3) 壳层强化传热 (3) 管层强化传热 (3) 提高管壳式换热器传热能力的措施 (4) 设计思路、方法 (5) 换热器管形的设计 (5) 1.8.2换热器管径的设计 (5) 1.8.3换热管排列方式的设计 (5) 1.8.4 管、壳程分程设计 (5) 1.8.5折流板的结构设计 (5) 1.8.6管、壳程进、出口的设计 (6) 选材方法 (6) 1.9.1 管壳式换热器的选型 (6)
流径的选择 (8) 1.9.3流速的选择 (9) 1.9.4材质的选择 (9) 1.9.5 管程结构 (9) 2壳体直径的确定与壳体壁厚的计算 (11) 管径 (11) 管子数n (11) 管子排列方式，管间距的确定 (11) 换热器壳体直径的确定 (11) 换热器壳体壁厚计算及校核 (11) 3换热器封头的选择及校核 (14) 4容器法兰的选择 (15) 5管板 (16) 管板结构尺寸 (16) 管板与壳体的连接 (16) 管板厚度 (16) 6管子拉脱力的计算 (18) 7计算是否安装膨胀节 (20) 8折流板设计 (22)
9开孔补强 (25) 10支座 (27) 群座的设计 (27) 基础环设计 (29) 地角圈的设计 (30) 符号说明 (32) 参考文献 (34) 小结 (35)
2 壳体直径的确定与壳体壁厚的计算 管径 换热器中最常用的管径有φ19mm ×2mm 和φ25mm ×。小直径的管子可以承受更大 的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用φ19mm ×2mm 直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子。 标准管子的长度常用的有1500mm ，2000mm ，2500mm ， 3000m,4500,5000,6000m,7500mm,9000m 等。换热器的换热管长度与公称直径之比一般为4 —25,常用的为6—10 选用Φ25×的无缝钢管，材质为20号钢，管长。 管子数n L F n d 均π= (2-1) ()根均5035 .40225.014.3160 F L =??= = ∴ n d n π 其中安排拉杆需减少6根，故实际管数n=503-6=497根 管子排列方式，管间距的确定 采用正三角形排列，由《化工设备机械基础》表7-4查得层数为12层，对角线上 的管数为25，查表7-5取管间距a=32mm. 换热器壳体直径的确定 l b a D i 2)1(+-= (2-2) 其中壁边缘的距离为最外层管子中心到壳 l 取d l 2=，()m m 8682522)125(32=??+-?=i D ，
管壳式换热器设计 课程设计
河南理工大学课程设计管壳式换热器设计 学院：机械与动力工程学院 专业：热能与动力工程专业 班级：11-02班 学号： 姓名： 指导老师： 小组成员：
目录 第一章设计任务书 (2) 第二章管壳式换热器简介 (3) 第三章设计方法及设计步骤 (5) 第四章工艺计算 (6) 4.1 物性参数的确定 (6) 4.2核算换热器传热面积 (7) 4.2.1传热量及平均温差 (7) 4.2.2估算传热面积 (9) 第五章管壳式换热器结构计算 (11) 5.1换热管计算及排布方式 (11) 5.2壳体内径的估算 (13) 5.3进出口连接管直径的计算 (14) 5.4折流板 (14) 第六章换热系数的计算 (20) 6.1管程换热系数 (20) 6.2 壳程换热系数 (20) 第七章需用传热面积 (23) 第八章流动阻力计算 (25) 8.1 管程阻力计算 (25) 8.2 壳程阻力计算 (26) 总结 (28)
第一章设计任务书 煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由140℃冷却冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为10t/h，且允许压强降不大于100kPa。 设计任务及操作条件 1、设备形式：管壳式换热器 2、操作条件 （1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃ （2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃
第二章管壳式换热器简介 管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热器的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构改进。 强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积。 管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程）和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。 在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大，以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外空间成为多程。而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空间仍以单程对待。 管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于它的高度可靠性和广泛的适应性，至今仍然居于优势地位。 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两流体温度相差较大，换热器内将产生很大的热应力，导致管子弯曲、断裂或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，
(完整版)管壳式换热器简介及其分类
管壳式换热器简介及分类 概述 换热器是在具有不同温度的两种或两种以上流体之间传递热量的设备。在工业生产中，换热器的主要作用是使热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要。换热器是化工、炼油、动力、食品、轻工、原子能、制药、航空以及其他许多工艺部门广泛使用的一种通用设备。在华工厂中，换热器的投资约占总投资的10%-20%；在炼油厂中该项投资约占总投资的35%-40%。 目前，在换热器中，应用最多的是管壳式换热器，他是工业过程热量传递中应用最为广泛的一种换热器。虽然管壳式换热器在结构紧凑型、传热强度和单位传热面的金属消耗量无法与板式或者是板翅式等紧凑换热器相比，但管壳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，长期以来人们已在其设计和加工方面积累了许多经验，建立了一整套程序，人么可以容易的查找到其他可靠设计及制造标准，而且方便的使用众多材料制造，设计成各种尺寸及形式，管壳式换热器往往成为人们的首选。 近年来，由于工艺要求、能源危机和环境保护等诸多因素，传热强化技术和换热器的现代研究、设计方法获得了飞速发展，设计人员已经开发出了多种新型换热器，以满足各行各业的需求。如为了适应加氢装置的高温高压工艺条件，螺纹锁紧环换热器、Ω密封环换热器、金属垫圈式换热器技术获得了快速发展，并在乙烯裂解、合成氨、聚合和天然气工业中大量应用，可达到承压35Mpa、承温700℃的工艺要求；为了回收石化、原子能、航天、化肥等领域使用燃气、合成气、烟气等所产生的大量余热，产生了各种结构和用途的废热锅炉，为了解决换热器日益大型化所带来的换热器尺度增大，震动破坏等问题，纵流壳程换热器得到飞速的发展和应用；纵流壳程换热器不仅提高了传热效果，也有效的克服了由于管束震动引起的换热器破坏现象。另外，各种新结构的换热器、高效重沸器、高效冷凝器、双壳程换热器等也大量涌现。 管壳式换热器按照不同形式的分类 工业换热器通常按以下诸方面来分类：结构、传热过程、传热面的紧凑程度、所用材料、
标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤(精)
标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取经验传热系数 （7）计算传热面积 （8）查换热器标准系列，获取其基本参数 （9）校核传热系数，包括管程、壳程对流给热系数的计算。假如核算的K与原选的经验值相差不大，就不再进行校核。若相差较大，则需重复（6）以下步骤 （10）校核有效平均温度差 （11）校核传热面积 （12）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 非标准系列化列管式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管内流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍（9）选取管长 （10）计算管数 （11）校核管内流速，确定管程数 （12）画出排管图，确定壳径和壳程挡板形式及数量等 （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 甲苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列） 一、设计任务 1.处理能力： 2.376×104t/a正戊烷； 2.设备形式：立式列管式冷凝器。 二、操作条件 1.正戊烷：冷凝温度51.7℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器； 2.冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度32℃； 3.允许压降：不大于105Pa； 4.每天按330天，每天按24小时连续运行。 三、设计要求 选择适宜的列管式换热器并进行核算。 附：正戊烷立式管壳式冷却器的设计——工艺计算书（标准系列）
化工原理课程设计换热器设计
化工原理 课 程 设 计 设计任务：换热器 班级：13级化学工程与工艺（3）班 姓名：魏苗苗 学号：1320103090 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1. 流体流动途径的确定 (6)
2. 物性参数及其选型 (6) 3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 4. 计算两流体的平均温度差 (7) 5. 初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1. 核算总传热系数 (10) 2. 核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17)
参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度32.5℃。 3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式：管壳式换热器 四、处理能力：109000吨/年苯 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 六、附表： 1.设计概述 1.1热量传递的概念与意义 1.1.1热量传递的概念 热量传Array递是指由于 温度差引起 的能量转移， 简称传热。由 热力学第二 定律可知，在 自然界中凡 是有温差存 在时，热就必 然从高温处 传递到低温 处，因此传热
管壳式换热器设计说明书
1．设计题目及设计参数 (1) 1.1设计题目：满液式蒸发器 (1) 1.2设计参数： (1) 2设计计算 (1) 2.1热力计算 (1) 2.1.1制冷剂的流量 (1) 2.1.2冷媒水流量 (1) 2.2传热计算 (2) 2.2.1选管 (2) 2.2.2污垢热阻确定 (2) 2.2.3管内换热系数的计算 (2) 2.2.4管外换热系数的计算 (3) 2.2.5传热系数 K计算 (3) 2.2.6传热面积和管长确定 (4) 2.3流动阻力计算 (4) 3．结构计算 (5) 3.1换热管布置设计 (5) 3.2壳体设计计算 (5) 3.3校验换热管管与管板结构合理性 (5) 3.4零部件结构尺寸设计 (6) 3.4.1管板尺寸设计 (6) 3.4.2端盖 (6) 3.4.3分程隔板 (7) 3.4.4支座 (7) 3.4.5支撑板与拉杆 (7) 3.4.6垫片的选取 (7) 3.4.7螺栓 (8) 3.4.8连接管 (9) 4．换热器总体结构讨论分析 (10) 5．设计心得体会 (10) 6．参考文献 (10)
1．设计题目及设计参数 1.1设计题目：105KW 满液式蒸发器 1.2设计参数： 蒸发器的换热量Q 0=105KW ； 给定制冷剂：R22； 蒸发温度：t 0=2℃，t k =40℃， 冷却水的进出口温度： 进口1t '=12℃; 出口1 t " =7℃。 2设计计算 2.1热力计算 2.1.1制冷剂的流量 根据资料【1】，制冷剂的lgp-h 图：P 0=0.4MPa ，h 1=405KJ/Kg ，h 2=433KJ/Kg ， P K =1.5MPa ，h 3=h 4=250KJ/Kg ，kg m 04427.0v 3 1=，kg m v 3 400078.0= 图2-1 R22的lgP-h 图 制冷剂流量s kg s kg h h Q q m 667 .0250 4051054 10=-= -= 2.1.2冷媒水流量 水的定性温度t s =（12+7）/2℃=9.5℃,根据资料【2】附录9，ρ=999.71kg/m 3 ,c p =4.192KJ/(Kg ·K)
管壳式换热器传热计算示例(终)-用于合并
管壳式换热器传热设计说明书 设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程（表压），壳程压力为（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。 2、设计计算过程： （1）热力计算 1)原始数据： 过冷却水进口温度t1′=145℃； 过冷却水出口温度t1〞=45℃； 过冷却水工作压力P1=（表压） 冷水流量G1=80000kg/h； 冷却水进口温度t2′=20℃； 冷却水出口温度t2〞=50℃； 冷却水工作压力P2= Mp a（表压）。改为冷却水工作压力P2= Mp 2)定性温度及物性参数： 冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃； 冷却水的密度查物性表得ρ2= kg/m3； 冷却水的比热查物性表得C p2= kJ/kg.℃ 冷却水的导热系数查物性表得λ2= W/m.℃ 冷却水的粘度μ2=×10－6 Pa·s； 冷却水的普朗特数查物性表得P r2=； 过冷水的定性温度℃； 过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3； 过冷水的比热查物性表得C p1=kg.℃； 过冷水的导热系数查物性表得λ1=m.℃； 过冷水的普朗特数查物性表得P r2； 过冷水的粘度μ1=×10－6 Pa·s。 过冷水的工作压力P1= Mp a（表压） 3)传热量与水热流量 取定换热器热效率为η=； 设计传热量： 过冷却水流量： ； 4)有效平均温差 逆流平均温差：
根据式（3-20）计算参数p、R: 参数P： 参数R： 换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=； 有效平均温差： 5)管程换热系数计算： 附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃； 初选传热面积： m2； 选用φ25×无缝钢管作换热管； 管子外径d0=m； 管子内径d i=×=0.02 m； 管子长度取为l=3 m； 管子总数： 取720根管程流通截面积： m2 管程流速： m/s 管程雷诺数： 湍流管程传热系数：（式3-33c） 6)结构初步设计： 布管方式见图所示: 管间距s=0.032m（按GB151,取）； 管束中心排管的管数按所给的公式确定： 取20根；
管壳式换热器设计讲解
目录 任务书 (2) 摘要 (4) 说明书正文 (5) 一、设计题目及原始数据 (5) 1.原始数据 (5) 2.设计题目 (5) 二、结构计算 (5) 三、传热计算 (7) 四、阻力计算 (8) 五、强度计算 (9) 1.冷却水水管 (9) 2.制冷剂进出口管径 (9) 3.管板 (10) 4支座 (10) 5.密封垫片 (10) 6.螺钉 (10) 6.1螺钉载荷 (10) 6.2螺钉面积 (10) 6.3螺钉的设计载荷 (10) 7.端盖 (11) 六、实习心得 (11) 七、参考文献 (12) 八、附图
广东工业大学课程设计任务书 题目名称 35KW 壳管冷凝器 学生学院 材料与能源学院 专业班级 热能与动力工程制冷xx 班 姓 名 xx 学 号 xxxx 一、课程设计的内容 设计一台如题目名称所示的换热器。给定原始参数： 1. 换热器的换热量Q= 35 kw; 2. 给定制冷剂 R22 ; 3. 制冷剂温度 t k =40℃ 4. 冷却水的进出口温度 '0132t C =" 0136t C = 二、课程设计的要求与数据 1）学生独立完成设计。 2）换热器设计要结构合理，设计计算正确。(换热器的传热计算, 换热面积计 算, 换热器的结构布置, 流体流动阻力的计算)。 3）图纸要求：图面整洁、布局合理，线条粗细分明，符号国家标准，尺寸标注规范，使用计算机绘图。 4）说明书要求： 文字要求：文字通顺，语言流畅，书写工整，层次分明，用计算机打印。 格式要求： （1）课程设计封面；（2）任务书；（3）摘要；（4）目录；（5）正文，包括设计的主要参数、热力计算、传热计算、换热器结构尺寸计算布置及阻力计算等设计过程；对所设计的换热器总体结构的讨论分析；正文数据和公式要有文献来源编号、心得体会等；（6）参考文献。 三、课程设计应完成的工作 1）按照设计计算结果，编写详细设计说明书1份； 2）绘制换热器的装配图1张，拆画关键部件零件图1～2张。
《管壳式换热器机械设计》参考
1.1概述 (1) (1) (1) 1.2设计的目的与意义 (2) 1.3管壳式换热器的发展史 (2) 1.4管壳式换热器的国内外概况 (3) 1.5壳层强化传热 (3) 1.6管层强化传热 (3) 1.7提高管壳式换热器传热能力的措施 (4) 1.8设计思路、方法 (5) (5) 1.8.2换热器管径的设计 (5) 1.8.3换热管排列方式的设计 (5) 1.8.4 管、壳程分程设计 (5) 1.8.5折流板的结构设计 (5) 1.8.6管、壳程进、出口的设计 (6) 1.9 选材方法 (6) 1.9.1 管壳式换热器的选型 (6)
1.9.2 流径的选择 (8) 1.9.3流速的选择 (9) 1.9.4材质的选择 (9) 1.9.5 管程结构 (9) 2壳体直径的确定与壳体壁厚的计算 (11) 2.1 管径 (11) 2.2管子数n (11) 2.3 管子排列方式，管间距的确定 (11) 2.4换热器壳体直径的确定 (11) 2.5换热器壳体壁厚计算及校核 (11) 3换热器封头的选择及校核 (14) 4容器法兰的选择 (15) 5管板 (16) 5.1管板结构尺寸 (16) 5.2管板与壳体的连接 (16) 5.3管板厚度 (16) 6管子拉脱力的计算 (18) 7计算是否安装膨胀节 (20) 8折流板设计 (22)
9开孔补强 (25) 10支座 (27) 10.1群座的设计 (27) 10.2基础环设计 (29) 10.3地角圈的设计 (30) 符号说明 (32) 参考文献 (34) 小结 (35)
2 壳体直径的确定与壳体壁厚的计算 2.1 管径 换热器中最常用的管径有φ19mm ×2mm 和φ25mm ×2.5mm 。小直径的管子可以承受更大 的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用φ19mm ×2mm 直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子。 标准管子的长度常用的有1500mm ，2000mm ，2500mm ， 3000m,4500,5000,6000m,7500mm,9000m 等。换热器的换热管长度与公称直径之比一般为4 —25,常用的为6—10 选用Φ25×2.5的无缝钢管，材质为20号钢，管长4.5m 。 2.2 管子数n L F n d 均π=Θ (2-1) 其中安排拉杆需减少6根，故实际管数n=503-6=497根 2.3 管子排列方式，管间距的确定 采用正三角形排列，由《化工设备机械基础》表7-4查得层数为12层，对角线上的管 数为25，查表7-5取管间距a=32mm. 2.4换热器壳体直径的确定 l b a D i 2)1(+-= (2-2) 其中壁边缘的距离为最外层管子中心到壳l 取d l 2=，()m m 8682522)125(32=??+-?=i D ， 查表2-5，圆整后取壳体内径9=i D 00mm 2.5 换热器壳体壁厚计算及校核
管壳式换热器的设计(课程设计)
xxxxxxxxx 大学 课程设计说明书 设计题目：管壳式换热器的设计 学院、系：化学工程与工艺学院（精细化工专业）专业班级：精细2012班 学生：xxxxxxxxxxxx 指导教师：xxxxxxxxxxxxx 成绩：________________________ 2015年07 月08
目录 2015年07 月08 (1) 目录 (2) 一、课程设计题目 (5) 二、课程设计容 (5) 1．管壳式换热器的结构设计 (5) 2. 壳体及封头壁厚计算及其强度、稳定性校核 (5) 3. 筒体水压试验应力校核 (5) 4. 鞍座的选择 (6) 5. 换热器各主要组成部分选材，参数确定。 (6) 6. 编写设计说明书一份 (6) 7. 绘制1号装配图一。 (6) 三、设计条件 (6) （1）气体工作压力 (6) （2）壳、管壁温差50℃，t t ＞t s (6) （3）由工艺计算求得换热面积为105m2。 (6) （4）壳体与封头材料在低合金高强度钢中间选用，并查出其参数，接管及其他数据根据表7-15、7-16选用。 (6) （5）壳体与支座双面对接焊接，壳体焊接接头系数Φ=0.85 (6) （6）图纸：参考图7-52，注意：尺寸需根据自己的设计的尺寸标注。 (6) 四、基本要求 (7) 五、说明书的容 (7) 1.符号说明 (7) 2.前言 (7) 3.材料选择 (7) 4.绘制结构草图 (7) 5.壳体、封头壁厚设计 (8) 6.标准化零、部件选择及补强计算： (8) 7.结束语：对自己所做的设计进行小结与评价，经验与收获。 (8) 8.主要参考资料。 (8)
化工原理课程设计换热器的设计
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
管壳式换热器设计
课程设计 设计题目：管壳式水-水换热器 姓名 院系 专业 年级 学号 指导教师 年月日
目录 1前言 (1) 2课程设计任务书 (2) 3课程设计说明书 (3) 3.1确定设计方案 (3) 3.1.1选择换热器的类型 (3) 3.1.2流动空间及流速的确定 (3) 3.2确定物性数据 (3) 3.3换热器热力计算 (4) 3.3.1热流量 (4) 3.3.2平均传热温度差 (4) 3.3.3循环冷却水用量 (4) 3.3.4总传热系数K (5) 3.3.4计算传热面积 (6) 3.4工艺结构尺寸 (6) 3.4.1管径和管内流速 (6) 3.4.2管程数和传热管数 (6) 3.4.3平均传热温差校正及壳程数 (7) 3.4.4传热管排列和分程方法 (7) 3.4.5壳体内径 (7) 3.4.6折流板 (8) 3.4.7接管 (8) 3.5换热器核算 (8) 3.5.1热量核算 (8) 3.5.2换热器内流体的流动阻力 (12) 3 .6换热器主要结构尺寸、计算结果 (13) 3.7换热器示意图、管子草图、折流板图 (14) 4设计总结 (15) 5参考文献 (16)
1前言 在工程中，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，成为热交换器。热交换器在工业生产中的应用极为普遍，例如动力工业中锅炉设备的过热器、省煤器、空气预测器，电厂热力系统中的凝汽器、除氧器、给水加热器、冷水塔；冶金工业中高炉的热风炉，炼钢和轧钢生产工艺中的空气和煤气预热；制冷工业中蒸汽压缩式制冷机或吸收式制冷机中的蒸发器、冷凝器；制糖工业和造纸工业的糖液蒸发器和纸浆蒸发器，都是热交换器的应用实例。在化学工业和石油化学工业的生产过程中，应用热交换器的场合更是不胜枚举。在航空航天工业中，为了及时取出发动机及辅助动力装置在运行时产生的大量热量；热交换器也是不可或缺的重要部件。 根据热交换器在生产中的地位和作用，它应满足多种多样的要求。一般来说，对其基本要求有： （1）满足工艺过程所提出的要求。热交换强度高，热损失少。在有利的平均温度下工作。 （2）要有与温度和压力条件相适应的不易遭到破坏的工艺结构，制造简单，装修方便，经济合理，运行可靠。 （3）设备紧凑。这对大型企业，航空航天、新能源开发和余热回收装置更有重要意义。 （4）保证低的流动阻力，以减少热交换器的消耗。 管壳式换热器是目前应用最为广泛的一种换热器。它包括:固定管板式换热器、U 型管壳式换热器、带膨胀节式换热器、浮头式换热器、分段式换热器、套管式换热器等。管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。管束是管壳式换热器的核心，其中换热管作为导热元件，决定换热器的热力性能。另一个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板（或折流杆）。管箱和壳体主要决定管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全可靠性。
TEMA管壳式换热器设计原则
TEMA规格的管壳式换热器设计原则 ——摘引自《PERRY’S CHEMICAL ENGINEER’S HANDBOOK 1999》 设计中的一般考虑 流程的选择在选择一台换热器中两种流体的流程时，会采用某些通则。管程的流体的腐蚀性较强，或是较脏、压力较高。壳程则会是高粘度流体或某种气体。当管/壳程流体中的
某一种要用到合金结构时，“碳钢壳体+合金管侧部件”比之“接触壳程流体部件全用合金+碳钢管箱”的方案要较为节省费用。 清洗管子的内部较之清洗其外部要更为容易。 假如两侧流体中有表压超过2068KPa(300 Psig)的,较为节约的结构形式是将高压流体安排在管侧。 对于给定的压降，壳侧的传热系数较管侧的要高。 换热器的停运最通常的原因是结垢、腐蚀和磨蚀。 建造规则“压力容器建造规则，第一册”也就是《ASME锅炉及压力容器规范Section VIII , Division 1》, 用作换热器的建造规则时提供了最低标准。一般此标准的最新版每3年出版发行一次。期间的修改以附录形式每半年出一次。在美国和加拿大的很多地方，遵循ASME 规则上的要求是强制性的。最初这一系列规范并不是准备用于换热器制造的。但现在已包含了固定管板式换热器中管板与壳体间焊接接头的有关规定，并且还包含了一个非强制性的有关管子－管板接头的附件。目前ASME 正在开发用于换热器的其他规则。 列管式换热器制造商协会标准, 第6版., 1978 (通常引称为TEMA 标准*), 用在除套管式换热器而外的所有管壳式换热器的应用中，对ASME规则的补充和说明。TEMA “R级”设计就是“用于石油及相关加工应用的一般性苛刻要求。按本标准制造的设备，设计目的在于在此类应用时严苛的保养和维修条件下的安全性、持久性。”TEMA “C级”设计是“用于商用及通用加工用途的一般性适度要求。”而TEMA“B级”是“用于化学加工用途” *译者注：这已经不是最新版的，现在已经出到1999年第8版 3种建造标准的机械设计要求都是一样的。各TEMA级别之间的差异很小，并已由Rubin 在Hydrocarbon Process., 59, 92 (June 1980) 上做了归列。 TEMA标准所讨论的主题是：命名原则、制造公差、检验、保证、管子、壳体、折流板和支撑板，浮头、垫片、管板、管箱、管嘴、法兰连接端及紧固件、材料规范以及抗结垢问题。 API Standard 660, 4th ed., 1982*，一般炼油用途的管壳式换热器是由美国炼油协会出版的，以补充TEMA标准和ASME规范。很多从事化学和石油加工的公司都有其自己的标准以对以上各种要求作出补充。关于规范、标准和个客户的规定之间的关系已由F. L. Rubin编辑结集，由ASME 在1979年出版了(参见佩里化学工程师手册第6章关于压力容器规则的讨论)。 *译者注：这已经不是最新版的，现在已经出到2001年第6版 换热器的设计压力和设计温度通常在确定时都在预计的工作条件上又给了一个安全裕量。一般设计压力比操作中的预计最高压力或关泵时的最高压力要高大约172KPa(25 Psi)；而设计温度则通常较最高工作温度高14°C (25°F)。 管束振动随着折流板换热器被设计用于流量和压降越来越高的场合，由管子振动带来的损 标准分享网 https://www.360docs.net/doc/9116932031.html, 免费下载