换热器结构设计及强度计算说明书

摘要

本次设计的题目为汽提塔冷凝器。汽提塔冷凝器是换热器的一种应用，这里我设计成浮头式换热器。浮头式换热器是管壳式换热器系列中的一种，它的特点是两端管板只有一端与外壳固定死，另一端可相对壳体滑移，称为浮头。浮头式换热器由于管束的膨胀不受壳体的约束，因此不会因管束之间的差胀而产生温差热应力，另外浮头式换热器的优点还在于拆卸方便，易清洗。在化工工业中应用非常广泛。本文对浮头式换热器进行了整体的设计，按照设计要求，在结构的选取上，采用了1-2型，即壳侧一程，管侧两程。首先，通过换热计算确定换热面积与管子的根数初步选定结构。然后按照设计的要求以及一系列国际标准进行结构设计，之后对各部分进行校核。

本次毕业设计任务是流量为3500kg/h，浮头式换热器的机械设计，工作压力管程为0.43MPa、壳程为0.042MPa，工作温度管程为61℃、壳程为80℃。

通过本次毕业设计，我熟悉了浮头式换热器的工艺流程，掌握了浮头式换热器的结构及计算方法，了解了浮头式化热器的制造要求及安装过程。但是，限于经验不足和水平有限，一定存在缺点甚至错误之处，敬请老师批评指正。

关键词：换热器；浮头式；管程；壳程

Abstract

The topic of my study is the design of . is one of applications heat exchanger.In here, my design is the floating head heat exchanger. The floating head heat exchanger is a special type of tube and shell heat exchanger. It is special for its floating head. One of its tube sheet is fixed，while another can float in the shell，so called floating head. As the tubes can expand without the restriction of the shell，it can avoid thermal stress. Another advantage is that it can be dismantled and clean easily . It is widely used in chemical industry. In this study an overall design of the floating head heat exchanger is carried out .According to the demand the type 1-2 is chosen to be the basic type，which has one segment in shell and two segment in tubes. First，heat transfer is calculated to determine the heat exchange surface area and the number of tubes that needed. Then，according to the request and standards，structural of system is well designed. After that，the finite element analysis of the shell is completed.

The graduation design task is 3500kg/h flow of the floating head heat exchanger, the mechanical design, working pressure tube 0.4 3MP, shell, work process of 0.042MP for 61 ℃, the temperature tube for 80 ℃shell cheng. Through the graduation design, I am familiar with the floating head heat exchanger process, mastered the structure of floating head heat exchanger and calculation method of floating head, learned the heat exchanger is manufacturing requirements and installation process. But, due to lack of experience and limited ability, certain shortcomings and even mistakes, please the teacher criticism and corrections.

KEY WORDS：HEAT EXCHANGER；FLOATING HEAD；TUBE-SIDE；SHELL-SIDE

目录

第一章 换热器概述 (1)

1.1 换热器的应用 (1)

1.2 换热器的主要分类 (1)

1.2.1 换热器的分类及特点 (1)

1.2.2 管壳式换热器的分类及特点 (2)

1.3 管壳式换热器特殊结构 (5)

1.4 换热管简介 (5)

第二章 工艺计算 (7)

2.1 设计条件 (7)

2.2换热器传热面积与换热器规格： (8)

2.2.1 流动空间的确定 (8)

2.2.2 初算换热器传热面积'A .......................................................................................... 8 2.2.3 传热管数及管程的确定 ........................................................................................... 9 2.2.4管心距的计算 (9)

2.2.5换热器型号、参数的确定 (9)

2.2.6壳体内径计算 (9)

2.2.7折流板的计算 (10)

2.3换热器核算 (10)

2.3.1传热系数核算 (11)

2.3.2换热器的流体阻力 (13)

2.3.3换热器的选型 (14)

第三章 换热器的结构计算和强度计算 (15)

3.1换热器的壳体设计 (15)

3.2筒体材料及壁厚 (15)

3.3封头的材料及壁厚 (16)

3.4管箱材料的选择及壁厚的计算 (16)

3.5开孔补强计算 (17)

3.6水压试验及壳体强度的校核 (19)

3.7 换热管 (20)

3.7.1 换热管的排列方式 (20)

3.7.2 布管限定圆L D (20)

3.7.3 排管 (21)

3.7.4 换热管束的分程 (21)

3.8 管板设计 (22)

3.8.1 管板与壳体的连接 (22)

3.8.2 管板计算 (22)

3.8.3 管板重量计算 (26)

3.9 折流板 (26)

3.9.1 折流板的型式和尺寸 (26)

3.9.2 折流板排列 (27)

3.9.3 折流板的布置 (27)

3.10拉杆与定距管 (27)

3.10.1 拉杆的结构形式 (27)

3.10.2 拉杆的直径、数量及布置 (27)

3.10.3 定距管 (28)

3.11法兰和垫片 (28)

3.11.1固定端的壳体法兰、管箱法兰与管箱垫片 (28)

3.11.2外头盖侧法兰、外头盖法兰与外头盖垫片、浮头垫片 (30)

3.11.3 接管法兰型式与尺寸 (31)

3.12钩圈式浮头 (32)

3.12.1 浮头盖的设计计算 (33)

3.13分程隔板 (38)

3.14鞍座 (38)

3.14.1 支反力计算如下 (38)

3.14.2 鞍座的型号及尺寸 (40)

3.15接管的最小位置 (40)

3.15.1壳程接管位置的最小尺寸 (40)

3.15.2 管箱接管位置的最小尺寸 (41)

附录外文翻译 (45)

参考文献 (55)

第一章换热器概述

过程设备在生产技术领域中的应用十分广泛，是在化工、炼油、轻工、交通、食品、制药、冶金、纺织、城建、海洋工程等传统部门所必需的关键设备，而换热设备则是广泛使用的一种通用的过程设备。在化工厂中，换热设备的投资约占总投资的10%～20%；在炼油厂，约占总投资的35%～40%。

1.1 换热器的应用

在工业生产中，换热器的主要作用是将能量由温度较高的流体传递给温度较低的流体，是流体温度达到工艺流程规定的指标，以满足工艺流程上的需要。此外，换热器也是回收余热、废热特别是低位热能的有效装置。例如，高炉炉气（约1500℃）的余热，通过余热锅炉可生产压力蒸汽，作为供汽、供热等的辅助能源，从而提高热能的总利用率，降低燃料消耗，提高工业生产经济效益。

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、结构改进及传热极力的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继面世。

1.2 换热器的主要分类

在工业生产中，由于用途、工作条件和物料特性的不同，出现了不同形式和结构的换热器。

1.2.1 换热器的分类及特点

管按照传热方式的不同，换热器可分为三类：

1.直接接触式换热器

又称混合式换热器，它是利用冷、热流体直接接触与混合的作用进行热量的交换。这类换热器的结构简单、价格便宜，常做成塔状，但仅适用于工艺上允许两种流体混合的场合。

2.蓄热式换热器

在这类换热器中，热量传递是通过格子砖或填料等蓄热体来完成的。首先让热流体通过，把热量积蓄在蓄热体中，然后再让冷流体通过，把热量带走。由于两种流体交变转换输入，因此不可避免地存在着一小部分流体相互掺和的现象，造成流体的“污染”。

蓄热式换热器结构紧凑、价格便宜，单位体积传热面比较大，故较适合用于

气--气热交换的场合。

3.间壁式换热器

这是工业中最为广泛使用的一类换热器。冷、热流体被一固体壁面隔开，通过壁面进行传热。按照传热面的形状与结构特点它又可分为：

管式换热器：如套管式、螺旋管式、管壳式、热管式等；

板面式换热器：如板式、螺旋板式、板壳式等；

扩展表面式换热器：如板翅式、管翅式、强化的传热等。

1.2.2 管壳式换热器的分类及特点

由于设计题目是浮头式换热器的设计，而浮头式又属于管壳式换热器，故特此介绍管壳式换热器的主要类型以及结构特点。

管壳式换热器是目前用得最为广泛的一种换热器，主要是由壳体、传热管束、管板、折流板和管箱等部件组成，其具体结构如下图所示。壳体多为圆筒形，内部放置了由许多管子组成的管束，管子的两端固定在管板上，管子的轴线与壳体的轴线平行。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为了增加壳程流体的速度以改善传热，在壳体内安装了折流板。折流板可以提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。

流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次就称为一个壳程，而图1-2-1所示为最简单的单壳程单管程换热器。为提高管内流体速度，可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分为若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程；同样。为提高管外流速，也可以在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可以配合使用。

这种换热器的结构不算复杂，造价不高，可选用多种结构材料，管内清洗方便，适应性强，处理量较大，高温高压条件下也能应用，但传热效率、结构的紧凑性、单位传热面的金属消耗量等方面尚有待改善。

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，以消除或减少热应力。根据所采用的补偿措施，管壳式换热器可以分为以下几种主要类型：

固定管板式换热器：其结构如图1所示。换热器的管端以焊接或胀接的方法固定在两块管板上，而管板则以焊接的方法与壳体相连。与其它型式的管壳式换热器相比，结构简单，当壳体直径相同时，可安排更多的管子，也便于分程，同时制造成本较低。由于不存在弯管部分，管内不易积聚污垢，即使产生污垢也便于清洗。如果管子发生泄漏或损坏，也便于进行堵管或换管，但无法在管子的外表面进行机械清洗，且难以检查，不适宜处理脏的或有腐蚀性的介质。更主要的缺点是当壳体与管子的壁温或材料的线膨胀系数相差较大时，在壳体与管中将产生较大的温差应力，因此为了减少温差应力，通常需在壳体上设置膨胀节，利用膨胀节在外力作用下产生较大变形的能力来降低管束与壳体中的温差应力。

浮头式换热器：其结构如图2所示。管子一端固定在一块固定管板上，管板夹持在壳体法兰与管箱法兰之间，用螺栓连接；管子另一端固定在浮头管板上，浮头管板夹持在用螺柱连接的浮头盖与钩圈之间，形成可在壳体内自由移动的浮头，故当管束与壳体受热伸长时，两者互不牵制，因而不会产生温差应力。浮头部分是由浮头管板，钩圈与浮头端盖组成的可拆联接，因此可以容易抽出管束，故管内管外都能进行清洗，也便于检修。由上述特点可知，浮头式换热器多用于温度波动和温差大的场合，尽管与固定管板式换热器相比其结构更复杂、造价更

高。

U型管式换热器：其结构可参见图3。一束管子被弯制成不同曲率半径的U 型管，其两端固定在同一块管板上，组成管束，从而省去了一块管板与一个管箱。因为管束与壳体是分离的，在受热膨胀时，彼此间不受约束，故消除了温差应力。其结构简单，造价便宜，管束可以在壳体中抽出，管外清洗方便，但管内清洗困难，故最好让不易结垢的物料从管内通过。由于弯管的外侧管壁较薄以及管束的中央部分存在较大的空隙，故U型管换热器具有承压能力差、传热能力不佳的缺点。

双重管式换热器：将一组管子插入另一组相应的管子中而构成的换热器，其结构可以参看图4。管程流体（B流体）从管箱进口管流入，通过内插管到达外套管的底部，然后返回，通过内插管和外套管之间的环形空间，最后从管箱出口管流出。其特点是内插管与外套管之间没有约束，可自由伸缩。因此，它适用于温差很大的两流体换热，但管程流体的阻力较大，设备造价较高。

填料函式换热器：图5为填料函式换热器的结构。管束一端与壳体之间用填料密封，管束的另一端管板与浮头式换热器同样夹持在管箱法兰和壳体法兰之间，用螺栓连接。拆下管箱、填料压盖等有关零件后，可将管束抽出壳体外，便于清洗管间。管束可自由伸缩，具有与浮头式换热器相同的优点。由于减少了壳体大盖，它的结构较浮头式换热器简单，造价也较低，但填料处容易泄漏，工作压力与温度受一定限制，直径也不宜过大。

1.3 管壳式换热器特殊结构

包括有双壳程结构、螺旋折流板、双管板等特殊结构，这些结构将使换热器拥有更高的工作效率。

（1）双壳程结构：在换热器管束中间设置纵向隔板，隔板与壳体内壁用密封片阻挡物流内漏，形成双壳程结构。适用场合：①管程流量大壳程流量小时，采用此结构流速可提高一倍，给热系数提高1～1.2倍；②冷热流体温度交叉时，但壳程换热器需要两台以上才能实现传热，用一台双壳程换热器不仅可以实现传热，而且可以得到较大的传热温差。

（2）螺旋折流板式换热器：螺旋折流板可以防止死区和返混，压降较小。物流通过这种结构换热器时存在明显的径向变化，故不适用于有高热效率要求的场合。

（3）双管板结构：在普通结构的管板处增加一个管板，形成的双管板结构用于收集泄漏介质，防止两程介质混合。

1.4 换热管简介

换热管是管壳式换热器的传热元件，采用高效传热元件是改进换热器传热性能最直接有效的方法。国内已使用的新效的换热管有以下几种：

螺纹管：又称低翅片管，用光管轧制而成，适用于管外热阻为管内热阻1.5倍以上的单相流及渣油、蜡油等粘度大、腐蚀易结垢物料的换热。

（1）T形翅片管：用于管外沸腾时，可有效降低物料泡核点，沸腾给热系数提高1.6～3.3倍，是蒸发器、重沸器的理想用管。

表面多孔管：该管为光管表面形成一层多孔性金属敷层，该敷层上密布的小孔能形成许多汽化中心，强化沸腾传热。

（2）螺旋槽纹管：可强化管内物流间的传热，物料在管内靠近管壁部分流体顺槽旋流，另一部分流体呈轴向涡流，前一种流动有

利于减薄边界层，后一种流动分离边界层并增强流体扰动，传热系数

提高1.3～1.7倍，但阻力降增加1.7～2.5倍。

（3）波纹管：为挤压成型的不锈钢薄壁波纹管，管内、管外都有强化传热的作用，但波纹管换热器承压能力不高，管心距大而排

管少，壳程短而不易控制。

管壳式换热器的应用已经有悠久的历史，而且管壳式换热器被当作一中传统的标准的换热设备在很多工业部门中大量使用。尤其在化工、石油、能源设备等部门所使用的换热设备中，管壳式换热器仍处于主导地位，因此本次毕

业设计特针对这类换热器中的浮头式换热器的工艺设计以及结构设计进行介绍。

第二章 工艺计算

在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需要的传热面积。工艺设计中包括了热力设计以及流动设计，其具体运算如下所述：

2.1 设计条件

两流体温度变化情况：热流体进口温度82℃，出口温度76℃；冷流体（自来水）进口温度51℃，出口温度71℃。该换热器用循环冷却水冷凝，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计改换热器的管壁温和壳体壁温之差不大，因此初步确定选用固定管板式换热器。

2.流动空间及流速的确定

因两流体中苯发生相变,水的对流传热系数一般较大且易结垢,故应使循环水走管程，苯品走壳程。选用Φ20x2的碳钢管，管内流速取ui=1.2m/s 。

3.确定物性数据

定性温度：可取流体进口温度的平均值。

壳程苯的定性温度为

T=(82+80)/2=81（℃） T’=(80+76)=78（℃）

管程流体的定性温度为

t=（51+71）/2=61（℃）

苯在79℃下的有关物性数据如下：

密度 ρ=3.5kg/ m 3 ρ’=879kg/ m 3

定压比热容 c p =1.41kj/（kg .℃）c p ’=1.29kj/（kg .℃）

导热系数 λ=0.007W/（m. ℃） λ’=0.11W/（m. ℃）

粘度 μo =0.000312Pa.s

汽化热 △H=394kj ／kg

流量 )/(35000h kg m

循环冷却水在61℃下的物性数据：

密度 ρi =983kg/m 3

定压比热容 c pi =4.622kj/(kg .℃)

导热系数 λi =0.66W/(m .℃)

粘度 μi =0.000469Pa.s

2.2换热器传热面积与换热器规格：

2.2.1 流动空间的确定

选择被冷却的苯品走壳程，冷却介质水走管程。这是因为：被冷却的流体走壳程可便于散热，而传热系数大的流体应走管程，这样可降低管壁的温差，减少热应力，同时对于浮头式换热器，一般是将易结垢流体流经管程。

2.2.2 初算换热器传热面积'

A

2.2.2.1 传热计算（热负荷计算）

热负荷：Q c =m o △H+m o c p t o +m o c p t 1

=3500×394﹢3500×1.41×(82-80) ﹢3500×1.29×

(80-76)=1.407?106kj/h=390.78KW 冷却水用量：140700015220kg/h ti 4.622Qo cpi ω==?=（）△（71-51） 2.2.2.2 有效平均温差'm t 的计算

选取逆流流向，这是因为逆流比并流的传热效率高。

采用平均温度差。 t1-t2---tm===7.82t1-ln ln t2-△△（8280）（7151）△（℃）△8280△7151 t1-t2---t'm===9.94t1-ln ln t2-△△（8076）（7151）△（℃）△8076△7151

)(76.1794.982.70,C m t tm tm =+=?+?=?总

2.2.2.3 按经验值初选总传热系数K 估

查表选得K 估=300W/（㎡﹒℃）；

2.2.2.4 初算出所需的传热面积'A

3907802A'=73.34m tm 30017.76

Q K ==?（）△总； 考虑到所用传热计算式的准确程度及其他未可预料的因素，应使所选用的

换热器具有换热面积0A 留有裕度10%-25%，故有'21.1 1.1*73.3480A A m ===，

根据A 查选型手册，可选换热器的型式为：BES-2.5-85-6/25-4-Ⅱ，且为达到所需换热面积，应采用三台同类换热器串联。

所选浮头式换热器的规格参数以及其工艺计算常用参数可参考表2-3与表

2-4（附第二章后）。

2.2.3 传热管数及管程的确定

选用Φ20x2的传热管（碳钢）l=4.5(m),取管内流速ui=0.4m/s

依据传热管内径和流速确定单程传热管数

s 22i 15220/(9833600)n 72()0.7850.0160.34

V d u π?===??根 按单程管计算，所需的传热管长度为 o s 8017.69(m)d n 3.140.0272

S L π===?? p 17.694()l 4.5

L N ===管程 传热管总根数N=72x4=288 (根)

2.2.4管心距的计算

采用组合排列法，即每程内均按正方形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25do ，则

T=1.25?20=25（mm ）

=18.6取19（根）

2.2.5换热器型号、参数的确定

将选型计算所得换热器管管子数与布管总数相比较，如果换热器管管子数大于布管总数，则需更换公称直径DN,然后重新计算布管总数；如果换热管管子数小于布管总数，则可最终确定换热器型号，并将换热器的型号参数输出。换热器型号参数有：公称直径DN 、公称压力PN 、换热管长度LN 、换热器管程NP 、换热器外径d 、

公称换热面积A 、管箱型式（A/B ）、壳体型式等。

2.2.6壳体内径计算

采用多管程结构，取管板利用率

η=0.7，则壳体内径为

?（mm ）取600mm

圆整可取D=600mm

式中：T —管心距

N —传热管总根数

η—管板利用率

圆缺高度计算：

采用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?600=150mm

取折流板间距B=0.5D,则

B=0.5?600=300mm，可取B为300mm

2.2.7折流板的计算

折流板一般都比较薄，为了尽量避免加工偏差，便于管束装配，全部折流板应叠在一起同时进行钻孔为好，待钻孔工序完成后再按对称方向根据需要的形状进行边缘加工。

弓形折流板大部分换热器采用弓形折流板，其缺口高h数值，一般为0.20—0.45倍的圆筒内直径。折流板的缺口一般在排管中心以下或切于两排管孔的小桥中间。

折流板数

4500

1114

300

B

N=-=-=

传热管长

（块）折流板间距

对于折流板的间距，没有严格规定一般按工艺要求而定。一般采用等距分布。折流板的最小间距，一般不小于壳体内直径的五分之一，且不小于50mm，特殊情况可取小间距。折流板的最大间距与管径及壳体直径有关。

2.3换热器核算

管程流体进出口接管的直径：

取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径为

d0.0604m

=（）

取标准管径为：65mm

壳程流体进出口接管：取接管内气体苯品流速为u=15m/s，液体苯品流速为u=0.5m/s,则接管内径为

进口内径

0.153

=

取200mm

出口内径：d0.081m

==（）

取标准管径为：100mm

2.3.1传热系数核算

壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用克恩公式 o 0.14o o 0.551/3o e w =0.36Re Pr d λμαμ?? ???

当量直径，由正方形排列得

()o 2222e o 4t d 40.0250.7850.0204d =0.020m d 3.140.020

ππ??- ?-???==?（） 壳体流通截面积

o 2o d 0.020=BD 10.30.610.036m t 0.025????-=??-= ? ?????

S （） 壳体流体流速及其雷诺系数分别为 气体苯：o 3500/3600 3.50.389m s 0.036

u ?==（）（/） o 0.0160.3893.5e =69.820.000312

??=R 液体苯：o o 3500/36008790.0308m s 0.036

0.0160.0308879e =1388.80.000312u ?=??==（）（/）R

普兰特准数 气体苯：36

1.411031210Pr 6

2.80.007-???== 液体苯：36

1.291031210Pr 3.660.11

-???== 粘度校正 0.14o w μμ?? ???≈1

0.551/3o 0.141=0.3669.8262.8104.30.02

α???=W/(m 2

. ℃)

0.551/3o 0.129=0.361388.8 3.661920.02α???= W/(m 2. ℃) o α’=（104.3×1／3﹢192×2／3）×2=325.5 W/(m 2. ℃)