浮头式换热器毕业设计方案.doc

摘 要
换热器是化工、动力、冶金、能源、航天等各种工程领域中普遍使用基本设备，虽然使用历史已久，但是依然处在不断改进和发展之中。本换热器是用来实现焦化厂中贫油和富油之间热互换器，从而实现贫油热能再运用。考虑到工艺需求以及价格，采用了浮头式换热器。换热器设计可以分为工艺计算和机械设计两个某些，在工艺设计某些，依照给定设计参数假设传热系数，计算换热器换热面积以及初步拟定换热器型号、换热管、管程和壳程数、折流板间距和数目以及内径等工艺尺寸，然后进行热力核算和压力降核算，拟定面积裕度和换热器压力降均在合理范畴之内，否则，要重新设定传热系数，重复上述过程，直至通过核算。机械设计某些分为两步，第一步：依照第一某些已设计出工艺尺寸设计筒体、管箱、接管、折流板以及各某些之间连接等构造和尺寸；第二步：根据GB150、GB151规定进行强度校核，其中重要涉及对管板、壳体与换热管进行强度校核，校核通过后依照所设计构造参数绘制图纸。通过复算与校核，使所设计换热器可以满足生产工艺规定。

核心词：浮头式换热器 工艺计算 机械设计 强度校核

目 录
绪 论 1
1 我国焦化厂粗苯生产技术生产现状 1
2 我国焦化厂粗苯生产技术发展趋势 2
1 换热器 3
1.1概述 3
1.2工作流体特性 3
1.3传热的一般概念 3
1.4 换热器的分类 3
1.4.1 根据传热方式分类 4
1.4.2根据生产中的使用目的分类 5
1.4.3详细分类 5
1.5几种换热器的特点及使用 6
1.5.1管壳式换热器 6
1.5.2 板式换热器 6
1.6换热器在化学工业中的应用 7
1.7选择换热器类型 8
2 焦化厂贫富油换热装置工艺计算 10
2.1主要设计参数及技术指标 10
2.2热力计算 10
2.2.1确定物性参数 10
2.2.2初步选定换热器类型以及尺寸 11
2.2.3估算换热面积 11
2.2.4初选换热器的型号 12
2.3热力核算 14
2.3.1传热系数的计算 14
2.3.2管外给热系数 16
2.3.3传热面积核算 17
2.4换热器的内压降核算 19
2.5换热器壁温计算 22
2.5.1 换热管壁温计算 22
2.5.2 圆筒壁温的计算 23
2.6换热器主要结构尺寸和计算结果 24
3 换热器结构设计与强度设计 25
3.1壳体与管箱厚度的确定 25
3.1.1壳体和管箱材料的选择 25
3.1.2圆筒壳体厚度的计算以及校核 25
3.1.3管箱厚度计算 26
3.2开孔补强计算 29
3.2.1壳体上的开孔补强 29
3.2.2前端管箱开孔补强计算 32
3.2.3外头盖开孔补强计算 35
3.3换热管 37
3.3.1 换热管的排列方式 37
3.3.2布管限定圆 38
3.3.3分程隔板形式选定 39
3.3.4排管 39
3.3.5换热管束的分程 41
3.3.6换热管与管板的连接 41
3.4法兰和垫片选型 41
3.4.1固定端的壳体法兰、管箱法兰及垫片 41
3.4.2 外头盖法兰、垫片与浮头垫片 43
3.4.3接管法兰形式与尺寸 44
3.5管板设计 46
3.5.1管板的选择 46
3.5.2管板与壳体的连接 52
3.6接管 52
3.6.1接管与筒体、管箱壳体的连接 52
3.6.2排气、排液管 53
3.6.3接管外伸长度 53
3.7接管位置的最小尺寸 53
3.7.1壳程接管位置的最小尺寸 53
3.7.2 管箱接管位置的最小尺寸 54
3.8折流板设计 55
3.8.1折流板的型式和尺寸 55
3.8.2折流板的排列 55
3.8.3折流板的布置 56
3.8.4折流板重量计算 56
3.9拉杆与定距杆 57
3.9.1拉杆的结构形式 57
3.9.2 拉杆的直径、数量及布置 58
3.9.3定距管 59
3.10防冲板 59
3.11保温层 60
3.12浮头盖计算 60
3.12.1管程压力作用下（内压）浮头盖的计算 62
3.12.2 壳程压力作用下（外压）浮头盖的计算 64
3.13钩圈 66
3.14鞍式支座选择 66
总 结 69
参考文献 70
专题论文 71
翻译部分 79
英文原文 79
中文翻译 89
致 谢 94

绪 论
本设计所涉及到换热器是以焦化厂中粗苯工段贫油和富油热互换为目，工艺背景是炼焦煤气中苯族烃回收工段。
煤是国内重要能源，除了燃烧运用其热能外，还可以通过综合加工运用，生产各种化学产品。炼焦化学工业就是实现煤综合运用一种途径，是一种非常重要煤化工项目，对炼焦煤气中芳香烃加以提取再运用，而芳香烃是一种重要化工原料。因而，煤综合加工对合理运用国内煤炭资源，提高经济收益具备重要现实意义。良好换热设备对提高粗苯工段效益有着非常重要影响，故选取适当换热器至关重要。
1 国内焦化厂粗苯生产技术生产现状
近十近年来，中华人民共和国焦炭总产量翻了一番还多，1997年达到了历史最高峰13902万t。从1993年起，中华人民共和国焦炭产量已持续居世界第一位。中华人民共和国历年来焦炭产量见表1。中华人民共和国也是世界焦炭出口大国，中华人民共和国出口焦炭1520万t，占世界焦炭出口总量2510万t60％以上。
粗苯作为焦炭副产品，其生产、市场变化与焦炭产业发展息息有关。随着国内钢铁工业迅速发展，焦炭生产也突飞猛进地迅速发展。据记录，国内焦炭总产量为1.41亿吨，达到1.77亿吨，同比增长25.8%；达到2.25亿吨左右，同比增长27%。国内焦炭产量大幅增长为粗苯生产发展提供了可靠先决条件。
由于肥煤、主焦煤等煤种不同，焦炭生产过程中粗苯回收率也有所不同。焦化厂规模、所建化工产品回收装置技术水平差别，致使各厂家在炼焦中粗苯回收率有所不同。普通状况下，原有焦炭年产量100万吨焦化厂粗苯回收量普通在1万吨左右，新建焦炭年产最100万吨焦化公司粗苯回收量为1.3万吨左右。总体来看，大型焦化厂粗苯收率在0.9％-1.3％。按照大型焦化厂粗苯收率低限值计算，国内焦炭生产1.77亿吨，应回收粗苯159万吨左右。但由于国内小型焦化厂众多，焦炭年产量20万吨如下小型焦化厂大多数没有化工产品回收装置，致使应当在焦炉气中回收粗苯白白放空烧掉。按照上述60%回收率数据估算，-全国粗苯产量分别为76万吨、96万吨和122万吨。、国内粗苯产量同比增长都在26%以上，和焦炭生产同步增长。上述粗苯产量重要集中在焦炭年产量在100万吨以上31家大型焦化厂家。
由于粗苯是苯系家族混合物，不能单独使用，需要深加工才干为客户最后消费。粗苯产品这-特性决定了其市场出路重要是销售到下游精苯生产厂家，只有少量产品进入溶剂、农药生产厂家。当前国内对粗苯进行深加工制成纯苯生产厂家重要分为两大类。一类是酸洗法生产纯苯，另一类是采用苯加氢工艺生产纯苯。酸洗法生产投资少、见效快，生产装置易建设，国内大多数精苯生产装置采用该生产工艺。但是，酸洗法工艺生产苯纯度低，并且不能有效分离甲苯、二甲苯。苯加氢工艺则不同，装置投资大、建设周期长，但是生产技术先进，生产苯纯度高，与石油苯产品性能基本没有差别，能实现与甲苯、二甲苯等有效分离，代表了粗苯加工精制发展方向。
当前国内酸洗工艺纯苯生产能力为88.5万吨/年，但由于产品销路不畅，公司开工率不高，大某些公司以销定产，装胃平均负荷局限性50%。国内酸洗工艺生产纯苯产量为55万吨，消费粗苯70万吨左右。国内河南神马尼龙化工公司、宝钢焦化公司、石家庄焦化公司等公司是粗苯加氢生产纯苯工艺代表，消费粗苯25万吨，随着新建项目陆续投产，预测将消费粗苯约35万吨。
  近年来，由于国际石油市场价格价格不断上涨，导致以石油为原料石油苯与苯加氢生产焦化苯原料成本差距加大，苯加氢生产焦化纯苯比石油苯生产成本至少低1500元/吨，高额利润吸引了市场对粗苯资源注重，外商从起加大了对国内粗苯资源战略性收购，导致国内粗苯出口数量不断增大。出口量为1.50万吨，达到1.95万吨，进一步增长到6.57万吨。
2 国内焦化厂粗苯生产技术发展趋势
1、 产需逐年增长。
粗苯收率和全国焦化行业回收率逐年提高。当前，国家对焦化行业宏观控制办法是：坚决关停小炼焦、土炼焦，4m如下炼焦炉限期停产关闭；勉励采用先进炼焦工艺，建设大型焦化厂；强制焦化公司必要配套建设化工产品回收装置，不能只焦不化，实现环保达标排放，在限期内不达标予以关停；提高焦化生产准入门槛，达不到规模化生产、工艺落后生产装置一律不准建设。在这一系列政策指引下，全国已关闭了1600余家小型焦化厂，而大型焦化厂正在掀起新一轮建设热潮，山西、山东、安徽、内蒙、云南、新疆等省都正在建设或筹划建设年产200万t以上大型焦化厂。这一批大型焦化厂所有配套建设化工产品回收装置，并且粗苯收率相对较高。其中山东兖州国际焦化公司年产200万吨焦炭，回收粗苯量达2.7万吨，收率达到1.35％。随着大型焦化厂陆续建成投产、粗苯收率提高以及全国焦化行业粗苯回收率提高，预计焦化公司中粗苯回收比例会提高到70％以上。预测粗苯产量将达到145万吨左右，同比增长20%。
2、 粗苯深加工将向大型精苯生产装置逐转移。
国内小型粗苯深加工精苯装置多采用酸洗法生产工艺，不但无法实现各种化工产品有效分离和环保达标排放，并且产品质量低，生产成本高，销售价格上不去，很难与大型精苯装置竞争。大型精苯装置采用苯加氢生产工艺，能耗低、成本低、产品质量好、销售价格高、竞争能力强，代表了当今粗苯深加工发展方向。当前，有实力焦化公司或化工公司都在争取建设大型精苯装置，如河南神马尼龙化工公司、宝钢焦化公司、石家庄焦化公司、太原化工集团公司筹都在建设或筹划建设10万吨/年以上大型粗苯深加工精苯装置。随着这些大型装置建成投产，粗苯深加工将向大型先进生产公司集中，小型酸洗法精苯装置将会逐渐被裁减。

1 换热器
1.1概述
在工程中，将某种流体热量以一定传热方式传递给另一种流体设备，称为换热器。在换热器中，至少有两种温度不同流体参加传热。一种流体温度较高，放出热量。另一种流体温度较低，吸取热量。但是有热互换器中也有各种温度不同流体在其中传热，例如空分装置中可逆式板翅式换热器。换热器作为一种运用能源与节约能源有效设备，在余热运用、太阳能运用和地热能运用等方面起着重要作用。
1.2工作流体特性
在换热器中参加传热过程流体，分别称为热流体和冷流体，通称工作流体。虽然有诸多场合，工作流体种类和参数已为工艺条件所拟定，但是也有许多场合是可有设计者进行选取和拟定。无论什么状况，理解工作流体特性，都是非常重要。普通而言，对工作流体基本规定是：
来源充分，输送以便，价格便宜，能就近解决。
使换热器在给定热负荷下所需传热面积比较小。因而所用流体应当是：密度、比热、导热系数大；在高温工作时工作压力低；在沸腾或冷凝过程中汽化潜热大。
1.3传热普通概念
热量从高温度区移动过程称为热量传递，称为传热。热力学第二定律指出，凡是有温差存在地方，就必然有热量传递，故在几乎所有工业部门，如化工、能源、冶金、机械、建筑等都设计传热问题。特别是化学工业中，由于化学生产中诸多过程和单元操作，都需要进行加热和冷却，并且化工设备保温、生产过程中热能合理运用以及废热回收等都涉及传热问题。
普通化工生产中对传热过程规定重要有一下两种状况：其一是强化传热过程，例如各种换热设备中传热；其二是削弱传热过程，如对设备或管道保温，以减少热损失。
化工传热过程既可以持续进行，也可以间歇进行。对于前者，传热系统中能量不发生积累，称为稳态传热，稳态传热特点是传热速率在任何时刻都为常数，并且系统中个点温度仅随位置变化而与时间无关；对于后者，传热系统中各点温度既随位置又随时间而变化，称为非稳态传热。
依照传热机理不同，热量传递有三种基本方式：热传导、对流和热辐射，在实际传热过程中，热量传递可以以一种方式进行，也可以以两种或三种方式同步进行。
本次设计依照对流传热机理所设计，即对流传热是指流体流过固体壁面（流体温度和壁面温度不同）时传热过程称为对流传热。
1.4 换热器分类
换热器类型随着工业发展而扩大，初期换热设备由于制造工艺和科学水平限制，多有构造简朴、换热面积小和体积较大等特性，如夹套式和蛇管式等。日后，由于制造工艺发展，提出了一种管壳式换热器。这种换热器特点是单位体积设备所能提供换热面积要大得多，传热效果也好。它成为长期以来在化工生产中所使用典型换热设备。本世纪二十年代，开始浮现板式换热器，并应用于食品工业。三十年代初，瑞典初次制成螺旋板换热器。用于航空发动机散热器。上述这些新型高效式换热器还存在一定问题，六十年代左右，由于制造工艺上得到进一步完善，这些类型换热器重新又获得发展，在化工生产中应用也更加广泛。随着近代科技发展（如高温高压、高速、低温、超低温）等，又促使了高强度、高效率紧凑换热器层出不穷。虽然如此，所有换热器依然可以按照它们某些共同特性来加以区别。
按照用途来分：有预热器（或加热器）、冷却器、蒸发器等等。
按照制造换热器材料来分：有金属、陶瓷、塑料、石墨、玻璃等等。
按照温度状况来分，有：温度工况稳定换热器，热流大小以及在指定热互换区内温度不随时间而变；温度工况不稳定换热器；传热面上热流和温度都随时间变化。
按照热流体和冷流体流动方向来分，有：
顺流式（或并流式）：两种流体平行向着同一方向流动。
逆流式：两种流体也是平行流动，但是它们流动方向相反。
错流式（或叉流式）：两种流体流动方向互相垂直交叉，当交叉次数在四次以上时，可以依照两种流体流向总趋势将其当作逆流或顺流。
混流式：两种流体在流动过程中既有顺流某些，又有逆流某些。
1.4.1 依照传热方式分类
在化工生产中，由于用途、工作条件和载热体特性等不同，对换热器提出了不同规定，浮现了各种不同形式和构造换热器。如下可将换热器按下列方式进行分类：
直接传热式换热器
一种不需传热壁面,由冷流体与热流体直接接触进行换热操作过程换热器,此类换热器惯用于工业生产中。这种换热方式长处是设备构造简朴，传热效率高。但是直接接触式换热机理比较复杂，在进行传热同步往往随着着传质过程。
间壁传热式换热器
在化工生产中经常遇到是冷、热流体不容许混合换热问题，此时经常将冷、热流体用固体壁面隔开，使两者互不接触，热量由热流体通过壁面传给冷流体，冷、热流体通过管子、板等壁面进行热量互换传热操作过程换热器,是最普通也最惯用换热器,冷、热流体都是流体,可以是空气、烟气、蒸汽、水。这是本文重点进行讨论换热器类型。如图1.1：

图1.1
蓄热式换热器
蓄热式换热器是在蓄热器中实现热互换一种换热方式。蓄热器内装有固体填充物（如耐火砖等），冷、热流体交替流过蓄热器，运用固体填充物来积蓄和释放热量，从而达到换热目。普通在生产中采用两个并联蓄热器交替使用。其缺陷是设备体积庞大，且不能完全避免两种流体混合，因而这种换热器使用范畴有限。它属于间歇传热,在废热再生器中是切实可行有效回收废热方式,常被用于回收燃烧气体废热以及蒸汽等用量不均时作为调节手段。
1.4.2依照生产中使用目分类
可以分为冷却器、加热器、冷凝器、汽化器等。
1.4.3详细分类
按构造分类：浮头式换热器、固定管板式换热器、双壳程换热器、单套管式换热器、多套管式换热器、外导流筒式换热器、折流杆式换热器、热管式换热器、插管式换热器、滑动管板式换热器。
按管板形状分类：螺旋板式换热器、板式换热器、板翅式换热器、板壳式换热器、板式蒸发器、板式冷凝器、印刷电路板式换热器、穿孔板式换热器。
按密封形式分类：此类换热器多用于高温、高压装置中，重要类型有螺旋锁紧环式换热器、薄膜密封型换热器、钢垫圈型换热器、密封盖板式换热器。
按强化传热原件分类：螺纹管换热器、波纹管式换热器、异形管换热器、表面多孔管式换热器、螺旋扁管式换热器、螺旋槽管式换热器、环槽管式换热器、纵槽管式换热器、翅管式换热器、螺旋绕管式换热器、T型翅片管式换热器、新构造高效换热器、内插物换热器、锯齿管换热器。
空冷式换热器分类：干式换热器、湿式换热器、干湿联合式换热器、电站换热器、表面蒸发式换热器、板式换热器、能量回收换热器、自然对流换热器、高压空冷器。
折流杆换热器构造与浮头式换热器、U形管式换热器和固定管板式换热器基本相似，其差别是将折流板用折流环所取代，流体流过折流杆时形成卡曼漩涡，来实现湍流而强化传热。
外导流筒换热器构造与浮头式换热器基本相似，所不同是壳程进出口接管与导流筒不同。在进出口处增大壳体直径，使流体流动变化，并使传热管可以排满整个壳体，从而使旁路泄露和进出口死区减少，效率增长，压降减少。
1.5几种换热器特点及使用
在实际设计选型中,往往是已知高温流体与低温流体两侧进出口温度,在做工艺设计选型时,需要考虑是在尽量小换热面积下,有尽量大换热速率,以及较低设备造价及施工费。此外,在操作运营及维护、清洗较以便前提下考虑换热器设计选型。
1.5.1管壳式换热器
管壳式换热器是最惯用普通构造,它涉及: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。
固定管板式换热器具备构造简朴、重量轻、造价低等长处；缺陷就是由于热膨胀而引起管子拉弯。U型管壳式换热器就是克服此缺陷将管子做成“U”型,一端固定，另一端活动,使得换热器不受膨胀影响,构造较简朴,重量轻,其缺陷是不能机械清洗、管子不便拆换、单位容量及单位质量传热量低,合用于温差大、管内流体介质比较干净场合。
带膨胀节式换热器可解决膨胀问题,用膨胀接头构造,故合用温差大流体和高压流体,由于可将接头拆下来进行清洗,因此可解决易结垢流体,而对低压气体则不适当,但其缺陷就是制造复杂。
浮头式管壳换热器,其浮头不与外壳相连,可自由伸缩,这样既解决了热膨胀问题,也以便清洗,检修时可将管芯抽出即可。
对于固定管板、列管、套管式换热器每一外壳容积为1m³时,其传热面积约为30-40㎡。对U 型管壳式换热器、浮头式换热器每一外壳容积为1m³时,其传热面积为70㎡左右。
1.5.2 板式换热器
由于板式换热器传热面上可以压出凹凸形排液槽,在较低雷诺数条件下既可浮现紊流状态,故换热系数较高,普通可达3000-5000K/㎡·h·℃,与同样流速下管壳式换热器相比,此值约为管壳式换热器传热系数3-5倍,虽然,这时板式换热器阻力会大某些,如在同样耗功条件下相比,则板式换热器放热系数比管壳式高一倍左右。 
由于板式换热器构造紧凑、空隙小、因而单位体积传热面积增大,其安装面积约为管壳式1/2-1/3,可节约占地面积与施工费用,每一外壳容积为1m³时,其传热面积为80㎡左右,此外,板式换热器容易增减换热面积,对于管壳式换热器在需要增长液体解决量时,原有热互换器传热面积几乎不也许增长,但板式换热器传热面积却很容易增长,从而增长解决能力,此外,板式换热器只有传热板外壳板暴露在大气中,因而,散热损失可忽视不计,也不需保温办法。 
板式换热器在运营维护方面特点之一就是装拆比较以便,甚至可以不必完全拆开,仅把压紧螺栓松开就可抽出板片清洗、更换垫圈,以至更换板片。这对于换热介质容易产生沉积物料就显得尤为重要。 
容许用温度和压力方面:用于板式换热器靠每两板片之间垫圈,来防止物料泄漏,因而它密封周边总长非常长,防止垫圈泄漏是板式换热器一种重要环节,垫圈能承受。
1.6换热器在化学工业中应用
在工业生产中，为了实现物料之间热量传递过程一种设备，统称为换热器。它是化工、炼油、动力、原子能和其他许多工业部门广泛应用一种通用工艺设备。对于迅速发展化工、炼油等工业生产来说，换热器尤为重要。普通在化工生产建设中，换热器约占总投资10～20%。
在化工生产中，为了工艺流程需要，往往进行着各种不同换热过程：如加热、冷却、蒸发和冷凝等。换热器就是用来进行这些传递过程设备，通过这种设备，以便使热量从温度较高流体传递给温度较低流体，以满足工艺上需要。换热器随着使用目不同，可以把它提成为：热互换器、加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。由于使用条件不同，换热设备又有各样形式和构造。此外，在化工生产中有时换热器作为一种单独化工设备，有时则把它作为某一工艺设备中构成某些，如氨合成塔中下部热互换器、精馏塔底部再沸器和顶部回流冷凝器或分凝器等。其他如回收排放出去高温气体中废热所用废热锅炉，有时在生产中也是不可缺少。总之，换热器在化工生产中应用是十分广泛，任何化工生产工艺几乎都离不开它。
在换热设备中，应用最广泛是管壳式换热器。当前这种换热器被当作为一种老式原则换热器，在许多工业部门中被大量地使用。特别在化工生产中，无论是国内还是国外，它在所有换热设备中，仍占主导地位。同步在近代许多化工生产中，如裂解、合成及聚合等，大都规定在高温和高压下进行。如高压聚乙烯规定操作压力高达250MPa左右，新“德士古”制氢法规定操作温度在750～1500范畴。这些条件下，要进行热互换是很不容易，特别在有腐蚀存在状况下，实现热互换更是困难。而管壳式构造，它具备选材范畴广，换热表面清洗较以便，适应性强，解决能力大，能承受高温和高压等特点。因而，能不断扩大它使用范畴。由于当代化工厂生产规模日益增大，换热设备也相应向大型化方向发展，以减少动力消耗，减少占地面积和金属消耗。管壳式构造换热器也能满足这一规定。
近十余年来，另一种高效、紧凑式新型换热设备之一，即板式换热器，已发展成为一种重要化工设备。虽然当前它还处在发展阶段，但它在化工和石油化工生产中已推广应用。它合用介质相称广泛，从水到高粘度非牛顿型液体，从具有小直径固体颗粒物料到具有纤维物料，均可解决。从生产工艺上说，它可以用作液体加热、冷却、冷凝或蒸发，单体气提，溶液浓缩、聚合、脱气、混合和乳胶干燥等。
近年来，由于铝及铝合金钎焊技术发展和不断完善，促使另一种高效、紧凑式新型换热器，即板翅式换热器得到广泛应用。虽然一方面采用这种形式换热器是为了满足飞机上中间冷却器规定，但由于它具备体积小，质量轻，效率高和适应温度范畴广等突出长处，从而在化工、石油化工和其他许多工业部门中，也得到了迅速地推广应用。当前，板翅式换热器又成功地应用于天然气加工过程中，如进料气冷却器、某些冷凝器、底部蒸发器和压缩机中间冷却器等。其他在航空、车辆和船舶等方面亦已开始推广应用。
当前螺旋板换热器在化工生产中应用也日趋广泛。在磷酸生产流程中，由于使用了这种形式换热器，在清洗时可不断车，每次清洗只需切换磷酸和水通道即可。螺旋板换热器在国内一方面较普遍地用在小化肥生产中半水煤气预热器和氨合成塔下部换热器，当前已逐渐推广应用到其他化工生产工艺中，在诸多焦化厂中已经开始普及用螺旋板式换热器来作为贫富油换热器了。
在化工生产过程中，除了遇到高温、高压、高真空和深冷等某些操作条妥善地解决这个问题，而提出和使用了某些新型材料换热器。如玻璃、石墨和聚四氟乙烯等非金属材料以及钛、钽和锆等稀有金属材料制作换热器，以达到耐热，耐压和防腐效果。玻璃换热器应用于生产中，当前还刚刚开始，并已推广应用到制药工业中。石墨换热器已在许多国家中得到广泛地应用，如用来解决盐酸、硫酸等腐蚀性介质。此外，还可用于化肥、有机合成和农药等各种工业中。
在其他新型换热器应用中，值得提出为热管。它是一种新型传热元件，在六十年代中才开始应用于宇宙航行，但当前它发展已日趋完善，且逐渐推广应用于其他工业部门。它能运用小表面积传递大热量，因而它能充分体现换热器一种优良设计。
在化工生产中所使用换热器种类和形式诸多，但完善换热设备至少应满足下列几种因素：
1.保证达到工艺所规定换热条件；
2.强度足够及构造可靠；
3.便于制造、安装和检修；
4.经济上要合理。
1.7选取换热器类型
当前诸多焦化厂所使用贫富油换热器重要有管壳式换热器和板式换热器，管壳式换热器重要用是浮头式换热器，由于贫富油温差相对比较大，而压力不是很高，使用浮头式换热器能较好消除温差应力。老式焦化厂均使用浮头式换热器。
近些年，随着板式换热器技术改进，诸多板式换热器体现出她优良性能，焦化厂中贫富油换热器当前主流是螺旋板式换热器。
螺旋板式换热器重要由螺旋板、接管、密封板构成，构造简朴，材料运用率高，构造上分可拆式螺旋板和不可拆式螺旋板二种，流量在Re>500时可连湍流状态，因而比管壳式换热器传热效率高1倍以上。
一、长处
1、可以做到全逆流流动，传热效率高，比管壳式换热器高1倍以上；
2、构造紧凑，单位体积传热面积180㎡/  ；
  3、构造可靠；
4、不易污塞；
5、成本低；
6、合用温度t≤300℃,压力普通不不不大于2.5Mpa；
7、螺旋板式换热器合用于化工、较轻介质场合。
二、缺陷     
1、焊缝较长，易泄漏，易产生压力腐蚀；
2、易结垢场合禁止使用。
鉴于焦化厂环境恶劣，而贫油中低凝固点成分很容易结垢，而浮头式换热器便于清理污垢，而我选取设计压力又比较大，如果用螺旋板式换热器，焊缝过长，也许产生压力腐蚀，并发生泄漏，并且浮头式换热器在抵抗温差效应方面有较好效果，通过综合考虑，我以为使用浮头式换热器利不不大于弊，因而，我选取浮头式换热器作为焦化厂贫富油换热器。

2 焦化厂贫富油换热装置工艺计算
2.1重要设计参数及技术指标
本设计换热器为焦化厂年产150千吨贫油和富油热互换装置，其重要设计参数与技术指标如下：
1、 贫油流量：17123.29kg/h
2、 贫油操作压力：4.0Mpa
3、 贫油入口温度：170℃； 出口温度：110℃
4、 富油操作压力：4.0Mpa
5、 富油入口温度：70℃； 出口温度：120℃
由以上所述可得到表2.1：
表2.1
介质
贫油
富油
入口温度
170℃
70℃
出口温度
110℃
120℃
压力
4.0Mpa
4.0Mpa
流量
17123.29 kg/h

2.2热力计算
2.2.1拟定物性参数
定性温度：
定性温度可以取流体进出口平均温度：
管程贫油定性温度：
(2.1)
壳程富油定性温度：
(2.2)
已知焦化厂贫油在140℃下物性参数：

富油在85℃下物性参数：

2.2.2初步选定换热器类型以及尺寸
初步拟定使用浮头式换热器；选用φ19×2锰合金钢16；虽然贫油在冷凝时容易构造，但是由于持续处在高温环境，故不易结垢，因而选取贫油走管程，富油走壳程；初定管程流速为0.4m/s，设计压力为4.0Mpa；壳程设计压力为4.0Mpa。
2.2.3估算换热面积
(1)贫油产生热流量（忽视热损失）：

(2) 富油流量：

(3)平均传热温差：
（2.3）
（4）温差校正系数：
（2.4）

由《化工原理》p235查得：，取单壳程，得到平均传热温度：
℃ （2.5）
（5）依照《炼焦化学产品回收与加工》获得经验值K=340W/():
估算传热面积为：
(2.6)
2.2.4初选换热器型号
取贫油流速为：
=0.4m/s,
依照《过程设备设计》P257选取换热管尺寸。采用小管径，可以使单位体积传热面积增大、构造紧凑、金属消耗量减少、传热系数提高。据估算，将同直径换热器换热管由改为，其传热面积可以增长40%左右，节约金属20%以上。虽然小管径流体阻力大，不便清洗，容易结垢堵塞，但是由于换热器管程介质在高温下不易结垢，故选取小管径，以提高换热效率，选取换热管。
依照《化工工程师技术全书》，采用正三角形排管方式，对于换热管采用管心距：
（2.7）
取单管程：
管数：
根 （2.8）
管长：
（2.9）
由于管长太长，容易堵塞、弯曲、且换热器外形太细长，需要用多管程。依照《换热器设计手册》，取单程管长为l=3m,则管程数为：

取管程数为4，换热管数约为：

鉴于采用多管程设计，计算中心排管数：

取Nc=18根
估算壳体直径
取=0.6，壳体直径：
（2.10）
依照《化工设备设计》圆整后： D=600mm
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25％，则切去圆缺高度h为：

折流板间距B为：

折流板数目为：

取
折流板圆缺面水平装配。
计算接管尺寸：
取富油流速为：，对于壳程而言，管内径：

依照《过程装备成套技术》管公称直径选取=80mm
对于管程而言：

依照《过程装备成套技术》管公称直径选取：

2.3热力核算
2.3.1传热系数计算
以外表面为基准传热系数计算公式：
（2.11）
其中：
（1） 管程传热膜系数：

（2） 管程流体流通截面积：

（3） 管程实际流速：

故初选型号时所选用贫油流速过高，重新选定：
取=0.2 m/s，则单程管数为：

单程管长：

每程管长为：l=3.5m，则管程数为：

管数为 110根
由于总管数没有变动，因此，壳体直径D=600mm。
折流板圆缺高度：h=150mm
折流板间距：

折流板数目=6块
壳程接管直径不变：=80mm
管程接管直径：

依照《过程装备成套技术》选=200mm
管内雷诺数：
（2.12）
，苯-甲苯流动状态为过渡流，计算管程给热系数时，要先按照湍流时公式进行计算，再乘以校正系数，得到实际给热系数。
校正系数为：
（2.13）
管内普朗特常数为：

按照湍流状况下计算公式来计算关内给热系数：
（2.14）
则管内实际给热系数为：

2.3.2管外给热系数
壳程当量直径：

管间截面积：

管外流速：

管外雷诺数为：

管外普朗特准数：

管外给热系数：

2.3.3传热面积核算
1、污垢热阻/管壁热阻：
管外侧污垢热阻系数为：·K/W
管内侧污垢热阻系数为：·K/W
已知选用换热管，故已知管壁厚为：b0.002m
选用换热管材料是16Mn，已知16Mn热导率为：21.8W/m·K
因而，实际传热系数为：
=

2、传热面积校核：
（2.15）

因而，与设计规定不符合，重新选定K经验值，重新计算。
3、重新计算壳体直径：
取K=150 W/()，则估算换热面积值为：

单程管数n不变：n=54.22根
管长:

单程管长设为：l=4m，则所需要管程数为：

换热管总数大概为：

取四根备用换热管，以防止其中几根换热管发生堵塞后，仍能正常工作。
估算壳体直径D：

取与之相近壳体公称直径：D=800mm
相应折流板圆缺高度为：h=0.25D=200mm
相应折流板间距为：B=0.8D=0.8=640mm，取原则间距B=600mm。
相应折流板数为：

4、传热面积重新校核：

因而，估算面积符合高于设计规定，可行。
2.4换热器内压降核算
(1)管程流动阻力
(2.16)
其中，结垢校正因数；
串联壳程数，；
管程数，；

，
分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起压强降,Pa
依照《换热器》可知
（2.17）
因而，可以计算
（2.18）
=

=2.4
由于采用多管程设计，依照《热互换管专用设备》可以懂得，局部阻力系数：
ζ=3-4，
，分别为直管和回弯管中因摩擦阻力而引起压力降，取管壁粗糙度为=0.2mm，传热管相对粗糙度=0.2/15=0.013,已知=4003，由《换热器设计》λ-Re关系图中可以查得：
λ=0.011，取ζ=3，因而：

依照《换热器设计》在1Pa之间，因而，管程流动阻力在容许范畴之内。
（2）壳程流动阻力：
（2.19）
采用正三角形排管方式，此时Fs=0.5，Ns=1；则可以求得：

其中：
——流体横过管束压降，Pa；
——流体横过折流板缺口压降，Pa；
F——管子排列办法对压降校正系数。正三角形排列是取F=0.5，正方形排列时取F=0.3，组合排列时取F=0.4。
——壳程流体摩擦系数，当Re>500时：

Nc——横过管束中心线管子数；采用多管程设计，估算中心排管数；
Nc——1.19=24.96，取Nc=25根；
——折流板数目，由前面计算可知，=6；
B——折流板间距；B=0.8D=640mm；取600
——收到接壳体流通截面积计算流速，m/s；
流通截面积：
（2.20）

（2.21）
因而，壳程流动阻力也在容许范畴之内。
2.5换热器壁温计算
2.5.1 换热管壁温计算
符号阐明：
——以换热管外表面积为基准计算总传热系数， W/（m·℃）；
——污垢热阻，㎡·℃/w；
——分别为热、冷流体平均温度，℃；
——分别为热流体进、出口温度，℃；
——分别为冷流体进、出口温度，℃；
——流体有效平均温差，℃；
——以换热管外表面积为基准计算给热系数， W/（m·℃）。
热流体侧壁温：
（2.22）
冷流体侧壁温：
℃
因此
℃
2.5.2 圆筒壁温计算
由于圆筒外部有良好保温层，故壳体壁温取壳程流体平均温度：

到此换热器工艺计算告一段落，其中工艺计算重要目是计算出其换热面积，选出相应换热器型式，因而，接下来应当是进行换热器构造设计以及强度计算。

2.6换热器重要构造尺寸和计算成果
表2.2
换热器型式：浮头式换热器
换热面积（）：79.67
工艺参数
名称
管程
壳程
物料名称
贫油
富油
设计压力，kPa
4000
4000
操作温度，℃
170/110
70/120
流量，kg/h
17123.29
22247.36
流体密度,
993.393
1038.39
流速，m/s
0.1232
0.045
传热量，kw
572
总传热系数，
192.9
对流传热系数，
2621.43
1893.66
污垢系数，
0.0020
0.0015
阻力降，pa
11316.7392
482.8
程数
4
1
推荐使用材料
16Mn
16MnR
接管直径
200mm
80mm
管子规格φ19×2；管数：440；管长：4000mm
管间距：24mm;排列方式：正角三角形
折流板形式：单弓形，上下排列，切口高度200mm，间距：600mm
折流板数：6
壳体内径：800mm
中心排管数：26

3 换热器构造设计与强度设计
在拟定换热器换热面积后，应进行换热器主体构造以及零部件设计和强度计算，重要涉及壳体和封头厚度计算、材料选取、管板厚度计算、浮头盖和浮头法兰厚度计算、开孔补强计算，尚有重要构件设计（如管箱、壳体、折流板、拉杆等）和重要连接（涉及管板与管箱连接、管子与管板连接、壳体与管板连接等）