化工原理课程设计换热器的设计.doc

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：
姓名： ******
指导教师： 邱运仁
时间： 2023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.设计背景及设计规定
§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）及流速拟定
3.3.拟定物性数据
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.壁厚的拟定、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.振动的防止与有效运用
§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解决能力：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、高效的换热器对减少设备的造价和操作费用品有十分重要的作用。
在不同温度的流体间传递热能的装置称为热互换器，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
类型
特点

间

壁

式

管

壳

式

列

管

式
固定管式
刚性结构
用于管壳温差较小的情况（一般≤50℃），管间不能清洗
带膨胀节
有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力
浮头式
管内外均能承受高压，可用于高温高压场合
U型管式
管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难
填料函式
外填料函
管间容易泄露，不宜解决易挥发、易爆炸及压力较高的介质
内填料函
密封性能差，只能用于压差较小的场合
釜式
壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮
双套管式
结构比较复杂，重要用于高温高压场合和固定床反映器中
套管式
能逆流操作，用于传热面积较小的冷却器、冷凝器或预热器
螺旋管式
沉浸式
用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热
喷淋式
只用于管内流体的冷却或冷凝
板面式
板式
拆洗方便，传热面能调整，重要用于粘性较大的液体间换热
螺旋板式
可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用做回收低温热能
伞板式
结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，规定流体干净
板壳式
板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高
混合式
合用于允许换热流体之间直接接触
蓄热式
换热过程分阶段交替进行，合用于从高温炉气中回收热能的场合

2.2.固定管板式
因设计需要，下面简朴介绍一下固定管板式换热器。
固定管板式即两端管板和壳体连结成一体，因此它具有结构简朴造价低廉的优点。但是由于壳程不易检修和清洗，因此壳方流体应是较为洁净且不易结垢的物料。当两流体的温度差较大时，应考虑热补偿。有具有补偿圈（或称膨胀节）的固定板式换热器，即在外壳的适当部位焊上一个补偿圈，当外壳和管束的热膨胀限度不同时，补偿圈发生弹性变形（拉伸或压缩），以适应外壳和管束的不同的热膨胀限度。这种热补偿方法简朴，但不宜用于两流体温度差太大（不大于70℃）和壳方流体压强过高（一般不高于600kPa）的场合。

1-挡板 2-补偿圈 3-放气嘴
图2.2.1.固定管板式换热器的示意图

2.3.设计规定
完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本规定：
（1）合理地实现所规定的工艺条件：可以从：①增大传热系数②提高平均温差③妥善布置传热面等三个方面具体着手。
（2）安全可靠
换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国《钢制石油化工压力容器设计规定》和《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与标准。 （3）有助于安装操作与维修
直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运送与拆卸，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。
（4）经济合理
评价换热器的最终指标是：在一定期间内（通常1年内的）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费）等的总和为最小。在设计或选型时，假如有几种换热器都能完毕生产任务的需要，这一标准就尤为重要了。
§三.热量设计
3.4.计算总传热系数
3.4.2.热流量
以热介质煤油为计算标准算它所需要被提走的热量:
Q=ms1cp1(T1-T2)=40000x2.2x(160-60)=8800kJ/h=2444.4kw
3.4.3.平均传热温差
计算两流体的平均传热温差
暂时按单壳程、多管程计算。
逆流时，我们有
煤油：160℃→60℃
水： 30℃←17℃
从而，
而此时，我们有：

式中：
——热流体（煤油）的进出口温度，℃；
——冷流体（自来水）的进出口温度，℃；

=0.961
ψ>0.9符合规定
则平均传热推动力：△tm=△tm,逆×ψ=0.961x78.6=75.5℃
3.4.4.冷却水用量
由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得：
Qc==8800000/[4.185x(30-17) ]=161750㎏/h
3.1.初选换热器的类型
两流体的温度变化情况如下：
（1）煤油：入口温度160℃，出口温度60℃；
（2）冷却介质：自来水，入口温度17℃，出口温度30℃；
该换热器用循环冷却自来水进行冷却，冬季操作时，其进口温度会减少，考略到这一因素，估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，故从安全方便考虑可以采用带有膨胀节的管板式换热器
3.3.拟定物性数据
定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。
壳程流体（煤油）的定性温度为：T= (160+60)/2=110℃
管程流体（水）的定性温度为：t=（30+17）/2=23.5℃
在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和煤油)的物性参数，见下表：

密度/（㎏/m3）
比热容/（kJ/kg•℃）
粘度/（Pa•s）
导热系数/（W/m•℃）
煤油
825
2.2
7.15×10-4
0.14
水
997.3
4.185
9.25×10-4
0.606

3.2.管程安排(流动空间的选择)及流速拟定
已知两流体允许压强降分别不大于0.1MPa,40kPa；两流体分别为煤油和水。与煤油相比，水的对流传热系数一般较大。由于循环冷却水较易结垢，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，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程，而使煤油走壳程。

表3-2.列管式换热器内的适宜流速范围
流体种类
流速/（m/s）
管程
壳程
冷却水
1~3.5
0.5~1.5
一般液体(黏度不高)
0.5~3.0
0.2~1.5
低黏油
0.8~1.8
0.4~1.0
高黏油
0.5~1.5
0.3~0.8

由上表，我们初步选用Φ25×2.5的碳钢管，则管内径di=25-2.5×2=20mm管内流速取ui=1.6m/s,从管内体积流量为：
νi =n (π/4) ×0.02²×1.6×36300=161750/997.3=162.6m³/h
解得n=90
传热面积：A=nπd。L=24444.4×10³/(350×75.5)=92.5㎡
可以求得单程管长L=92.5/3.14×0.025)=13.09m
若选用4.5m长的管，需要4管程，则一台换热器的总管数为4×90=360根.查化学工业出版社第三版谭天恩主编的«化工原理»附录十九，可以初步拟定换热器的重要参数见下表：
项目
数据
项目
数据
壳径D(DN)
800mm
管尺寸
Φ25mm×2.5mm
管程数Np(N)
4
管长
4.5m
管数n
442
管排列方式
组合式排列
中心排管数nc
23
管心距
32mm
管程流通面积Si
0.0347m ²
传热面积
152.7m ²
注：由于是多程，故为了方便安装分程板，采用组合式排列跟方便。
对表中的数据进行核算：
①每程的管数n1 =n/Np=422÷4=110.5,管程流通面积si =(π/4) ×0.02²×110.5＝0.03471㎡与表中的数据0.0347㎡相符的很好
②传热面积 A=πd0 Ln=3.14×0.025×4.5×442＝156.2㎡稍大于表中152.7㎡,这是由于管长的一部分需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准
③由于换热管是组合式排列，除在分程板两侧采用正方形排列外，大部分地方采用的是正三角形排列，故中心排管数可以按照正三角形排列的形式计算：
中心排管数 nc ≈1.1=1.1×=24＞23
阻力的计算
⒈管程
① 流速 ui ===1.3m/s
② 雷诺数 Rei ===28032﹥2023
流动形式为湍流
由ε/d=0.005 Rei=28032 带入经验公式λ=0.1（ε/d+ 68/Re）
可得λi=0.03238
③管内的阻力损失 △Pi =λi(ui²)/2=0.03238×4.5×1.3²×997.3÷0.02÷2=6139.6Pa
回弯阻力损失 △Pr=3×(ui²) /2=3×1.3 ²×997.3÷2=2528.2Pa
则管程内总压降为：Pt=(△Pi +△Pr)FtNsNp=(6139.6+2528.2) ×1.4×4=48539.7Pa
=48.54KPa＜0.1MPa
故壳程的压降满足题目中的规定
⒉壳程 取折流挡板间距为 h=0.2m
①计算截面积 S0 =h(D-ncd0 =0.2(0.8-24×0.025)=0.04㎡
②计算流速 u0 ==0.34m/s
③雷诺数的计算 Re0 = =0.025×0.34×825÷(3×)=2338
Re0＞500
④摩擦系数f0 = 5.0/( Re0)=5.0÷2338=0.85
⑤则折流挡板数 NB =-1=4.5÷0.2-1=22
⑥管束的损失△P1=Ff0nc(NB+1) (u0²)=0.5×0.85×24×(22+1)×825×0.34 ²÷2= 11187Pa
⑦缺口损失△P2=NB(3.5-)(u0²)/2=22×（3.5-）﹙825×0.34 ²）/2
=3147Pa
则壳程损失△Ps=△P1+△P2=11187+3147=14334=14.3KPa＜40KPa
即壳程的压降也满足题意
综上核算初步认为所选的换热器合用

3.4.5.总传热系数K
总传热系数的经验值见表3-4，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值，可供设计时参考。选择时，除要考虑流体的物性和操作条件外，还应考虑换热器的类型。
表3-4 总传热系数的选择
管程
壳程
总传热系数/[W/（m3·℃）
水（流速为0.9～1.5m/s）
水
冷水
冷水
冷水
盐水
有机溶剂
轻有机物μ＜0.5mPa·s
中有机物μ=0.5～1mPa·s
重有机物μ＞1mPa·s
水（流速为1m/s）
水
水溶液μ＜2mPa·s
水溶液μ＞2mPa·s
有机物μ＜0.5mPa·s
有机物μ=0.5～1mPa·s
有机物μ＞1mPa·s
水
水
水
水
水
水
水
水
水（流速为0.9～1.5m/s）
水（流速较高时）
轻有机物μ＜0.5mPa·s
中有机物μ=0.5～1mPa·s
重有机物μ＞1mPa·s
轻有机物μ＜0.5mPa·s
有机溶剂μ=0.3～0.55mPa·s
轻有机物μ＜0.5mPa·s
中有机物μ=0.5～1mPa·s
重有机物μ＞1mPa·s
水蒸气（有压力）冷凝
水蒸气（常压或负压）冷凝
水蒸气冷凝
水蒸气冷凝
水蒸气冷凝
水蒸气冷凝
水蒸气冷凝
有机物蒸气及水蒸气冷凝
重有机物蒸气（常压）冷凝
重有机物蒸气（负压）冷凝
饱和有机溶剂蒸气（常压）冷凝
含饱和水蒸气的氯气（＜50℃）
SO2冷凝
NH3冷凝
氟里昂冷凝
582～698
814～1163
467～814
290～698
116～467
233～582
198～233
233～465
116～349
58～233
2326～4652
1745～3489
1163～1071
582～2908
582～1193
291～582
114～349
582～1163
116～349
58～174
582～1163
174～349
814～1163
698～930
756

1）.管程传热系数：
Rei=28032
Pri=

Nui=
=0.023
=174.58℃
αi=0.023
= Nui()=174.58×()=5289.9 W/m2•℃
2）.壳程传热系数：
假设壳程的传热系数是： =500 W/m2•℃
污垢热阻： Rsi=0.000344m2℃/W
Rso=0.000172 m2℃/W
管壁的导热系数： =45 m2℃/W
管壁厚度： b=0.0025
内外平均厚度： dm=0.0225
在下面的公式中，以外管为基准，代入以上数据得：

=1÷(+0.000344×++0.000172+)
=320W/m2•℃
3.5计算传热面积
由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面积：

与换热器列出的传热面积A=152.7比较有 有近34%的裕度，从阻力损失和传热面积来看所选的换热器合用。
§四. 机械结构设计
4.1.管径和管内流速
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，并且管壁较薄；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。假如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，2023mm，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的碳钢管，管长4.5m,速取ui=1.3m/s

4.2.管程数和传热管数
根据传热管的内径和流速，可以拟定单程传热系数：
ns=
按单程计算，所需传热管的长度是：

若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构，可见取传热管长l=6m，则该传热管程数为：

则传热管的总根数为：
N=Np×ns=2×120=240（根）
4.3.平均传热温差校正及壳程数
由前面的计算已求得，按单壳程、多管程计算，逆流时：
=39.1℃
而此时，我们有：
P=
R=
由图4-19（参见天津大学出版社的《化工原理（上册修订版）》233页）可查得：=0.82﹥0.8，所以，修正后的传热温度差为：
= =39.1×0.82=32℃
于是，校正后的平均传热温差是32℃，壳程数为单程，管程数为2。

4.4.壳程内径及换热管选型汇总
4.4.1壳体内径
采用多管程（2管程）结构，
D=a（b-1）+2e
式中 D——壳体内径，mm；
——管心距，mm；
——横过管束中心线的管数，管子按正三角形排列：=1.1；管子按正方形排列：=1.19，n为换热器的总管数；
e——管束中心线上最外层管中心到壳体内壁的距离，一般取e=（1～1.5）d。壳径的计算值应圆整到最接近部颁标准尺寸，见表4.5。
所以，代入数据我们有：
D=32*18+2*（1.0~1.5）*25
=626~651mm
取D=600mm

4.4.2.换热管的选型汇总
根据以上的计算可以得到如下的计算结果：
DN,mm
600
管程数
2
壳程数
1
管子规格
25*2.5
管子根数
240
中心排管数
19
管程流通面积，m2
0.03768
换热面积，m2
100
换热器长度，mm
6000
通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：
DN,mm
600
管程数
2
壳程数
1
管子规格
25*2.5
管子根数
232
中心排管数
16
管程流通面积，m2
0.0364
换热面积，m2
107.5
换热器长度，mm
6000

4.5.折流板
设立折流板的目的是为了提高流速，增长湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。常用的有弓形折流板（图1-20）和圆盘-圆环形折流板（图1-21），弓形折流板又分为单弓形[图1-20（a）]、双弓形[图1-20（b）]、三重弓形[图1-20（c）]等几种形式。

单弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h为壳体公称直径Dg的15%～45%，最佳是20%，见图1-22（a）；在卧式冷凝器中，折流板底部开一90°的缺口，见图1-22（b）。高度为15～20mm，供停工排除残液用；在某些冷凝器中需要保存一部分过冷凝液使凝液泵具有正的吸入压头，这时可采用带堰的折流板，见图1-22（c）。

在大直径的换热器中，如折流板的间距较大，流体绕到折流板背后接近壳体处，会有一部分液体停滞起来，形成对传热不利的“死区”。为了消除这种弊病，宜采用双弓形折流板或三弓形折流板。
从传热的观点考虑，有些换热器（如冷凝器）不需要设立折流板。但为了增长换热器的刚度，防止管子振动，实际仍然需要设立一定数量的支承板，其形状与尺寸均按折流板同样来解决。折流板与支承板一般均借助于长拉杆通过焊接或定距管来保持板间的距离，其结构形式可参见图1-23。

由于换热器是功用不同，以及壳程介质的流量、粘度等不同，折流板间距也不同，其系列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。
允许的最小折流板间距为壳体内径的20%或50mm，取其中较大值。允许的最大折流板间距与管径和壳体直径有关，当换热器内流体无相变时，其最大折流板间距不得大于壳体内径，否则流体流向就会与管子平行而不是垂直于管子，从而使传热膜系数减少。
折流板外径与壳体之间的间隙越小， 壳程流体介质由此泄漏的量越少，即减少了流体的短路，使传热系数提高，但间隙过小，给制造安装带来困难，增长设备成本，故此间隙要
求适宜。
折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表5.5.1所列数据。
表5.5.1. 折流板厚度/ mm
壳体公称内径
/mm
相邻两折流板间距/mm
≤300
300～450
450～600
600～750
＞750
200～250
3
5
6
10
10
400～700
5
6
10
10
12
700～1000
6
8
10
12
16
＞1000
6
10
12
16
16
支承板厚度一般不应小于表5.5.2(左)中所列数据。
支承板允许不支承的最大间距可参考表5.5.2（右）所列数据。
壳体直径/mm
＜400
400～800
900～1200
管子外径/mm
19
25
38
57
支承板厚度/mm
6
8
10
最大间距/mm
1500
1800
2500
3400
表4.6.3支承板厚度以及支承板允许不支承的最大间距
经选择，我们采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：
h=160mm
取折流板间距B=0.3D，则：
B=0.3×650=195mm
可取B=200mm
因而查表可得：折流板厚度为5mm，支承板厚度为8mm，支承板允许不支承最大间距为1800mm。
折流板数NB=
折流板圆缺面水平装配。

4.6.接管
4.6.1.壳程流体进出口时接管
取接管内油品流速为u=1.0m/s
则接管内径为：
d=
所以，取标准管的内径为80mm。
查表得，PN<4.0MPa的接管外伸长度为150mm。
4.6.2.管程流体进出口时的接管
取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径：
d=
取标准管径为150mm。
查表得，查表得，PN<6.4MPa的接管外伸长度为200mm。
4.6.3.接管最小位置
换热器设计之中，为了使换热面积得以充足运用，壳程流体进出口接管应尽量靠近两端的管板，而管箱的进出口尽量靠近管箱法兰，从而减轻设备重量。所以，壳程和管程接管的最小位置的计算就显得很必要了。
1）.壳程接管位置的最小尺寸
所设计的为带补强圈的壳程接管，则壳程接管位置的最小尺寸L1可用如下公式计算：
L1≧
式子中：——补强圈的外圈直径，mm
b——管板厚度，mm
C——补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。并且，C≧4S且C≧32,S为壳体厚度。
经计算易得，壳程接管位置的最小尺寸为：120mm。
2）. 管程接管位置的最小尺寸
所设计的为带补强圈的管程接管，则管程接管位置的最小尺寸L2可用如下公式计算：
L2≧
式子中：——补强圈的外圈直径，mm
b——管板厚度，mm
C——补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。并且，C≧4S且C≧32,S为壳体厚度。
经计算易得，管程接管位置的最小尺寸为：140mm。

4.7.壁厚的拟定、封头
4.7.1.壁厚
查GB151-99P21表8得圆筒厚度为：8 mm
查JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，即8mm
4.7.2.椭圆形封头
示意图如下：

查表可得其尺寸数据，见下表
公称直径DN（mm）
曲面高度（mm）
直边高度
（mm）
碳钢厚度

δ（mm）
内表面积
A

容积
V

质量
m
kg
600
150
25
8
0．4374
0．0353
27．47

4.8.管板
管板除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个重要的受压器件。
4.8.1.管板结构尺寸
查（《化工单元设备设计》P25-27）得固定管板式换热器的管板的重要尺寸：
公称直径
D

b
c
d
螺栓孔数
600
730
690
598
645
36
10
23
28
4.8.2管板与壳体的连接
在固定管板式换热器中，管板与壳体的连接均采用焊接的方法。由于管板兼作法兰与不兼作法兰的区别因而结构各异，前者的结构见图1-15，其中图1-15（a）形式是在管板上开槽，壳体嵌入后进行焊接，壳体对中容易，施焊方便，适合于压力不高、物料危害性不高的场合；假如压力较高，设备直径较大，管板较厚时，可采用图1-15（b）形式，其焊接时较难调整。

4.8.3.管板厚度
管板在换热器的制导致本中占有相称大的比重，管板设计与管板上的孔数、孔径、孔间距、开孔方式以及管子的连接方式有关，其计算过程较为复杂，并且从不同角度出发计算出的管板厚度往往相差很大。一般浮头式换热器受力较小，其厚度只要满足密封性即可。对于胀接的管板，考虑胀接刚度的规定，其最小厚度可按表4.8选用。考虑到腐蚀裕量，以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等因素，建议最小厚度应大于20mm。
表4.8. 管板的最小厚度
换热器管子外径/mm
≤25
32
38
57
管板厚度/mm
3/4
22
25
32
换热管的外径为25mm，因而管板厚度取为3/4=18.75，取上述的最小厚度20mm。

4.9.换热管
4.9.1.换热管的规格及尺寸偏差
通过查表，对于碳钢、低合金钢的换热管的规格及尺寸偏差见下表：
材料
换热管标准
管子规格
高精度、较高精度偏差
外径，mm
厚度，mm
外径偏差，mm
壁厚偏差，mm
碳钢
GB/TB8163
≧14~30
2~2.5
±0.2
+12%
低合金钢
GB9948
-10%
4.9.2.传热管排列和分程方法
管子在管板上的排列方式最常用的为图1-9所示的（a）、（b）、（c）、（d）四种，即正三角形排列（排列角为30°）、同心圆排列、正方形排列（排列角为90°）、转角正方形排列（排列角为45°）。当管程为多程时，则需采用组合排列，图1-10为二管程时管小组合排列的方式之一。
正三角形的排列方式可在同样的管板面积上排列最多的管数，故用的最为普遍，但管外不易机械清洗。为了便于清洗管子外表面上的污垢，可采用正方形与转角正方形排列的管束。在小直径的换热器中，常用同心圆排列，在相同直径的管板上所排列的管数比按正三角形排
列还多。

图4.4.管子在管板上的排列方式和组合排列示意图
采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
换热管的中心距经查表可得：（mm）
换热管外径d
换热管中心距
分程隔板槽两侧相邻管的中心距
25
32
44
4.9.3横过管束中心线的管数
nc=
4.9.4.布管限定圆
布管限定圆为管束的最外层换热管中心圆直径，固定管板式换热器的布管限定圆如下可得：
dm=Di-2b3=600-2*8=584mm
式子中，Di——筒体内直径，mm
b3——大小为0.25d，且大于8mm

4.10.分程隔板
4.10.1分程隔板尺寸
经查表，分程隔板的尺寸如下表：
公称直径
DN/mm
隔板最小厚度/mm
碳素钢
600
8
4.10.2.管子和分程隔板的连接
分程隔板有单层和双层两种，单层隔板与管板的密封结构如图1-18所示，隔板的密封面宽度最小为（S+2）mm。隔板材料与封头材料相同。双层隔板的结构见图1-19，双层隔板具有隔热空间，可防止热流短路。

4.11拉杆
4.11.1.拉杆的直径与数量
各种换热器的直径和拉杆数，可参见下表选用。
表5.11.1拉杆直径和拉杆数
壳体直径/mm
拉杆直径/mm
最少拉杆数
壳体直径/mm
拉杆直径/mm
最少拉杆数
200～250
10
4
1100
12
8
273，400，500，600
12
4
＞1250
12
10
800，1000
12
6

经查表易得，拉杆数为为4，直径为12

4.11.2.连接与尺寸
拉杆示意图如下所示：

经查表，拉杆尺寸如下：
拉杆公称直径/mm
数量
基本尺寸
拉杆直径d/mm
/mm
/mm
/mm
12
4
12
15
≧50
2.0

拉杆孔示意图如下所示：

,

4.12.换热管与管板的连接
管子与管板的连接是管壳式换热器制造中最重要的问题。对于固定管板换热器，除规定连接处保证良好的密封性外，还规定接合处能承受一定的轴向力，避免管子从管板中拉脱。
管子与管板的连接方法重要是胀接和焊接。胀接是靠管子的变形来达成密封和压紧的一种机械连接方法，如图1-13所示。当温度升高时，材料的刚性下降，热膨胀应力增大，也许引起接头的脱落或松动，发生泄露。一般认为焊接比胀接更能保证严密性。对于碳钢或低合金钢，温度在300℃以上，蠕变会导致胀接残余应力减小，一般采用焊接。
焊接接口的形式见图1-14。图1-14（a）的结构是常用的一种；为了减少管口处的流体阻力或避免立式换热器在管板上方滞留的液体，可采用图1-14（b）的结构；为了不使小直径管子被熔融的金属堵住管口，则可改成图1-14（c）的结构；图1-14（d）的形式合用于易产生热裂纹的材料，但加工量大。

胀接和焊接方法各有优缺陷，在有些情况下，如对高温高压换热器，管子与管板的连接处，在操作时受到反复热变形、热冲击、腐蚀与流体压力的作用，很容易遭到破坏，仅单独采用胀接或焊接都难以解决问题，假如采用胀焊结合的方法，不仅能提高连接处的抗疲劳性能，还可消除应力腐蚀和间隙腐蚀，提高使用寿命。目前胀焊结合的方法已得到比较广泛的应用。

换热管规格
外径壁厚/mm
换热管最小伸出长度
最小坡口深度
/mm
/mm
252.5
1.5
2

4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型)

4.13.1. 防冲板或导流筒的选择
由于水u<=3.0m/s，煤油流量 ,所以管程和壳程都不设防冲板或导流筒。
4.13.2.鞍式支座(BI型)：

4.14.膨胀节的设定讨论

4.14.1管壁温度的估算
由于管壁热阻一般可以忽略，故可以认为管内外壁的温度是相同的，由此可以得到以下的关系：中，to，ti，tw分别为壳程，管程流体的平均温度和壁温。采用试差法最终求得tw=78.0℃

4.14.2管子拉脱力

本换热器的管子及壳体均采用10号碳钢，由此可得下表：

管子
壳体
操作压力，Mpa
1.0
1.0
壁温，℃
78.0
35
材料
10
10
线膨胀系数1/℃
11.8*10-6
11.8*10-6
弹性模量，Mpa
0.21*106
0.21*106
尺寸，mm
25*2*6000
600*6
管子数
252

管间距
32

胀接长度，mm
29

许用拉脱力，Mpa
4

管子排布方式
正三角形

在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力为：

其中，f=0.866a2=396.16mm2，则
qp=0.0174Mpa
在温差应力作用下，每平方米胀接周边所产生的力为：

其中，
而同时，At=

因而，管子拉脱力在许用范围之内，不许用安装膨胀节。

§五.换热器核算
5.1热量核算
5.1.1壳程对流传热系数
对圆缺形的折流板，可采用克恩公式：

计算壳程当量直径，由正三角形排列可得：
=
=0.020m

壳程流通截面积：
So=
=0.01969m

壳程流体流速为：

=
=0.2167m/s

雷诺准数为：
Reo=
普兰特准数为：
Pro=
Nu=0.36Re。物料被冷却，粘度校正取1， 将数值代入上式：

==693W/m2℃
5.1.2管程对流传热系数
=
自来水被加热，n取0.4，代入已得数值，有：
管道流通面积：
Si=0.785×0.022=0.03768m2
管程流体流速：
ui=
雷诺准数为
Rei=
普兰特准数为：
Pri=

=2748 W/m2℃
5.1.3传热系数K
根据冷热流体的性质及温度，在(GB151-99P140-141)选取污垢热阻：
污垢热阻： Rsi=0.000344m2℃/W
Rso=0.000172 m2℃/W
尚有，管壁的导热系数： =45 m2℃/W
管壁厚度： b=0.0025
内外平均厚度： dm=0.0225
在下面的公式中，代入以上数据，可得

=
=390W/m2℃

所以，K的裕度为:
h==21.88%
5.1.4传热面积S
由K计算传热面积
=
该换热器的实际传热面积为：
Sp=
=3.14×0.025×（6-0.06）×（232-16）
=100m2

则该换热器的面积裕度为：
H==32.9%
5.2流动阻力的计算
由于壳程和管程都有压力降的规定，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。
5.2.1管程流动阻力

管程压力降的计算公式为：

Rei=13670（前面已求），为湍流。
取关闭粗糙度
查

此外，式子中