第一章緒論1．1換熱器技術概況近年來,由于新科學技術和節約能源的發展,對被廣泛應用的換熱器,提高換熱器的傳熱性能和開發新的節能型換熱器,已成為換熱器設計、制造方面的重要課題，我國石化行業的換熱設備以管殼式換熱器為主，而且傳統弓形折流板換熱器占到總量的70%?80%。弓形折流板換熱器固然有其優點，并在產業節能方面做出了巨大貢獻，但在新的節能減排形勢下，其缺點（壓降大、存在大量流動死區、振動大、傳熱效率低等）嚴重限制了自身的生存和發展空間，同時也推進了強化傳熱理論和換熱器的發展。強化傳熱理論的工程應用根據強化傳熱理論…，在管的兩側范圍內，需要增大傳熱系數較小的一側才能有效改進總傳熱系數。由于無法確定所有工況下，需要增大管內或管外的傳熱系數以得到最高的總傳熱系數，因此，強化傳熱理論在工程中的應用不是單一的模式，而是呈現出3種趨勢，即對管內、管外、管束整體的強化傳熱。無論是那種類型的強化傳熱結構，都已經細化出許多更新類型，且其適用的工作環境和強化效果各異。因此，幾十年來，換熱器的開發與研究始終是人們關注的課題，國內外先后推出了一系列新型高效換熱器。比如：氣動噴涂翅片管換熱器，焊接式板式換熱器，螺旋折流板換熱器，新型麻花管換熱器和Titan繞絲花環換熱器等。而管殼式換熱器由于應用廣泛，發展也較迅速。管殼式換熱器又稱列管式換熱器，是以封閉在殼體中管束的壁面作為傳熱面的間壁式換熱器。雖然它在換熱效率、結構緊湊性和金屬材料消耗等方面，不如其它新型換熱設備，但它具有結構堅固、操作彈性大、適應性強、可靠程度高、選材范圍廣、處理能力大、能承受高溫和高壓等特點，在換熱設備中始終占有約70%的主導地位。管殼式換熱器是當前應用最廣、理論研究和設計技術完善，運用可靠性良好的一類換熱器，目前各國為改善該換熱器的性能對其強化傳熱技術開展了大量的研究。111管殼式換熱器的研究和發展主要表現在兩方面：一是新型高效傳熱管（如螺紋管、橫紋管、波紋螺旋管、縮放管、繞絲花環管、異形翅片管）等的開發和應用，以強化管程傳熱。二是管束支撐結構的變化，使殼程流體流動狀態發生變化，主要是從橫向流變成縱向流和螺旋流，以提高傳熱效率和降低殼程阻力。管柬支撐是管殼式換熱器中的擾流元件，直接影響殼程的流體流動和傳熱性能，是提高殼程傳熱系數的關鍵部件，因此大多致殼側強化換熱研究都側重于殼側支撐結構的改進和創新，從最初的折流板，到20世紀70年代出現的折流桿，以及后來開發出的整圓形孔板、空心環、螺旋折流板及管子自支撐等一系列新型殼側支撐結構，都在圍繞著殼側強化換熱這一課題進行，而且還在繼續。折流板支撐傳統的管殼式換熱器多采用弓形折流板支撐管柬，是目前使用范圍較廣的一種殼側支撐結構，其特點足使流體橫掠管柬以提高殼側換熱系數，這種結構應用時間長、技術也比較成熟，但是這種支撐結構和流體流動方式將使流動阻力增加，并伴隨有流體誘導振動發生，導致換熱管磨損甚至斷裂，同時殼側流動存在沖刷不充分的流動死區，造成換熱系數下降，容易結垢等問題。針對上述缺陷，各國學者開發出了圓盤形、多弓形等折流板結構形式，在一定程度上改善了.單弓形折流扳的缺陷.而折流桿支撐（見圖1）S| 仟更廨折流桿換熱器殼體內的折流元件由一系列細小的折流桿組成，桿兩端焊于環嘲上.相互平行的折流桿和折流嘲統稱為折流柵，折流柵以一定的問距、一定的排列方式布置在殼體內.折流桿換熱器的特點是使流體由橫掠管束改為縱掠管柬，由于折流桿對流體的擾動作用，流體流過折流桿后產生的漩渦脫落，以及流過折流l捌時的文丘里效應，以及在后面產生的漩渦尾流，大大提高了傳熱系數。另外，換熱管與折流桿之問為點接觸或線接觸，接觸面積小，傳熱面積充分.消除了”傳熱死區”.由于改橫向流為縱向流，流動阻力大為減小.殼程壓降很小,其缺點足折流柵和折流籠的制造和安裝比較麻煩，而且只有在大流量及高流速的場合才能體現其優良的性能。折流柵的抗震性能與折流桿的剛性有關，當換熱器殼徑較大時，為確保折流桿具有足夠的剛性同時不影響換熱器的布置。胡明輔等提出了用“扁鋼支撐條”代替“折流圓桿”的新型抗震折流柵。早期的折流桿換熱器都采用正方形排列，因而不管是圓桿還是扁鋼條都是直線形，為了采用布管數較多的三角形排列，學者們開發出了波浪形圓桿或扁鋼條組成的折流柵。換熱器按用途分為無相變傳熱的換熱器和有相變傳熱的冷凝器和重沸器。由于工廠生產中所用換熱器的目的和要求各不相同，換熱器設備的類型也多種多樣。換熱器設備的傳熱方式劃分主要有直接接觸式、蓄熱式和間壁式三類。雖然直接接觸式和蓄熱式設備具有結構簡單、制造容易等特點，但由于在換熱過程中，有高溫流體和低溫流體相互混合或部分混合，使其在應用上受到限制。因此工業上所用換熱設備以間壁式換熱器居多。在管側換熱性能已經得到較大改善的情況下，提高殼側的換熱性能即殼側支撐結構的改進和創新是各種新型換熱器研究的重點。總體來說，各種新型管柬支撐使殼程流體呈現不同的流動狀態，其共同點是都能有效地強化殼程換熱效果，且流動阻力比弓形折流板大幅度減小，但是大部分結構復雜，制造困難。成本高，制約了新型管柬支撐換熱器的推廣和應用。將新型管柬支撐結構簡單化，降低成本，并將之與高效強化管有效結合足今后換熱器發展的一個重要方向。管殼式換熱器有以下幾種：1固定管板式固定管板式換熱器的兩端管板和殼體制成一體，當兩流體的溫度差較大時，在外殼的適當位置上焊上一個補償圈，（或膨脹節）。當殼體和管束熱膨脹不同時，補償圈發生緩慢的彈性變形來補償因溫差應力引起的熱膨脹。特點：結構簡單，造價低廉，殼程清洗和檢修困難，殼程必須是潔凈不易結垢的物料。

1?折流捋扳;A管束;卜殼體;4封矢5強彗；弘管板

圖1固定營欖式換熱器2U形管式換熱器U形管式換熱器每根管子均彎成U形,流體進、出口分別安裝在同一端的兩側，封頭內用隔板分成兩室，每根管子可自由伸縮，來解決熱補償問題。特點：結構簡單，質量輕，適用于高溫和高壓的場合。管程清洗困難，管程流體必須是潔凈和不易結垢的物料。390?2U型管換熱器的結構示慧禹3浮頭式換熱器換熱器兩端的管板，一端不與殼體相連，該端稱浮頭。管子受熱時，管束連同浮頭可以沿軸向自由伸縮，完全消除了溫差應力。特點：結構復雜、造價高，便于清洗和檢修，完全消除溫差應力，應用普遍。

*-F3*-F3浮頭式覘熱器L2.浮頭葢3.浮頭管板4,売休5.傳熱管6.支持板7.折流板1.2換熱器在工業生產中的應用換熱器在石油、化工、制冷、冶金及動力等工業生產過程的主要工藝設備之一，有資料表明在我國全部換熱器產量中箭殼式換熱器約占80%以上，換熱器在工農業各領域應用十分普遍，在日常生活中傳熱設備也隨處可見，是不可缺少的工藝設備之一，日常生活中取暖用的暖氣散熱片、汽輪機裝置中的凝汽器和航天火箭上的油冷卻器等，都是換熱器。它還廣泛應用于化工、石油、動力和原子能等工業部門。它的主要功能是保證工藝過程對介質所要求的特定溫度，同時也是提高能源利用率的主要設備之一。例如動力工業中鍋爐設備的過熱器、省煤器、空氣預熱器，電廠熱力系統中的凝汽器、除氧器、給水加熱器、冷水塔；冶金工業中高爐的熱風爐，煉鋼和軋鋼生產工藝中的空氣或煤氣余熱；制冷工業中蒸汽壓縮式制冷機或吸收式制冷機中的蒸發器、冷凝器；制糖工業和造紙工業的糖液蒸發器和紙漿蒸發器，都是新鄉市換熱器總廠板式換熱器的應用實例。在化學工業和石油化學工業的生產過程中，應用板式換熱器的場合更是不勝枚舉。在航空航天工業中，為了及時取出發動機及輔助動力裝置在運行時產生的大量熱量，板式換熱器也是不可缺少的重要部件。在各個生產領域中，要挖掘能源利用的潛力，做好節能減排，必須合理組織熱交換工程并利用和回收余熱，這往往和正確地設計與使用板式換熱器密不可分。由于世界上燃煤、石油、天然氣資源儲量有限而面臨著能源短缺的局面，各國都在致力于新能源開發，因而新鄉市換熱器總廠板式換熱器的應用又與能源的開發（如太陽能、地熱能、海洋熱能）與節約緊密相連。所以，換熱器的應用遍及動力、冶金、化工、煉油、建筑、機械制造、食品、醫藥及航空航天等各工業部門。它不但是一種廣泛應用的通用設備，并且在某些工業企業中占有很重要的地位。例如在石油化工工廠中，它的投資要占到建廠投資的1/5左右，它的重量占工藝設備的40%；在年產30萬噸乙烯裝置中，它的投資約占總投資的25%；在我國一些大中型煉油企業中，各式換熱器的裝置數達到300~500臺以上。就其壓力、溫度來說，國外的管殼式板式換熱器的最高壓力達84MPa,最高溫度達1500°C，而最大外形尺寸長達33m，最大傳熱面積達6700m2，現有實際情況，還要超過上面給出的數據。第二章設計方案及工藝流程說明2.1設計任務和設計條件及工藝流程圖某生產過程的流程如圖2-1所示，貯槽中的柴油經離心泵打到換熱器中，用循環原油冷卻，已知柴油流量為34000kg/h.原油流量44000kg/h，原油進口溫度為70C，出口溫度為110C，柴油進口溫度為175°C，兩側污垢熱阻為0.0002m^C/k，管程與殼程兩側壓降小于或等于0.3at，熱損失5%,初設k=250w/m^C1柴油貯槽2離心泵3換熱器4冷卻器5原油貯槽6柴油貯槽7柴油走管程8原油走殼程第三章工藝計算及設備的結構計算3．1標準列管換熱器的選用3．1．1流動途徑由于所用換熱原料都是油類物質，而且原油粘度大，為了減小損失和充分利用柴油的熱量，采用柴油走管程，原油走殼程。3.1.2物性參數的確定柴油進口溫度t:170°C 由wc(T-T)=wc(t-1)得h1 hph1 2cpc2 134000x2.48x103(175-T)x0.95=44000x2.2x103(110-70)推出T=127°C22定性溫度T此二(175+127)/2=151C柴冷卻介質：原油進口溫度t:70C出口溫度t:110Cc1c2叭=(7°+110)/2=9°°C密度P(Kg?M-3)粘度嘰mPas)比熱C(kj.kg-]?K-1)p導熱系數入（％k）原油8156.652.20.119柴油7150.642.480.1333．1．3熱負荷的計算w二34000/3600二9.44kg/s w二44000/3600二12.22kg/shc熱負荷：Q=WC(t-t)二9.44X2.48X103X(175—127)=1.12X106J/s(3—1)hhp.hh1h23．1．4換熱器形式的確定t—t=151-90=61°C>50°C???選用浮頭式換熱器m柴m導浮頭式換熱器兩端的管板，一端不與殼體相連，該端稱浮頭。管子受熱時，管束連同浮頭可以沿軸向自由伸縮，完全消除了溫差應力。3.2估算傳熱面積3.2.1平均傳熱溫差先按純逆流計算因為At二65At二57 65F57=1.14<2所以At二(At+At)/2=(65+57)/2=61rm123.2.2傳熱面積由物料粘度查表加上經驗假設K=228w/所以A二Q/KAt=1.12X106/(228X61)=80.53m3.3工藝尺寸結構3.3.1管徑和管內流速選用Q25X2.5mm較高級冷拔傳熱管(碳鋼)。取管內流速u=1.3mi/s3.3.2管程數和傳熱管數根據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數n二V/0.785dun=9.44/715X0.785X0.022X1.3=35根is ii按單管程計算，所需的傳熱管長度為L二A/3.14dn=80.53/(3.14X0.025X35)=29.31mo按單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構，根據本設計實際情況，采用非標設計，先取傳熱管長L"=7.3M則該換熱器的管程數為N二L/L=29.31/7.3=40.1 ~4(管程)傳熱管總根數：N二35X4=140(根)3.3.3平均傳熱溫差校正及殼程數平均溫差校正系數P=(110-70)/(175-70)=0.38R= (175-127)/ (110-70)=1.2按單殼程，四管程，查圖得9 =0.92At平均傳熱溫差：A=申A=0.92X61=56.12°Ctm Att逆由于平均傳熱溫差校正系數大于0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。3.3.4傳熱管排列和分程方法采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列，取管心距t=1.25d則ot二1.25X25=31.25 ?32mm隔板中心到離其最近一排管中心距離為S=t/2+6=32/2+6=22mm各程相鄰管的管心距為22X2=44mm管束的分程方法，平行分程，分為兩束，上下各為七十根。3.3.5殼體內徑采用四管程結構，取管板利用率 耳=0.65殼體內徑為D二1.O5QN/耳=1.05X32XJ40/0.65=493.11mmi '按卷制殼體的進級檔，取D=500mm3.3.6折流板 i采用弓形折流板,取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為h"=0.25X500=250mm采用水平裝配，因為水平裝配可造成流體的強烈擾動，傳熱效果好。折流板間距h:取折流板間距h=0.3D，則h=0.3X500=150mmi折流板數N=傳熱管長/折流板間距一1=7.3/0.15-1=47.67~B47 (塊)3.3.7其他附件拉桿數量與直徑查表知：本換熱器內徑為500mm，故其拉桿直徑為①12,拉桿數量不得少于4個。3.3.8接管殼程流體進出口接管：取接管內流體流速為u=1.8m/s,則接管內徑為i d=(4V/3.14u)=<4X12.22/815x3.14x1.8=0.1m" s i管程流體進出口接管：取接管內流體流速為u=2m/s，則接管內徑為 idr4x9.44/3.14x715x2=0.092m23.4換熱器核算3.4.1管程對流傳熱系數a二0.023九/dR0.8P0.4i ieir管程流體截面積為A二0.785x0.022x140/4二0.02i管程流體流速為u=9.44/715x0.02=0.66m/si雷諾數為R=0.02x0.66x715/0.64x10-3二14750ei普蘭特數為P二2.48x103x0.64x10-3/0.133二11.93r所以a二0.023九/dRP0.4=0.023X0.133X147500.8X11.930.33/0.22=891.74w/i ieir3.4.2殼程對流傳熱系數殼程流體截面積d 25A=hD(1—一)=0.15x0.5x(1- )=0.016m2it 32殼程流體流速12.22u= =0.94m/so815x0.016當量直徑為4(0.866x0.032-0.785x0.025Q3.14x0.025雷諾數為dpuR—―e—oo

eo 卩雷諾數為dpuR—―e—oo

eo 卩o0.02x815x0.946.65x10-3—2304黏度校正（土）0」4 Mw普蘭特數為ProC卩pot九o2.2x103x6.65x10-3 —122.940.119所以：—0366 X(2304)0-55X(122-94)1—740-92昨玄3.4.3污垢熱阻和管壁熱阻的確定污垢熱阻R=R=0.0002(w(m2-°C)),dido管壁熱阻R—b/九 又壁溫為ww1t-t1 1t-T1 1t-901 1151-t1 w —w ^得 w — w

1/a+R1/a-R1/891.74+0.00021/740.94+0.0002isi oso所以t=123°C查表碳鋼導熱系數九-48.04w/(m-C)wR=0.0025/48.04=0.00005m^C/w3.4.5總傳熱系數的計算總傳熱系數11+Rsod11+Rsod+Ro+

sidibdo—九wdmd+ o—adii1 +0.0002+0.00005x互+0.0002x25+ 25—740.92 22.5 20 891.74x20K=306W(m2?°C)傳熱面積裕度：所需的傳熱面積QKAtQKAtm1.12x106306x56.1265.22m2該換熱器的實際傳熱面積為：S實=3.仏0.0冷7340=嘰小二22.99%S—S 80.22-二22.99%實需二——S 65.22需即傳熱面積有22.99%的裕量,計算表明所選換熱器的規格可用.能完成生產任務。3．5核算壓強降3.5.1管程壓強降AP二(AP+AP)NNFt i rspsTOC\o"1-5"\h\z取N=1 N=4 F=1.4spse 02由R=14750,傳熱管相對粗糙度一二02二0.01，查圖得九二0.04，流速ei d20 iu=0.66m/s,p=715Kg/m3，所以iiAP=XilAP=Xilpu2i―i—d2i=0.04x，0.02715x0.6622=2273.6Pag為阻力系數，一般情況下取3APAP=3xr715xO.6622總阻力AP=(2273.6+467.18)X1X4X1.4二1.5x104Pa< 0.3att管程流體阻力在允許范圍之內3.5.2殼程壓強降AP=(AP+AP)FN其中N=1,F=1.15soissss流體流經管束的阻力：Pu2AP=FfN(N+1)ooo o TCB2F=0.3f=5x2304-0.228=0.855oN=1.1N0.5=1.1x1400.5=13TCTN=--N=--1=空-1=47bh 0.15V= 1222h(D-nd)815<0?15x(0?5-13x0?025ico=0.57m/s,P=815Kg/m3o(3-29)AP=0.3x0.855x13x(47+1)815x0.572=2.0x104Pao2流體經過折流擋板缺口的阻力：APi=Nb(3.5-罟)Pu2——o——o—2(3-30)h=0.15m, D=0.5mAP=47x(3.5-2x0.15)x815x0.572=0.58x104Pai 0.5總阻力AP=(2.0+0.58)x104x1x1.15=2.96x104Pa<0.3ats以上所求的壓強降均在所要求的范圍內，所以合適3.6設計結果一覽表3—1標準換熱器主要結構尺寸和計算結果主要計算結果管程殼程流速/(m/s)0.660.94對流傳熱系數/[w/(m2?k)]891.74740.92污垢熱阻/(m2?k/w)0.00020.0002阻力/Pa1500029600熱負荷/w1120000平均溫度差廠c56.12總傳熱系數/[w/(m2?k)]306裕度/%22.99%參數管程殼程進/出口溫度/c175/12770/110壓力/Pa3000030000物性定性溫度/c15190密度/kg/m3715815比熱容/[kJ/(kg?k)]2.482.2粘度/(Pa?s)0.000640.00665熱導率/[w/(m?k)]0.1330.119普朗特數 11.94 122.93參數管程殼程設備結夠參數形式浮頭式臺數1殼體內徑/mm500殼程數1管徑/mm?25X2.5管心距/mm32管長/mm7300管子排列三角形傳熱面積/m280.22折流板數/個47管數目/根140折流板間距/mm150管程數4材質碳鋼參考文獻[1]《化工原理》（上冊）修訂版.夏清陳常貴主編.天津:天津大學出版,2005[2]《化工設備設計手冊》.潘國昌、郭慶豐主編.北京:清華大學出版社,1988[3]《化工流體流動與傳熱》.張國亮主編.北京:化學工業出版社,1992[4]《化工工藝制圖》.周大軍揭嘉主編.北京:化學工業出版社,2003[5]楊長龍徐功娣國振雙編.《化工原理課程設計》.哈爾濱:哈爾濱工程大學出版社,20101[6]《工程制圖》.朱泗