换热器设计说明书

设计任务和设计条件
某生产过程的流程如图所示。

反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶性组分。

已知混合气体的流量为237301kg h ，压力为6.9MPa ，循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环29℃，出口的温度为39℃，试设计一列管式换热器，完成生产任务。

物性特征：混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度 31/90m kg =ρ
定压比热容 1p c =3.297kj/kg ℃
热导率 1λ=0.0279w/m
粘度 Pas 51105.1-⨯=μ
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度 1ρ=994.3㎏/m 3
定压比热容 1p c =4.174kj/kg ℃
热导率 1λ=0.624w/m ℃
粘度 Pas 3110742.0-⨯=μ 确定设计方案
1． 选择换热器的类型
两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。

2． 管程安排
从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。

但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，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。

浮头式换热器介绍
浮头式换热器的特点是有一端管板不与外壳连为一体，可以沿轴向自由浮动。

这种结构不但完全消除了热应力的影响，且由于固
定端的管板以法兰与壳体连接，整个管束可以从壳体中抽出，因此便于清洗和检修。

故浮头式换热器应用较为普遍，但它的结构比较复杂，造价较高。

确定物性数据
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。

故壳程混和气体的定性温
度为
T=
260
110 =85℃管程流体的定性温度为
t=342
2939=+℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数
据。

对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。

若不具
备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然
后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。

混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度 31/90m kg =ρ
定压比热容 1p c =3.297kj/kg ℃
热导率 1λ=0.0279w/m
粘度 1μ=1.5×10-5Pas
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度
1ρ=994.3㎏/m 3 定压比热容 1p c =4.174kj/kg ℃
热导率 1λ=0.624w/m ℃
粘度 1μ=0.742×10-3Pas
算传热面积
1． 热流量
Q 1=1
11t c m p ∆ =237301×3.297×(110-60)=3.91×107kj/h =1.086×107kw
2.平均传热温差 先按照纯逆流计算，得
m t ∆=K 3.4829
6039110ln )2960()39110(=----- 3.传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K 值。

假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为 Ap=2717183
.4832010086.1m t K Q m =⨯⨯=∆
4.冷却水用量 m=i pi t c Q ∆1=h kg s kg /
5.936655/2.26010
10174.410806.137
==⨯⨯⨯
工艺结构尺寸
1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u 1=1.35m/s 。

2．管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns=36.61735
.102.0785.03.9942.260422=⨯⨯÷=u d V
i π
取618根 按单程管计算，所需的传热管长度为 L=m n d A s o p
8.14618
025.014.3718≈⨯⨯=π 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。

根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m ，则该换热器的管程数为
Np=27
25.14≈=l L 传热管总根数 Nt=642×2=1236
3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a ）和
式（3-13b ）有 R=
5293960110=-- P=124.029
1102939=-- 按单壳程，双管程结构，查图3-9得
96.0=∆t ε
平均传热温差 46.448.30.96=⨯=∆=∆∆塑m t m t t ε℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。

4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。

见图3-13。

取管心距t=1.25d 0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相邻管的管心距为44㎜。

管数的分成方法，每程各有传热管642根，其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。

5．壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。

取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为
D=1.05t mm N T 9.14117.0/12363205.1/=⨯=η 按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm
6．折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
H=0.25×1400=350m
取折流板间距B=0.3D ，则 B=0.3×1400=420mm ，可取B 为450mm 。

折流板数目N B =
1414.5145070001≈=-=-折流板间距传热管长 7．其他附件
拉杆数量与直径按表选取（换热管Ф25=> 拉杆Ф16 换热管700根 =>拉杆16根）
壳程入口处，应设置防冲挡板
8．接管
壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u 1=10m/s ，则接管
内径为
053.01014.3)903600/(23730144V D 1=⨯⨯⨯==πμ
m 圆整后可取管内径为300mm 。

管程流体进出口接管：取接管内液体流速u 2=2.5m/s ，则接管内
径为
m 364.05
.214.3)3.9943600/(5.93665542=⨯⨯⨯=D 圆整后取管内径为360mm
换热器核算
1． 热流量核算
（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见式（3-22） 14.03155.0010)(Pr Re 36
.0w e d μμλα= 当量直径，依式（3-23b ）得
e d =
m d d t o o 02.0]423[422=-ππ 壳程流通截面积，依式3-25 得 1427.0)32
251(1450450)1(=-⨯=-=t d BD s o o 壳程流体流速及其雷诺数分别为 s m u o /1.51427
.0)903600/(237301=⨯= 612000105.1905102.0Re 5=⨯⨯⨯=
-o 普朗特数 773.10279
.0105.110297.3Pr 5
3-⨯⨯⨯= 粘度校正
1)(14.0≈w μμ K m w o ⋅=⨯⨯⨯=23155.0/5.925773.161200002
.00279.036.0α
（2）管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有 4.08.0Pr Re 023.0i i i d λ
α= 管程流体流通截面积
194.02123602.0785.02=⨯⨯=i S 管程流体流速
s m u i /295.11982.0)3.9943600/(5.936655=⨯=
8.34706)10742.0/(3.994295.102.0Re 3=⨯⨯⨯=-
普朗特数
96.4624.010742.010174.4Pr 3
3=⨯⨯⨯= k m w i ./584096.48.3470602
.0624.0023.024.08.0=⨯⨯⨯=α （3）污垢热阻和管壁热阻 按表3-10，可取
管外侧污垢热阻 w k m R o /0004.02⋅=
管内侧污垢热阻w k m R i /0006.02⋅=
管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m ·K)。

所以w k m R w /00005.050
0025.02⋅== （4） 传热系数c K 依式3-21有 k m w R d d R d d R d d K o o m o w i o i i i o ⋅=++++=2c /402)1(1
αα
（5）传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac 为
27
16.5824
.4640210086.1m t K Q A m e c =⨯⨯=∆= 该换热器的实际传热面积为Ap
23.68112367025.014.3m lN d A T o p =⨯⨯⨯==π 该换热器的面积裕度为 %95.166
.5826.5823.681=-=-=c c
p A A A H 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2． 壁温计算
因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-
42计算。

由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。

为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。

另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。

但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。

计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。

于是，按式4-42有 n
c n m c
w t T t αααα11m
++= 式中液体的平均温度m t 和气体的平均温度分别计算为
=m t 0.4×39+0.6×15=24.6℃ =m T (110+60)/2=85℃ ==i c αα5872w/㎡·k ==o h αα921.5w/㎡·k 传热管平均壁温 9.32=w t ℃
壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。

壳体壁温和传热管壁温之差为 1.529.3285=-=∆t ℃。

该温差较大，故需要设温度补偿装置。

由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。

3．换热器内流体的流动阻力 （1）管程流体阻力 s p s r i t F N N p p p )(∆+∆=∆
1=s N , 2=Np , 2
2
u d l p i i
i ρλ=∆ 由Re=34706.8，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得04.0=i λ，流速u=1.302m/s,
3/3.994m kg =ρ,所以，
Pa p i 8.117982
3.994302.102.070
4.02=⨯⨯⨯
=∆
Pa u p r 44.25282302.13.994322
2
=⨯⨯==∆ρζ
Pa p 726.429815.12)44.25288.11798(1=⨯⨯+=∆
管程流体阻力在允许范围之内。

（2）壳程阻力 按式计算
s s i o s N F p p p )(∆+∆=∆ , 1=s N , 1=s F
流体流经管束的阻力
2
)
1(2
o B TC o o u N N Ff p ρ+=∆
F=0.5
2397.06120005288
.0=⨯=-o f
07.3912621.11.15.05.0=⨯==T TC N N 14=B N s m U O /03.5=
=∆o p 0.5×0.2397×38.6×(14+1)×
29.4902⨯
=74976a
流体流过折流板缺口的阻力
2
)25.3(2
o B i u
D B N p ρ-=∆ , B=0.45m , D=1.4m
7.453592
06.590)4.145.025.3(142
=⨯⨯⨯-⨯=∆i p Pa
总阻力
=∆s p 74976+43553=1.2×610Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。

参考文献：
1. 化工设备设计手册（上册）化学工业出版社
2．刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989年。

3． GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式
4． GB150——98钢制压力容器
5．机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社 1992年。

6．杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980
7．化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。