管壳式热交换器

课程设计说明书
壳管式换热器设计
专业：热能与动力工程
班级：11-03班
姓名：***
学号：************
摘要
热交换器是指以传热内主要过程(或目的)的设备。

在工业中的有些设备，例如制冷设备、精馏设备等，在其完成指定的生产工艺过程的同时，都伴随着热的交换.但传热并非它们的主要目的，对它们的研究就不属于热交换摇的范畴。

本次设计的煤油冷却的管壳式换热器，设计用冷却水将煤油由180℃冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为10t/h，且允许压强降不大于100kPa。

操作条件是：1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃；
（2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃。

煤油冷却的管壳式换热器设计包括：管壳式热交换器的结构计算；管壳式热交换器的结构计算；管壳式热交换器的传热计算；管壳式热交换器的流动阻力计算；管壳式热交换器的合理设计等内容。

由于时间的原因我们没有进行关于管壳式热交换器的流动阻力计算。

关键词：管壳式换热器
目录
1 绪论 (01)
1.1 管壳式热交换器的类型 (01)
1.1.1固定管板式热交换器 (01)
1.1.2 U形管式热交换器 (01)
1.1.3浮头式热交换器 (02)
1.1.4填料函式热交换器 (03)
1.2 管壳式热交换器的标准 (06)
1.3 管子在管板上的固定与排列 (07)
1.3.1 管子在管板上的固定 (07)
1.3.2 管子在管板上的排列 (07)
2 工程概况和设计参数计算 (06)
2.1 工程概况 (10)
2.2 参数计算 (10)
2.2.1 流体的物性参数 (10)
2.2.2 传热量及平均温差 (11)
2.2.3 估算传热面积及传热面结构 (12)
2.2.4 管程计算 (13)
2.2.5 壳程结构及壳程计算 (13)
2.2.6 需要的传热面积 (17)
3 总结 (19)
4致谢 (20)
5参考文献 (21)
管壳式换热器设计论文
- 1 -
1.绪论
1.1管壳式热交换器的类型
管壳式热交换器按其结构的不同一般可分固定管板式、U 形管式、浮头式和
填料函式四种类型。

1.1.1固定管板式热交换器
热交换器是将管子两端固定在位于壳体两端的固定管板上，由于管板与壳体
固定在一起，所以称之为固定管板式热交换器。

与后述几种相比，它的结构比较
简单，重里轻，在壳程程数相同的条件下可排的管数多。

但是它的壳程不能检修
和清洗，因此宜于流过不易结垢和清洁的流体，当管束与壳体的沮差太大而产生
图1.1 具有膨胀节的热交换器
不同的热膨胀时，常会使管子与管板的接口脱开，从而发生流体的泄漏.为避免
后患可在外壳上装设膨胀节，如图1. 1所示.但它只能减小而不能完全消除由于
温差而引起的热应力，且在多程热交换器中，这种方法不能照顾到管子的相对移
动。

1.1.2 U 形管式热交换器
U 形管式热交换器(图1.2)的管束由U 字形弯管组成.管子两端固定在同一块
管板上，弯曲端不加固定，使每根管子具有自由伸缩的余地而不受其他管子及壳
体的影响。

这种热交换器在需要清洗时可将整个管束抽出，但要清除管子内壁的
污垢却比较困难。

因为弯曲的管子需要一定的弯曲半径，因而在制造时需用不同
曲率的模子夸管，且使管板的有效利用降低，此外，损坏的管子也难于调换，U
形管管束的中心部分空间对热交换器的工作有着不利的影响。

由于这些缺点的存
在，使得它的应用受到很大的限制
.
图1.2 U形管热交换器
1.1.3浮头式热交换器
这种热交换器如图1.3所示。

它的两端管板只有一端与壳体以法兰实行固定连接，这一端称为固定端.另一端的管板不与壳体固定连接而可相对于壳体滑动，这一端被称为浮头端。

因此，在这种热交换器中，管束的热膨胀不受壳体的约束，壳体与管束之间不会因差胀而产生热应力。

这种热交换器在需要清洗和检修时，仅将整个管束从固定端抽出即可进行。

由于浮头位于壳体内部，故又称内浮头式热交换器.它的缺点是，浮头盖与管板法兰连接有相当大的面积，结果使壳体直径增大，在管束与壳体之间形成了阻力较小的环形通道，部分流体将由此处旁通
图1.3浮头式热交换器图1.4填料函式热交换器
而不参加热交换过程。

上述优缺点表明，对于管子和壳体间温差大，壳程介质腐
蚀性强、易结垢的情况，浮头式热交换器能很好适应，但它的结构复杂，金属消耗量多.也使它的应用受到一定限制。

1.1.4填料函式热交换器
这是一种使一端管板固定而让另一端管板可在填料函中滑动的热交换器，其结构如圈1.4所示，实际上它是将浮头傅在壳体外面的浮头式热交换器，所以又称外浮头式热交换器。

由于填料密封处容易泄漏，故不宜用于易挥发、易然、易爆、有毒和高压流体的热交换。

而且由于制造复杂，安装不便，因而此种结构不常采用。

管壳式热交换摇的主要组合部件有前端管箱、壳体和后端结构(包括管束)三部分，详细分类及代号见图1.5，三个部分的不同组合，就形成结构不同的热交换器。

为了搞清管壳式热交换器的一般结构，现以一个浮头式热交换器为例，将它示于图1.6中.这台浮头式热交换器的前端管箱，属于图1.5所示的A型(平盖管箱)，也可用B型(封头管箱).而其壳体是一个单程壳体，属于图1.5中的E 型.其后端结构，是一个钩圈式浮头，属于图1.5中所示的S型。

因而将此热交换器命名为AES浮头式热交换器或BES浮头式热交换器，它的各个零部件名称示于表1.1。

图1.6 AES,BES浮头式热交换器
图1.5 主要部件的分类及代号
表2.1零部件名称表
1.2 管壳式热交换器的标准
由于管壳式热交换器的使用历史悠久，且其结构简单、应用普遍，因而对它的设计、制造、安装、检修和管理都已积累了比较丰富的经验，各国在此基础上形成了各自的标准、规范和规定。

例如美国的TEMA标准，日本的JIS B 8249标准，英国的BS 5500标准以及联邦德国的AD规范等，其中制定年代较早、广为熟知和采用的当推美国管式换热器制造商协会(Tubular Exchanger Manufactures Association)所订的TEMA标准。

我国在管壳式热交换器的设计、制造方面也已有了自己的经脸，随着设计和制造水平的提高，不断进行总结并制订出相应的标准。

在经过多次修订的基础上，国家技术监督局在1989年发布了国家标准《钢制管壳式换热器》（标准号为GB 151- 1989)。

后来，国家技术监督局又在1999年对此标准进行修订，公布了新的标准《管壳式换热器》(标准号为GB 151-1999)，它规定了非直接受火管壳式换热器的设计、制造、检验和验收的要求。

国标GB 151-1999的适用范围为:(1)公称直径DN大于或等于2600mm;(2)公称压力PN大于或等于35 MPa ；(3)公称直径(mm)和公称压力(MPa)的乘积不小于1.75X104。

适用的设计温度范围按金属材料允许的使用温度确定.此标准规定卧式和立式管壳式热交换器型号的表示方法如表1. 2所示。

表1. 2卧式和立式管壳式换热器型号表示法
1.3管子在管板上的固定与排列
管子构成热交换器的传热面，它的材料应根据工作压力、温度和流体腐蚀性、流体对材料的脆化作用及毒性等决定，可选用碳钢、合金钢、铜、塑料、石墨等。

1.3.1 管子在管板上的固定
管子在管板上的固定方法应能保证连接牢固，常用的方法有胀管法与焊接法两种。

在高温高压且其接头在操作中受反复热变形、热冲击和热腐蚀的作用时，为保证其可靠性，有时采取胀焊并用的方法，对于非金属管及铸铁管也采用垫塞法固定.比较先进的还有爆炸胀接法、爆炸焊接法、液压胀管法、黏胀法等等。

胀管法通常能保证连接的严密性，同时易于更换损坏的管子。

胀接接头不仅受温的影响还受到操作压力、材质和其他条件的影响，因而不能简单地判定它的适用范围.且于压力低于4MPa和温度低于30℃的条件下。

因为高温要使管子与管板变;从而引起胀接处的松弛而泄漏，故对高温、高压以及易燃、易爆的流体，比较多的采用焊接法。

另外，当热交换器内压力大于0.6MPa，或当不论何种压力但流体易挥发时，则在胀管前应在管孔中车以小槽，然后将管子胀好，以增加管子拔出时的阻力。

焊接法在高温高压下仍能保持连接的紧密性，对管板孔的加工要求较低，同时比胀管的工艺简便.但它在焊接接头处的热应力可能造成应力腐蚀和破裂，同时在管孔和管子间存在的间隙处也可能产生间隙腐蚀。

为免此患，有时可先胀一下之后再焊。

1.3.2 管子在管板上的排列
在确定管子在管板上的排列方式时，应该考虑下列原则：
(1)要保证管板有必要的强度，而且管子和管板的连接要坚固和紧密;
(2)设备要尽量紧凑，以便减小管板和壳体的直径，并使管外空间的流通截面减小，以便提高管外流体的流速;
(3)要使制造、安装和修理、维护简便。

这些要求能否满足，关键在于管子的排列方式和管间距的正确选择。

管子的排列方式常用有:等边三角形排列(或称正六角形排列)法、同心圆排列法和正方形排列法，如图1.7所示。

图1.7管子在管排上的排列
按等边三角形排列时，流体流动方向与三角形的一条边垂直，最内层六边形的边长等于S，通常在管板周边与六边形的边之间的六个弓形部分内不排列管子，但当层数a>6时，则在这些弓形部分也应排列管子，这时最外层管子的中心不应超出最大六边形的外接圆周。

管子按同心圆排列时，管距s既为两层圆周之间的距离，也作为圆周上管子的间距，但是直线间距和弧形间距稍有差别，因而在圆周上布置管子只取整数，从而采用这种排列方式时，各层圆周上的管间距是不相等的，这就使得管板上的划线、制造和装配都比较困难.这种排列方式的优点是比较紧凑，且靠近壳体处布管均匀，在小直径热交换器中，这种方式的布管数比等边三角形要多。

但当层数>s时，由于六边形的弓形部分可排管子，故等边三角形排列显得有利，且层数越多越有利.同时从前面所提出的简单、紧凑和工艺方面的各项要求来说，等边三角形排列方式也都能得到满足，因而它也是最合理的排列方式。

对于正方形排列，在一定的管板面积上可排列的管数最少，但它易于清扫，故在易于生成污垢、需将管束抽出清洗的场合得到一定的应用，例如在浮头式和填料函式热交换器采用这种排列法是比较多的。

除上述三种方式外，也可采用组合的排列方式，例如在多管程热交换器中，每一程都采用等边三角形排列，而在各程相邻管排间，为便于安装隔板，则采用正方形排列，如图1.8。

值得注意的是，在多管程热交换器中，分程隔板要占一部分管板面积，因而实际排管数必须由作图确定，此外，还有使流体的流动方向与三角形的一条边平行的转角等边三角形排列法以及使流体的流动方向与正方
形的一条对角线垂直的转角正方形排列法，见图1. 9。

图1.8组合排列法 图1.9 转角排列
转角排列在清洗方面的条件与不转角的类似。

对于卧式冷凝器，按转角等边三角形排列时，管板的轴线(指六边形对角线)与水平轴线问比较有利的偏转角。

2. 工程概况和设计参数计算
2.1 工程概况
设计用冷却水将煤油由180℃冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为
10t/h ，且允许压强降不大于100kPa 。

设计任务及操作条件
1、设备形式：管壳式换热器
2、操作条件
（1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃ （2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃
2.2 参数计算
2.2.1 流体的物性参数
由已知条件，选用两台(1-2)型管壳式热交换器串联工作，水的结垢性强，工作压力也较离，故使其在管程流动，而煤油的温度、压力均不高，且较洁净，在壳程流动也是合适的，计算过程和结果如下； t m1=( t 1″
+ t 1′
)
2
(2-01) 式中：
t m1--煤油的定性温度，℃； t 1″
--煤油出口温度，℃； t 1′
--煤油进口温度。

℃ Pr 1 = μ1cp 1λ1 （2-02）
式中：
Pr 1--煤油普兰特数， μ1--煤油黏度，kg/(m ·s)； cp 1--煤油比热，KJ/(kg ·℃)； λ1--煤油导热系数，W/(m ·℃)。

水的普兰特数如上2.2.2 传热量及平均温差
Q=m
1c
p1
(t
1
′-t
1
″)η
L
（2-03）
式中：
Q--传热量，kw；
m
1
--煤油流量，kg/s
t
1
″--煤油出口温度，℃；
t
1
′--煤油进口温度。

℃
cp1--煤油比热，KJ/(kg·℃)；
η
L
--热损失系数。

M
2
=Q/c p2(t2″-t2′) （2-04）式中：
M
2
--冷却水量，kg/s；
Q--传热量，kw；
c
p2
--水的比热，KJ/(kg·℃)；
t
2
″--冷却水出口温度，℃；
t
2
′--冷却水进口温度，℃。

Δt1m·c=(Δt max-Δt min)/In(Δt max-Δt min) （2-05）式中：
Δt1m·c--逆流时的对数平均温差，℃；
Δt max--最大温度，℃；
Δt min—最小温度，℃。

参数P P=(t2″-t2′)/(t1′-t2′) （2-06）参数R R=(t1′-t1″)/(t2″-t2′) （2-07）式中：
t
1
″--煤油出口温度，℃；
t
1
′--煤油进口温度。

℃
t
2
″--冷却水出口温度，℃；
t
2
′--冷却水进口温度，℃。

Δt m=ψΔt1m·c（2-08）式中：
Δt m--有效平均温差，℃；
ψ--温差修正系数；
Δt1m·c--逆流时的对数平均温差，℃。

2.2.3估算传热面积及传热面结构
F′=Q/(K′*Δt m) （2-09）式中：
F′--估算传热面积，m2；
Q--传热量，kw；
K′--初选传热系数，W/(m2·℃)；
Δt m--有效平均温差，℃。

A
t =M
2
/(ρ
2
*ω
2
) （2-10）
式中：
A
t
--管程所需的流通截面，m2；
M
2
--冷却水量，kg/s；
ρ
2
--水的密度，kg/m2；
ω
2
--管程内水的流速，m/s。

n=4A
t /(πd
i
2) （2-11）
式中：
n--每程管数，
A
t
--管程所需的流通截面，m2
平行于流向的管距s
p s
p
=scos30°（2-12）
垂直于流向的管距s
n s
n
=ssin30°（2-13）
式中：
S--管中心距，mm。

2.2.4 管程计算
D2=√M2
ρ.ω(2-14)
式中：
D
2
--管程接管直径，mm；
M2--冷却水量，kg/s；
ρ
2
--水的密度，kg/m2；
ω
2
--管程内水的流速，m/s。

Re2=ω2ρ2d1
μ2
(2-15)
式中：
Re2--管程雷诺数，
ρ
2
--水的密度，kg/m2；
ω
2
--管程内水的流速，m/s。

μ2--水的粘度，W/(m·℃)；
α2=λ2
d i Re20.8Pr20.4∗0.023 (2-16)
式中：
α2--管程换热系数，W/（m2·℃）；
Re2--管程雷诺数，
Pr
2
--水的普兰特数，
λ
2
--水的导热系数，kg/(m·s)。

2.2.5 壳程结构及壳程计算
h=0.25D
s
（2-17）式中：
h--折流板缺口高度，m；
D s --壳体内径，m 。

A wg =
D s
24(0.5θ−(1−
2ℎD s )sin θ
2
(2-18) 式中：
A wg --折流板缺口面积，m 2； D s --壳体内径，m ； θ--折流板的圆心角，度； h--折流板缺口高度，m 。

F c =1
π（π+2（（D s -2h ）D L ）sin (cos −1(D S −2ℎD L
)-2cos −1(
D S −2ℎD L
））) （2-18）
式中：
F c --错流区内管数占总管数的百分数； D s --壳体内径，m ； h--折流板缺口高度，m ； D L --管束外缘直径，m 。

A wt =π
d o 28n t (1−F c )
(2-19) 式中：
A wt --缺口处管子所占面积，m 2； n t --一台管子数，根
F c --错流区内管数占总管数的百分数。

A b =
A wg
-
A wt
(2-20) 式中：
A b --流体在缺口处流通面积，m 2；
A wg--折流板缺口面积，m2；
A wt--缺口处管子所占面积，m2。

A c=I s(D s−D L+(D L−d o))
s(s−d o)
(2-21)
式中：
A c--流体在两折流板间错流流通截面积，m2；
I s--折流板间距，m；
D
--壳体内径，m；
s
D L--管束外缘直径，m；
S--管中心距，mm。

A s=√ A b A c (2-22)
式中：
A s--壳程流通截面积，m2；
A b--流体在缺口处流通面积，m2；
A c--流体在两折流板间错流流通截面积，m2。

（2-23）
D1=√4A s
π
式中：
D1--错流区管排数，排；
A s--壳程流通截面积，m2。

N sw=0.8ℎ
(2-24)
s p
式中：
N sw--每一缺口内的有效错流管排数，排；
h--折流板缺口高度，m；
s p--于流向的管距，m。

F bp=I s(D s−D L+1
2N E I E
)
A C
（2-25）
式中：
F bp--错流面积中旁流面积所占分数，
I s--折流板间距，m；
D
s
--壳体内径，m；
D L--管束外缘直径，m；
I E--折流板间距，m；
N
b
--折流板数目，个；
A c--流体在两折流板间错流流通截面积，m2。

A tb=0.5πd o(d H-d o)(1+F c)n t (2-26) 式中：
A tb--一快折流板上管子和管孔间泄露面积，m2；
F c--错流区内管数占总管数的百分数，
d H--折流板上管孔直径，m；
n t--一台管子数，根。

A s=D s(D s−D L)
2(π−cos−1（1−2ℎ
D s ））
（2-27）
式中：
A s--壳程流通截面积，m2；
D
s
--壳体内径，m；
D L--管束外缘直径，m；
h--折流板缺口高度，m。

Re1=M1d o
μ1A c
（2-28）式中：
Re1--壳程雷诺数，
--煤油流量，kg/s；
m
1
A c--流体在两折流板间错流流通截面积，m2；
μ1--煤油黏度，kg/(m·s)。

j o=j H j C j1j b（2-29）式中：
j o--壳程传热因子；
j H--理想管束传热因子；
j1--折流板泄露校正因子；
j C--折流板缺口校正因子；
j b --旁通校正因子。

G s=M1
（2-30）
A s
式中：
G s--壳程质量流速，kg/(m2·s)；
--煤油流量，kg/s；
m
1
A s--壳程流通截面积，m2。

α1=j o G s c p Pr−23(μ
)0.14（2-31）
μW
式中：
α1 --壳侧换热系数，W/(m2·℃)；
j o--壳程传热因子；
G s--壳程质量流速，kg/(m2·s)；
--水的普兰特数，
Pr
2
μ1--煤油黏度，kg/(m·s)。

2.2.6 需要的传热面积
K=（1
α1+r s.1+r a.2d o
d i
+d0d i
αi
）
−1
（2-32）
式中：
K--传热系数，W/(m2·℃)；
α1 --壳侧换热系数，W/(m2·℃)；
r s.1--煤油污垢热阻，(m2·℃)/W；
r a.2--水垢热阻,(m2·℃)/W。

F=Q
KΔt m
（2-33）式中：
F--传热面积，m2；
K--传热系数，W/(m2·℃)；
Δt m--有效平均温差，℃。

t w1=t m1-K(1
α0
+r s.1)Δt m（2-34）式中：
t w1--检验壳侧壁温，℃；
r s.1--煤油污垢热阻，(m2·℃)/W；
Δt m--有效平均温差，℃。

K--传热系数，W/(m2·℃)。

热交换器在工业生产中的应用极为普遍，例如动力工业中锅炉设备的过热器、省煤器、空气预热格，电厂热力系统中的凝汽器、除氧器、给水加热器、冷水塔。

冶金工业中高炉的热风炉，炼钢和轧钢生产工艺中的空气或煤气预热.制冷工业中蒸汽压缩式制冷机或吸收式制冷机中的蒸发器、冷凝器；制糖工业和造纸工业的糖液蒸发器和纸浆蒸发器，都是热交换器的应用实例。

在化学工业和石油化学工业的生产过程中，应用热交换摇的场合更是不胜枚举。

在航空航天工业中，为了及时取出发动机及辅助动力装里在运行时所产生的大量热量，热交换器也是不可缺少的重要部件。

在各个生产领城中，要挖掘能源利用的潜力，做好节能减排，必须合理组织热交换过程并利用和回收余热，这往往和正确地设计与使用热交换器密不可分。

根据热交换器在生产中的地位和作用，它应满足多种多样的要求一般来说，对其基本要求有:
(1)满足工艺过程所提出的要求，热交换强度高，热损失少，在有利的平均温差下工作。

(2)要有与温度和压力条件相适应的不易遭到破坏的工艺结构，制造简单，装修方便，经济合理，运行可靠。

（3)设备紧凑。

这对大型企业、航空航天、新能源开发和余热回收装置更有重要意义。

(4)保证较低的流动阻力，以减少热交换器的动力消耗。

热交换器的设计运用了热能与动力工程专业相关的大量知识，充分体现了理论应用于实践的，实践依附于理论的道理。

学好专业知识才是创造人生价值的根本。

认真完成课程设计具有很重要的价值和意义。

本次的课程设计是在王老师的悉心指导下完成的，感谢和我一起做毕业设计的同学，感谢他们为我提供支持和帮助，感谢他们学习中和生活中给予我的无私的关心和默默的帮助，感谢王华老师。

5 参考文献
【1】《热交换器原理与设计》史美中,东南大学出版社。

【2】《换热器设计手册》钱颂文、廖景娱,北京，中国石化出版社。

【3】《热工手册》北京：机械工业出版社。

【4】《动力工程师手册》北京：机械工业出版社，1999.7 。

【5】《传热学》杨世铭、陶文铨，高等教育出版社。

【6】《工程热力学》沈维道、童钧耕，高等教育出版社。