目录一、设计方案简介 (3)1.1换热器的概述 (3)1.1.1换热器的分类 (3)1.2列管式换热器的概述 (3)1.2.1列管式换热器的分类 (3)1.2.1.1固定管板式换热器 (3)1.2.1.2浮头式换热器 (4)1.2.1.3填料函式换热器 (5)1.2.1.4U型管式换热器 (5)1.3换热器类型的选择 (5)1.3.1流径的选择 (5)1.3.2流速的选择 (6)1.3.3材质的选择 (7)1.3.4管程结构 (7)二、工艺流程简图 (7)三、工艺计算及主体设备设计 (8)3.1试算并初选换热器规格 (8)3.1.1确定流体通入空间 (8)3.1.2确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的形式 (8)3.1.3计算热负荷Q (9)3.1.4计算平均温差，并确定壳程数 (9)3.1.5初选换热器规格 (9)3.2核算总传热系数K0 (10)3.2.1计算管程对流换热系数 (10)3.2.2计算壳程对流换热系数 (11)3.2.3确定污垢热阻 (11)3.2.4总传热系数 (12)3.3 计算压强降 (12)3.3.1 计算管程压强降 (12)3.3.2 计算壳程压强降 (13)3.4校核壁温 (14)四、换热器主要结构尺寸和计算结果 (14)五、设计感悟 (15)六、参考文献 (16)七、符号说明 (16)附图：工艺流程图以及设备主体图1.设计方案简介1.1换热器的概述换热器（英语翻译：heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。

换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。

1.1.1换热器的分类按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。

根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：间壁式换热器、直接接触式换热器、蓄热式换热器。

间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。

在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。

该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。

间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。

将在后面做重点介绍。

直接接触式换热器又称混合式换热器。

在此类换热器中，冷、热流体相互接触，相互混合传递热量。

该类换热器结构简单，传热效率高，适用于冷、热流体允许直接接触和混合的场合。

常见的设备有凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷凝器等。

蓄热式换热器又称回流式换热器或蓄热器。

此类换热器是借助于热容量较大的固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。

当蓄热体与热流体接触时，从热流体处接受热量，蓄热体温度升高后，再与冷流体接触，将热量传给冷流体，蓄热体温度下降，从而达到换热的目的。

此类换热器结构简单，可耐高温，常用于高温气体热量的回收或冷却。

其缺点是设备的体积庞大，且不能完全避免两种流体的混合。

1.2列管式换热器的概述列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。

它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。

所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。

在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程列管式换热器。

1.2.1列管式换热器的分类1.2.1.1固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。

此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。

通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。

同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。

为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。

但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60～70℃和壳程流体压强不高的情况。

一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

1.2.1.2浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。

其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。

其缺点为结构复杂，造价高。

1.2.1.3填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。

但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。

1.2.1.4 U型管式换热器U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。

管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。

其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。

优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。

1.3换热器类型的选择所设计换热器用于冷却煤油，冷却水用井水，易结垢，易腐蚀管道，所以选用浮头式换热器，浮头便于拆卸、清洗，且煤油走壳程也方便散热，与冷却介质温差较大，也避免产生温差应力产生管道变形。

1.3.1流径的选择在具体设计时考虑到尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热面两侧传热系数接近；在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装置，应尽量减少其冷量损失；管、壳程的决定应做到便于清洗除垢和修理，以保证运行的可靠性。

参考标准：1、不洁净和易结垢的流体宜走便于清洗管子，浮头式换热器壳程便于清洗。

2、腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。

3、压强高的流体宜走管内，以免壳体受压，其中冷却介质循环水操作压力高，宜走管程。

4、饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。

5、被冷却的流体宜走壳程，便于散热，增强冷却效果。

6、需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。

7、粘度大的液体或流量较小的流体，宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。

8、若两流体的温度差较大，传热膜系数较大的流体宜走壳程，因为壁温接近传热膜系数较大的流体温度，以减小管壁和壳壁的温度差。

综合考虑以上标准，因为釜残液为煤油是易燃易爆介质，适宜走管内，这徉，只需管子采用耐高压或耐腐蚀的材料；将冷却水通入壳程空间。

1.3.2流速的选择表2.3.2 换热器常用流速的范围由于增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。

但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。

按实际需要煤油流速在0.5~1.5 m/s，井水在>0.5 m/s为宜。

1.3.3材质的选择列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。

在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。

同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。

目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。

根据实际需要，可以选择使用不锈钢材料。

1.3.4管程结构换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列，如下图所示。

(a) 正方形直列（b）正方形错列(c) 三角形直列（d）三角形错列（e）同心圆排列正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗。

对于多管程换热器，常采用组合排列方式。

每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板。

2.工艺流程简图列管式换热器（浮头式换热器）工艺流程简图3.工艺计算和主体设备设计3.1计算并初选换热器规格3.1.1、确定流体通入的空间因为釜残液为煤油是易燃易爆介质，适宜走管内，这徉，只需管子采用耐高压或耐腐蚀的材料；将冷却水通入壳程空间。

3.1.2、确定流体的定性温度、物性数据，并选择换热器的形式 釜残液煤油的入口温度T 1=102 o C ，出口温度T 2=40 o C ； 冷却水井水的入口温度t 1=20 o C ，出口温度t 2=40 o C煤油的定性温度()C o m T 714010221=+=冷却水的定性温度()12040302o m C t =+=两流体的温度差C o m m t T 41==-表1. 两流体在定性温度下的物性数据如下温度/o C密度ρ/Kg.m -3 粘度μ/mPa.S比热容Cp/KJ.Kg -1.o C -1 导热系数λ/W.m-1.o C -1 0.54 4.190.662井水 30995.7 0.80074.174 0.618表1流体物性3.1.3、计算热负荷Q按釜内残液煤油计算()()736122210 4.191010240 2.29610330243600h h Q Cp W T T ⨯=-=⨯⨯⨯-=⨯⨯⨯w 忽略换热器的热损失，那么水的流量可以用热量恒算来求得：()6312 2.2961027.5/() 4.174104020c Q W kg h Cp t t ⨯===-⨯⨯- 3.1.4、计算平均温差，并确定壳程数逆流温差：()()10240402037.110240ln4020o m t C ---'∆==--122110240 3.14020T T R t t --===--，211140200.24410220t t P T t --===-- 由R 与P 的值查图，如下图图.2 PR 值图得到ϕ=0.85，故换热器为单壳程的列管式换热器，且有： 0.8537.131.5o m m t t C φ'∆=∆=⨯=。

3.1.5、初选换热器规格管内为有机液体煤油，管外为水，K 值范围在280~800W/(m 2.o C) 初选K 0=600W/(m 2.o C)，且产量不算太大，故初选换热器的规格如下：表. 2 初选换热器规格壳径D 600mm 计算换热面积S 130m 2 管程数Np 4 管数n 368 管长L 6m管子直径192mm ϕ⨯（不锈钢管）管子排列方法正三角形换热管的实际传热面积：20131S m =该换热器所要求的总传热系数为：6200 2.29610556.513131.5o m Q K W m C S t ⨯===⋅∆⨯3.2、核算总传热系数0K3.2.1、计算管程对流换热系数i α因为742210 2.7781033024h kg W h ⨯==⨯⨯；432.7781028.2986hh W m V h ρ⨯===；2228.20.484368 3.140.01536004444hi i V m u sn d π===⨯⨯⨯⨯，在常用的0.2~0.75m/s 内39860.4840.015Re 132********.5410i i i i i u d ρμ-⨯⨯===>⨯； s mPa .2<μ；418.3662.01054.01019.4Pr 33=⨯⨯⨯==-iii Cp λμ在0.6~160之间；且6500.021ld =>，故有：()0.80.30.80.320.6620.023Re Pr 0.02313202 3.4182913.0.015o ii iW m C d λα=⨯=⨯⨯⨯=3.2.2、计算壳程对流换热系数0α壳程14.03/155.000Pr Re 36.0⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=w ed μμλα其中：0λ----------壳程流体的热导率，W.m-1.o C -1e d ---------当量直径，m0Re ----------管外流动雷诺数；μ----------流体在定性温度下的粘度Pa.s ；w μ--------流体在壁温下的粘度，Pa.s对于19mm 的管子，t=25mm；按三角形排列，故222200 3.140.01944440.0173m 3.140.019e d d d ππ⎫⎫--⨯⎪⎪⎝⎭⎝⎭===⨯ 2000.01910.30.610.0432m 0.025d A hD t ⎛⎫⎛⎫=-=⨯-= ⎪⎪⎝⎭⎝⎭ 那么000.02750.637m s 0.0432s V u A === 故400060995.70.6370.0173Re 1.3710800.710e u d ρμ-⨯⨯===⨯⨯在2x(103~106)之间； 36004.17410800.710Pr5.4080.618Cp μλ-⨯⨯⨯===在0.6~160之间；其中μϕμμ=⎪⎭⎫ ⎝⎛14.0w 液体被加热时，取μϕ=1.05，0.140.551/340.551/30000.6180.36Re Pr 0.36(1.3710) 5.408 1.050.0173w ed λμαμ⎛⎫=⨯=⨯⨯⨯⨯⨯ ⎪⎝⎭ 424.4610o W m C =⨯⋅3.2.3、确定污垢热阻3200.310S R m K W -=⨯⋅，425.810Si R m K W -=⨯⋅3 .2.4、总传热系数由于管内流动的是煤油，易燃且具有腐蚀性，故采用不锈钢管，W K m w ⋅=25.16λ，因此0000011αλα++++=S w w i Si i i R d bd d d R d d K43119190.0021911.72100.58102913151516.5154460--=⨯+⨯++⨯+⨯⨯2628o W m C =⋅而换热器要求的总传热系数为2556.5o W m C ⋅ 故安全系数628556.512.9%556.5-=3.3计算压强降。