第1章绪论第1章绪论1.1 课题背景换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。

管壳式换热器是目前应用最为广泛的换热设备。

它具有明显的特点，即结构坚固、可靠性高、适应性广、易于制造、处理能力大、生产成本低、选用的材料范围广、换热表面的清洗比较方便、能承受较高的操作压力和温度。

在高温、高压和大型换热器中，管壳式换热器仍占绝对优势，是目前使用最广泛的一类换热器。

1.2 国内外研究动态由于能源的日趋紧张，全球环境气温的不断升高，环境保护要求的提高给换热器及高温高压换热器带来了日益广阔的应用前景。

国外主要是大型的传热研究公司在从事这方面先进技术的研究与推广应用。

美国传热研究公司（Heat Transfer Research Inc.）即HTRI，是1962年发起组建的一个国际性研究机构，取得了大量的成果，积累了丰富的换热器技术经验，在传热机理、两相流、振动、污垢、模拟和测试技术方面作出了巨大贡献。

近年来，该公司在计算机应用软件开发发展很快，所开发的网络优化软件、各种换热器工艺设计软件计算精确准确，不仅节省了人力、提高了效率，而且提高了技术经济性能。

目前国内近20多家都成为了HTRI 会员。

英国的传热及流体服务中心（Heat Transfer and Fluid Flow Service）即HTFS，于1967年成立，长期从事传热和流体的研究，所累积的经验和研究成果不仅应用于原子能工业，而且用于一般工业，研究成果显著。

在传热和流体计算上更精确，开发的HTFS和TASC各类换热器微机计算软件得到广泛应用。

国内各研究机构和高等院校不断出现新的研究成果，在强化热软件方面华南理工大学相继开发了表面多孔管、螺旋槽管和纵横管等；天津大学在流1燕山大学里仁学院毕业设计（论文）路分析法和振动等方面研究成果显著；清华大学在板片传热方面有深入的研究；西安交通大学在板翅式换热器研究方面取得初步成果；重庆建工学院开发出翅管换热器；在强度软件方面化工设备技术中心站开发出SW6；在液压涨管方面江苏化工学院开发出液压胀管器；兰州石油机械研究所率先开发出板式换热器、冷凝器蒸发器，螺旋板、板壳式、螺旋管、折流杆、外导流筒换热器、高效重沸器、新结构高效换热器、表面蒸发空冷器和板式空冷器等一系列高效换热器，近年来又在强度软件上开发出LansysPV，在CAD软件上开发出浮头式LansysHU等系列CAD软件，含标准图2000多套；中国石化工程建设公司与兰州石油化工机械厂联合开发出螺纹锁紧环换热器，这些技术成果为国民经济的快速发展，为我国石油和化工工业的发展起到了决定作用，也使全国的传热技术水平步入了国际先进水平。

1.3 选题的依据和意义20世纪80年代以来，换热器技术飞速发展，带来了能源利用率的提高。

各种新型、高效换热器的相继开发与应用带来了巨大的社会经济效益，能源日趋紧张、全球气温的不断升高和环境保护要求的提高给换热器、空冷式换热器和高温、高压换热器带来了日益广阔的应用前景，节能设备的开发与应用备受世界瞩目。

各国政府、研究机构和企业都加大了投入资金力度，在未来几年内换热器技术会有很大的发展空间。

近年来，随着制造技术的进步，强化换热元件的开发，使得新型高效换热器研究有了较大发展，根据不同的工艺条件与工况设计制造了不同结构形式的新型换热器，也取得了较大的经济效益。

故我们在选择换热装备是一定要根据不同的工艺、工况要求选择。

换热器的作用可以是以热量交换为目的。

在既定的流体之间，在一定时间内交换一定数量的热量；也可以是以回收热量为目的，用于余热利用；也可以是以保障安全为目的，即防止温度升高而引起压力升高造成某些设备被破坏，所以换热器在当今时代具有伟大意义。

2第2章 工艺计算第2章 工艺计算2.1工艺条件设计一台卧式列管换热器，将质量流量为120吨/小时的苯-甲苯（X1=0.4）混合液从20℃加热到94℃，加热介质采用0.4MPa 绝压的饱和水蒸汽，冷凝液在饱和温度下排出，要求换热器的管压降小于70kPa 。

2.2 试算并初选换热器规格2.2.1定性温度及物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值 壳程水蒸汽温度的定性温度为℃4.14324.1434.143=+=T （400kPa 绝压下的水蒸汽T=143.4℃）管程流体的定性温度为T =5729420=+℃ 根据定性温度，分别查取有关物性数据 水蒸汽在143.4℃下的有关物性数据如下密度 o ρ=2.162 kg/m3 定压比热容poc =1.9174 kJ/(kg ·℃)导热系数 o λ=0.0247521 W/(m ·℃) 黏度 o μ=1.14×10－5 Pa ·S 液化热 r =2138.5kJ/kg 苯-甲苯混合液（X1=0.4）在57℃下的物性数据如下 密度 i ρ=834.5295716 kg/m3燕山大学里仁学院毕业设计（论文）4 定压比热容pi=1.686 kJ/(kg ·℃)导热系数 i λ=0.123438163 W/(m ·℃) 黏度 i μ=3.93×10－4 Pa ·s2.2.2确定计划方案选择换热器类型两流体温度变化情况：热流体（水蒸汽）进口温度143.4℃，出口温度143.4℃；冷流体（苯-甲苯）进口温度20℃，出口温度94℃。

估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用浮头式换热器。

流动空间及流速的确定由于饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出；苯-甲苯混合液走管程。

2.2.3 计算传热量热流量Wt t C W Q pi c 31191001686)2094(36001090)(312=⨯-⨯⨯=-⋅=水蒸汽流量s kg r Q W h /45855.1102138.531191003=⨯==平均传热温度℃889475.693.393.113ln 3.393.113ln 2121=-=∆∆∆-∆=∆t t t t t m传热面积，根据流体情况，假设()℃⋅=2500W/K m 2'24m 89.258681689475.695003119100=⨯=∆=m t K Q S第2章 工艺计算52.2.4工艺结构尺寸由浮头式（内导流）换热器的基本参数表*查得若选用该型号换热器，则要求过程的总传热系数为41484.56788500=∆=mt S QK2.2.5换热器核算1、核算压强降 管程流动阻力管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。

即()pt t N F P P P 21∆+∆=∑∆t F 为管程结垢校正系数，量纲为1，对φ25×2.5mm 的管子内流速可近似取1.4。

管程流体通截面积22262m 0.04209734226802.0414.324=⨯⨯==s ii n d A π管程流体流速61m/s0.711554970.0421834.53360010903=⨯⨯⨯==i s i A V u燕山大学里仁学院毕业设计（论文）6 7230219.54061093.3Re 4-=⨯==μi i i设管壁粗糙度005.0201.0,1.0===id mm εε，查图得035.0=λ所以74Pa1663.7169420.712834.53015.05.4035.02221=⨯⨯⨯==∆u d L p ρλ 633.8Pa2712.053.834323222=⨯⨯==∆u p ρ()()6892.5Pa 24.18.63372.166321=⨯⨯+=∆+∆=∑∆p t t N F P P P管程流动阻力小于70kPa ，符合设计条件。

2、热流量核算 ①壳程对流传热系数蒸汽在水平管束外冷凝，可采用凯恩（Kern ）估算式，根据两流体温度与传热系数，假设tw=115℃())4648.6W/(m 0.1153.1331019.2019.0268101.216881.93302.9350.6862725.0725.0241432323413223℃⋅=⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛∆=t u d n gr o o ρλα②管程对流传热系数()湍流30219.5Re =i普兰特准数5.368330.123438160.0003931686.1354Pr =⨯==λμp i C()℃⋅=⨯⨯⨯==20.40.84.08.0m 1067.4W/ 5.368330219.502.00.123438023.0Pr Re 023.0iiii i d λα第2章 工艺计算7()℃⋅=+⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=++++=--254m 66W/573.3640614648.611060.802.084.48025.00025.002.0025.01072.10.021067.4025.0111oo m o i o i i i o Rs d bd d d Rs d d K αλα③传热系数K 查表知污垢热阻/Wm 1072.124-⨯=i Rs ，/W m 1060.825-⨯=o Rs 管壁导热系数 )W/(m 85.48℃⋅=λ18.141484.56788566573.3640610≈=K K 25.115.1≤≤oK K故此换热器合适。

④传热面积裕度传热面积277.84m 69.88947573.363119100=⨯=∆=m c t K Q A该换热器的实际传热面积A290.12m)13284(5.4025.014.3=-⨯⨯⨯==l d n A o π则该换热器的面积裕度按式15.79%%10084.7784.7712.90%100=⨯-=⨯-=C C A A A HA /C A =84.7712.90=1.1578在1.15～1.25范围内，传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。

故该换热器合适。

燕山大学里仁学院毕业设计（论文）8 3、壁温核算因管壁很薄，且管壁热阻很小，故壁温可按式=+++⎪⎪⎭⎫⎝⎛++⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=h hc c h h m c cm w R h R h R h t R hT t 1111计算。

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小。

计算中应按最不利的操作条件考虑，因此取两侧污垢热阻为零计热。

于是上式变为h c hmcm w h h h t h T t 11++= 气体平均温度()℃4.1434.1434.14321=+=m T液体平均温度（端流）℃6.49206.0944.0=⨯+⨯=m t()℃⋅==2m 1067.36W/i C h α()℃⋅==2h m 4648.62W/o h α带入计算得 ℃7.117=w T 与凯恩式中假设相差不大，故假设合适。