煤油冷卻器的設(shè)計換熱器畢業(yè)設(shè)計

1、遼寧石油化工大學(xué)職業(yè)技術(shù)學(xué)院化工機械系畢業(yè)設(shè)計畢業(yè)設(shè)計（論文）任務(wù)書設(shè)計（論文）題目： 煤油冷卻器的設(shè)計 設(shè)計（論文）時間： 至 設(shè)計（論文）進行地點： 1、 設(shè)計（論文）內(nèi)容： 對換熱器的結(jié)構(gòu)進行了詳細的設(shè)計，傳熱計算、管、殼程流體阻力計算、管板厚度計算、換熱器厚度及內(nèi)經(jīng)、管束振動、管殼式換熱器零部件結(jié)構(gòu)等等。 2、 設(shè)計（論文）的主要技術(shù)指標(biāo) 1處理能力：10萬噸/年煤油 2 設(shè)備形式：列管式換熱器 3 操作條件 (1).煤油：入口溫度140，出口溫度40 (2).冷卻介質(zhì)：自來水，入口溫度30，出口溫度40 (3).允許壓強降：不大于100kpa 3、 設(shè)計（論文）的基本要求 1.字數(shù)文

2、體格式要符合要求 。 2.概念清晰，內(nèi)容正確，條理分明 。 3.要突出自己的想法和觀點。 4.材料信息準(zhǔn)確來源要有注明。 畢業(yè)設(shè)計（論文）任務(wù)書4、應(yīng)收集的資料及主要參考文獻 1 夏清，姚玉英,陳常貴,等. 化工原理m. 天津：天津大學(xué)出版社，2001 2 華南理工大學(xué)化工原理教研組. 化工過程及設(shè)備設(shè)計m. 廣州：華南理工大學(xué)出版社，1996 3 刁玉瑋,王立業(yè). 化工設(shè)備機械基礎(chǔ)（第五版）m. 大連：大連理工大學(xué)出版社, 2000 4 大連理工大學(xué)化工原理教研室化工原理課程設(shè)計m. 大連：大連理工大學(xué)出版社，1996 5 魏崇光，鄭曉梅. 化工工程制圖m. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社,1998

3、6 婁愛娟,吳志泉. 化工設(shè)計m.上海：華東理工大學(xué)出版社，2002 16化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計，化學(xué)工業(yè)出版社，2003 5、 進度安排及完成情況序號設(shè)計（論文）各階段任務(wù)日 期完成情況1查閱畢業(yè)設(shè)計相關(guān)的資料4月11日 4月17日2確定畢業(yè)設(shè)計選題及設(shè)計步驟4月18日4月24日3計算設(shè)計相關(guān)數(shù)據(jù)4月25日5月8日4撰寫畢業(yè)論文5月9日 6月19日5準(zhǔn)備畢業(yè)答辯6月20日 6月24日學(xué)生簽名： 指導(dǎo)教師簽名： 系主任簽名： 2011 年 月 日 摘 要這篇論文主要介紹的是換熱器機械計算等相關(guān)的設(shè)計過程。本文引用這三年學(xué)過的書本知識及相關(guān)的技術(shù)標(biāo)準(zhǔn)，對換熱器的結(jié)構(gòu)、強度進行了系統(tǒng)的闡述。換

4、熱器是目前許多工業(yè)部門廣泛應(yīng)用的通用工藝設(shè)備。其中，換熱器是目前應(yīng)用較為廣泛的換熱設(shè)備。優(yōu)點：結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，在相同管束情況下其殼體內(nèi)徑最小，管程分程較方便。缺點：殼程無法進行機械清洗，殼程檢查困難，殼體與管子之間無溫差補償元件時會產(chǎn)生較大的溫差應(yīng)力，即溫差較大時需采用膨脹節(jié)或波紋管等補償元件以減小溫差應(yīng)力。我設(shè)計的換熱器內(nèi)部以換熱管和折流板做為基本構(gòu)件，冷介質(zhì)、余熱介質(zhì)分別在管程與殼程之間流動，以達到降溫或升溫的效果。換熱器由筒體、管箱、封頭、支座、換熱管、折流板、管板及接管、法蘭等組成。通過強度計算合理選擇材料，確保安全運行，提高設(shè)備的生產(chǎn)效率，降低設(shè)備的制造成本，實現(xiàn)化工單元操作的最

5、佳化。關(guān)鍵詞: 換熱器 管箱 殼體 管板 封頭畢業(yè)設(shè)計（論文）用紙目 錄1 畢業(yè)設(shè)計任務(wù)書- 1 -1.1 題目- 1 -1.2 任務(wù)及操作條件- 1 -1.3 列管式換熱器的選擇與核算- 1 -2 概述- 2 -2.1 換熱器概述- 2 -2.2 固定管板式- 3 -2.3設(shè)計背景及設(shè)計要求- 4 -2.3.1 設(shè)計背景- 4 -2.3.2 設(shè)計要求- 4 -3 熱量設(shè)計- 6 -3.1 初選換熱器的類型- 6 -3.2 管程安排(流動空間的選擇)及流速確定- 6 -3.3 確定物性數(shù)據(jù)- 7 -3.4 計算總傳熱系數(shù)- 7 -3.4.1 煤油的流量- 7 -3.4.2 熱流量- 7 -3.

6、4.3 平均傳熱溫差- 7 -3.4.4 冷卻水用量- 8 -3.4.5 總傳熱系數(shù)k- 8 -3.5計算傳熱面積- 11 -4 機械結(jié)構(gòu)設(shè)計- 12 -4.1 管徑和管內(nèi)流速- 12 -4.2 管程數(shù)和傳熱管數(shù)- 12 -4.3 平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)- 12 -4.4 殼程內(nèi)徑及換熱管選型匯總- 13 -4.4.1 殼體內(nèi)徑- 13 -4.4.2 換熱管的選型匯總- 14 -4.5 折流板- 15 -4.6 接管- 18 -4.6.1 殼程流體進出口時接管- 18 -4.6.2 管程流體進出口時的接管- 18 -4.6.3 接管最小位置- 18 -4.7 壁厚的確定、封頭- 19 -4.

7、7.1 壁厚- 19 -4.7.2 橢圓形封頭- 19 -4.8管板- 20 -4.8.1 管板結(jié)構(gòu)尺寸- 20 -4.8.2 管板與殼體的連接- 20 -4.8.3 管板厚度- 21 -4.9 換熱管- 21 -4.9.1 換熱管的規(guī)格及尺寸偏差- 21 -4.9.2 傳熱管排列和分程方法- 21 -4.9.3 橫過管束中心線的管數(shù)- 22 -4.9.4 布管限定圓- 22 -4.10 分程隔板- 23 -4.10.1 分程隔板尺寸- 23 -4.10.2 管子和分程隔板的連接- 23 -4.11拉桿- 23 -4.11.1 拉桿的直徑與數(shù)量- 23 -4.11.2 連接與尺寸- 24 -4

8、.12換熱管與管板的連接- 25 -4.13. 防沖板或?qū)Я魍驳倪x擇、鞍式支座的示意圖(bi型)- 26 -4.13.1 防沖板或?qū)Я魍驳倪x擇- 26 -4.14.膨脹節(jié)的設(shè)定討論- 26 -4.14.1 管壁溫度的估算- 26 -4.14.2 管子拉脫力- 26 -5、換熱器核算- 28 -5.1熱量核算- 28 -5.1.1 殼程對流傳熱系數(shù)- 28 -5.1.2 管程對流傳熱系數(shù)- 29 -5.1.3 傳熱系數(shù)k- 29 -5.1.4 傳熱面積s- 30 -5.2流動阻力的計算- 30 -5.2.1管程流動阻力- 30 -5.2.2 殼程流動阻力- 31 -6、管束振動的計算- 33 -

9、6.1換熱器的振動- 33 -6.1.1 撞擊破壞- 33 -6.1.2 擋板損傷- 33 -6.1.3 接頭泄漏- 33 -6.1.4 應(yīng)力疲勞- 33 -6.1.5 冶金失效- 34 -6.1.6 材料缺陷擴展- 34 -6.2流體誘發(fā)換熱器管束振動機理- 34 -6.2.1 漩渦脫落誘導(dǎo)振動- 34 -6.2.2 紊流抖振- 35 -6.2.3 流體彈性激振- 36 -6.3管束振動的計算- 36 -7、設(shè)計結(jié)果表匯- 38 -謝 詞- 40 -參考文獻- 42 -1 畢業(yè)設(shè)計任務(wù)書1.1 題目煤油冷卻器的設(shè)計1.2 任務(wù)及操作條件1.2.1 處理能力：10萬噸/年煤油1.2.2 設(shè)備形

10、式：列管式換熱器1.2.3 操作條件(1).煤油：入口溫度140，出口溫度40(2).冷卻介質(zhì)：自來水，入口溫度30，出口溫度40(3).允許壓強降：不大于100kpa(4).煤油定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：密度825kg/m3，黏度7.1510-4pa.s，比熱容2.22kj/(kg.)，導(dǎo)熱系數(shù)0.14w/(m.)(5).每年按330天計，每天24小時連續(xù)運行1.3 列管式換熱器的選擇與核算1.3.1 傳熱計算1.3.2 管、殼程流體阻力計算1.3.3 管板厚度計算1.3.4 u形膨脹節(jié)計算（浮頭式換熱器除外）1.3.5 管束振動1.3.6 管殼式換熱器零部件結(jié)構(gòu)2 概述2.1 換熱器概述換熱器

11、是化工、煉油工業(yè)中普遍應(yīng)用的典型的工藝設(shè)備。在化工廠，換熱器的費用約占總費用的10%20%，在煉油廠約占總費用35%40%。換熱器在其他部門如動力、原子能、冶金、食品、交通、環(huán)保、家電等也有著廣泛的應(yīng)用。因此，設(shè)計和選擇得到使用、高效的換熱器對降低設(shè)備的造價和操作費用具有十分重要的作用。在不同溫度的流體間傳遞熱能的裝置稱為熱交換器，即簡稱換熱器，是將熱流體的部分熱量傳遞給冷流體的設(shè)備。換熱器的類型按傳熱方式的不同可分為：混合式、蓄熱式和間壁式。其中間壁式換熱器應(yīng)用最廣泛，如表2-1所示。表2-1 傳熱器的結(jié)構(gòu)分類類型特點間壁式壁間式管殼式列管式固定管式剛性結(jié)構(gòu)用于管殼溫差較小的情況（一般50）

12、，管間不能清洗帶膨脹節(jié)有一定的溫度補償能力，殼程只能承受低壓力浮頭式管內(nèi)外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合u型管式管內(nèi)外均能承受高壓，管內(nèi)清洗及檢修困難填料函式外填料函管間容易泄露，不宜處理易揮發(fā)、易爆炸及壓力較高的介質(zhì)內(nèi)填料函密封性能差，只能用于壓差較小的場合釜式殼體上部有個蒸發(fā)空間用于再沸、蒸煮雙套管式結(jié)構(gòu)比較復(fù)雜，主要用于高溫高壓場合和固定床反應(yīng)器中套管式能逆流操作，用于傳熱面積較小的冷卻器、冷凝器或預(yù)熱器螺旋管式沉浸式用于管內(nèi)流體的冷卻、冷凝或管外流體的加熱噴淋式只用于管內(nèi)流體的冷卻或冷凝板面式板式拆洗方便，傳熱面能調(diào)整，主要用于粘性較大的液體間換熱螺旋板式可進行嚴格的逆流操作，有自潔

13、的作用，可用做回收低溫?zé)崮軅惆迨浇Y(jié)構(gòu)緊湊，拆洗方便，通道較小、易堵，要求流體干凈板殼式板束類似于管束，可抽出清洗檢修，壓力不能太高混合式適用于允許換熱流體之間直接接觸蓄熱式換熱過程分階段交替進行，適用于從高溫爐氣中回收熱能的場合2.2 固定管板式因設(shè)計需要，下面簡單介紹一下固定管板式換熱器。固定管板式即兩端管板和殼體連結(jié)成一體，因此它具有結(jié)構(gòu)簡單造價低廉的優(yōu)點。但是由于殼程不易檢修和清洗，因此殼方流體應(yīng)是較為潔凈且不易結(jié)垢的物料。當(dāng)兩流體的溫度差較大時，應(yīng)考慮熱補償。有具有補償圈（或稱膨脹節(jié)）的固定板式換熱器，即在外殼的適當(dāng)部位焊上一個補償圈，當(dāng)外殼和管束的熱膨脹程度不同時，補償圈發(fā)生彈性變形

14、（拉伸或壓縮），以適應(yīng)外殼和管束的不同的熱膨脹程度。這種熱補償方法簡單，但不宜用于兩流體溫度差太大（不大于70）和殼方流體壓強過高（一般不高于600kpa）的場合。圖2-1 固定管板式換熱器的示意圖1-擋板 2-補償圈 3-放氣嘴2.3設(shè)計背景及設(shè)計要求2.3.1 設(shè)計背景在化工、石油、動力、制冷、食品等行業(yè)中廣泛地使用各種換熱器，且他們是上述這些行業(yè)的通用設(shè)備，并占有十分重要的地位。在化工廠，換熱器的費用約占總費用的10%-20%，在煉油廠約占總費用的35%-40%。隨著我國工業(yè)的不斷發(fā)展，對能源利用、開發(fā)和節(jié)約的要求不斷提高，因而對換熱器的要求也日益加強。換熱器的設(shè)計、制造、結(jié)構(gòu)改進及傳熱

15、機理的研究十分的活躍。一些新型的換熱器相繼問世。隨著換熱器在工業(yè)生產(chǎn)中地位和作用不同，換熱器的類型也多種多樣，不同類型的換熱器自然有各自不同的優(yōu)缺點與性能；所以在換熱器的設(shè)計中，首先應(yīng)根據(jù)工藝要求選擇使用的類型，然后計算換熱所需傳熱面積，并確定換熱器的結(jié)構(gòu)尺寸。2.3.2 設(shè)計要求完善的換熱器在設(shè)計和選型時應(yīng)滿足以下各項基本要求：（1）合理地實現(xiàn)所規(guī)定的工藝條件：可以從：增大傳熱系數(shù)提高平均溫差妥善布置傳熱面等三個方面具體著手。（2）安全可靠換熱器是壓力容器，在進行強度、剛度、溫差應(yīng)力以及疲勞壽命計算時，應(yīng)遵循我國鋼制石油化工壓力容器設(shè)計規(guī)定和鋼制管殼式換熱器設(shè)計規(guī)定等有關(guān)規(guī)定與標(biāo)準(zhǔn)。（3）有

16、利于安裝操作與維修直立設(shè)備的安裝費往往低于水平或傾斜的設(shè)備。設(shè)備與部件應(yīng)便于運輸與拆卸，在廠房移動時不會受到樓梯、梁、柱的妨礙，根據(jù)需要可添置氣、液排放口，檢查孔與敷設(shè)保溫層。（4）經(jīng)濟合理評價換熱器的最終指標(biāo)是：在一定時間內(nèi)（通常1年內(nèi)的）固定費用（設(shè)備的購置費、安裝費等）與操作費（動力費、清洗費、維修費）等的總和為最小。在設(shè)計或選型時，如果有幾種換熱器都能完成生產(chǎn)任務(wù)的需要，這一標(biāo)準(zhǔn)就尤為重要了。3 熱量設(shè)計3.1 初選換熱器的類型兩流體的溫度變化情況如下：（1）煤油：入口溫度140，出口溫度40；（2）冷卻介質(zhì)：自來水，入口溫度30，出口溫度40；該換熱器用循環(huán)冷卻自來水進行冷卻，冬季操

17、作時，其進口溫度會降低，考略到這一因素，估計所需換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，需考慮熱膨脹的影響，相應(yīng)地進行熱膨脹的補償，故而初步確定選用帶有膨脹節(jié)的管板式換熱器。3.2 管程安排(流動空間的選擇)及流速確定已知兩流體允許壓強降不大于100kpa；兩流體分別為煤油和自來水。與煤油相比，水的對流傳熱系數(shù)一般較大。由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降，考慮到散熱降溫方面的因素，應(yīng)使循環(huán)自來水走管程，而使煤油走殼程。表3-2.列管式換熱器內(nèi)的適宜流速范圍 流體種類流速/（m/s）管程殼程一般液體0.530.51.5易結(jié)垢液體10.5氣體530315表

18、3-3.不同粘度液體的流速（以普通鋼壁為例）液體粘度/mpas15001500500500100100353511最大流速/（m/s）0.60.751.11.51.82.4由上表，我們初步選用252.5的碳鋼管，管內(nèi)流速取ui=0.5m/s。3.3 確定物性數(shù)據(jù)定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。殼程流體（煤油）的定性溫度為：t= =90 管程流體（水）的定性溫度為：t=。在定性溫度下，分別查取管程和殼程流體(冷卻水和煤油)的物性參數(shù)，見下表：密度/（/m3）比熱容/（kj/kg）粘度/（pas）導(dǎo)熱系數(shù)/（w/m）煤油8252.227.1510-40

19、.14水(35)9944.187.2510-40.6263.4 計算總傳熱系數(shù)3.4.1 煤油的流量已知要求處理能力為15萬噸煤油每年（每年按330天計，每天24小時連續(xù)運行），則煤油的流量為：wh=100000t/（33024）=12626kg/hwh熱流體的流量，kg/h；3.4.2 熱流量由以上的計算結(jié)果以及題目已知，代入下面的式子，有：q= =12626kg/h2.22kj/ kg(140-40) =778603w3.4.3 平均傳熱溫差計算兩流體的平均傳熱溫差 暫時按單殼程、多管程計算。逆流時，我們有煤油：14040水： 4030從而，=39.1 而此時，我們有：式中 t1，t2熱流

20、體（煤油）的進出口溫度，k或；t1，t2冷流體（自來水）的進出口溫度，k或；由圖4-19（參見天津大學(xué)出版社的化工原理（上冊修訂版）233頁）可查得：=0.820.8，所以，修正后的傳熱溫度差為：= =39.10.82=323.4.4 冷卻水用量由以上的計算結(jié)果以及已知條件，很容易算得：wc=67056.7 kg/h3.4.5 總傳熱系數(shù)k總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗值見表3-4，有關(guān)手冊中也列有其他情況下的總傳熱系數(shù)經(jīng)驗值，可供設(shè)計時參考。選擇時，除要考慮流體的物性和操作條件外，還應(yīng)考慮換熱器的類型。表3-4 總傳熱系數(shù)的選擇管程殼程總傳熱系數(shù)/w/（m3）水（流速為0.91.5m/s）水冷水冷水冷水鹽

21、水有機溶劑輕有機物0.5mpas中有機物=0.51mpas重有機物1mpas水（流速為1m/s）水水溶液2mpas水溶液2mpas有機物0.5mpas有機物=0.51mpas有機物1mpas水水水水水管程水（流速為0.91.5m/s）水（流速較高時）輕有機物0.5mpas中有機物=0.51mpas重有機物1mpas輕有機物0.5mpas有機溶劑=0.30.55mpas輕有機物0.5mpas中有機物=0.51mpas重有機物1mpas水蒸氣（有壓力）冷凝水蒸氣（常壓或負壓）冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝有機物蒸氣及水蒸氣冷凝重有機物蒸氣（常壓）冷凝重有機物蒸氣（負壓）冷凝

22、飽和有機溶劑蒸氣（常壓）冷凝含飽和水蒸氣的氯氣（50）殼程582698814116346781429069811646723358219823323346511634958233232646521745348911631071582290858211932915821143495821163116349581745821163174349總傳熱系數(shù)/w/（m3）水水水so2冷凝nh3冷凝氟里昂冷凝8141163698930756（1）.管程傳熱系數(shù)： =2753 w/m2（2）.殼程傳熱系數(shù)：假設(shè)殼程的傳熱系數(shù)是： =500 w/m2污垢熱阻： rsi=0.000344m2/wrso=0.00

23、0172 m2/w管壁的導(dǎo)熱系數(shù)： =45 m2/w管壁厚度： b=0.0025內(nèi)外平均厚度： dm=0.0225在下面的公式中，代入以上數(shù)據(jù)，可得=10.00312 =320w/m23.5計算傳熱面積由以上的計算數(shù)據(jù)，代入下面的公式，計算傳熱面積：考慮15%的面積裕度，則：4 機械結(jié)構(gòu)設(shè)計4.1 管徑和管內(nèi)流速換熱器中最常用的管徑有19mm2mm和25mm2.5mm。小直徑的管子可以承受更大的壓力，而且管壁較??；同時，對于相同的殼徑，可排列較多的管子，因此單位體積的傳熱面積更大，單位傳熱面積的金屬耗量更少。所以，在管程結(jié)垢不很嚴重以及允許壓力降較高的情況下，采用19mm2mm直徑的管子更為合

24、理。如果管程走的是易結(jié)垢的流體，則應(yīng)常用較大直徑的管子。標(biāo)準(zhǔn)管子的長度常用的有1500mm，2000mm，3000mm，6000mm等。當(dāng)選用其他尺寸的管長時，應(yīng)根據(jù)管長的規(guī)格，合理裁用，避免材料的浪費。選用252.5的碳鋼管，管長6m，管內(nèi)流速取ui=0.5m/s。4.2 管程數(shù)和傳熱管數(shù)根據(jù)傳熱管的內(nèi)徑和流速，可以確定單程傳熱系數(shù)：按單程計算，所需傳熱管的長度是： 若按單程管計算，傳熱管過長，宜采用多管程結(jié)構(gòu)，可見取傳熱管長l=6m，則該傳熱管程數(shù)為：則傳熱管的總根數(shù)為：n=npns=2120=240（根）4.3 平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)由前面的計算已求得，按單殼程、多管程計算，逆流時：=

25、39.1而此時，我們有：p=r=由（參見天津大學(xué)出版社的化工原理（上冊修訂版）233頁）可查得：=0.820.8，所以，修正后的傳熱溫度差為：= =39.10.82=32于是，校正后的平均傳熱溫差是32，殼程數(shù)為單程，管程數(shù)為2。4.4 殼程內(nèi)徑及換熱管選型匯總4.4.1 殼體內(nèi)徑采用多管程（2管程）結(jié)構(gòu)，d=a（b-1）+2e式中 d殼體內(nèi)徑，mm； 管心距，mm； 橫過管束中心線的管數(shù)，管子按正三角形排列： ；管子按正方形排列： ，n為換熱器的總管數(shù)； e管束中心線上最外層管中心到殼體內(nèi)壁的距離，一般取e=（11.5）d0。殼徑的計算值應(yīng)圓整到最接近部頒標(biāo)準(zhǔn)尺寸，所以，代入數(shù)據(jù)我們有：d=

26、3218+2（1.01.5）25 =626651 mm取d=600mm4.4.2 換熱管的選型匯總根據(jù)以上的計算可以得到如下的計算結(jié)果：dn，mm600管程數(shù)2殼程數(shù)1管子規(guī)格252.5管子根數(shù)240中心排管數(shù)19管程流通面積，m20.03768換熱面積，m2100換熱器長度，mm6000通過查表，可以發(fā)現(xiàn)下面的結(jié)構(gòu)尺寸的換熱器和所需的比較接近，故而選擇該種換熱器：dn，mm600管程數(shù)2殼程數(shù)1管子規(guī)格252.5管子根數(shù)232中心排管數(shù)16管程流通面積，m20.0364換熱面積，m2107.5換熱器長度，mm60004.5 折流板設(shè)置折流板的目的是為了提高流速，增加湍動，改善傳熱，在臥式換熱

27、器中還起支撐管束的作用。常用的有弓形折流板和圓盤-圓環(huán)形折流板，弓形折流板又分為單弓形圖4-1（a）、雙弓形圖4-1（b）、三重弓形圖4-1（c）等幾種形式。圖4-1 弓形折流板單弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h為殼體公稱直徑dg的15%45%，最好是20%，見圖4-2（a）；在臥式冷凝器中，折流板底部開一90的缺口，見圖4-2（b）。高度為1520mm，供停工排除殘液用；在某些冷凝器中需要保留一部分過冷凝液使凝液泵具有正的吸入壓頭，這時可采用帶堰的折流板，見圖4-2（c）。在大直徑的換熱器中，如折流板的間距較大，流體繞到折流板背后接近殼體處，會有一部分液體停滯起來，形成對傳熱不利的“死區(qū)

28、”。為了消除這種弊病，宜采用雙弓形折流板或三弓形折流板。從傳熱的觀點考慮，有些換熱器（如冷凝器）不需要設(shè)置折流板。但為了增加換熱器的剛度，防止管子振動，實際仍然需要設(shè)置一定數(shù)量的支承板，其形狀與尺寸均按折流板一樣來處理。折流板與支承板一般均借助于長拉桿通過焊接或定距管來保持板間的距離，其結(jié)構(gòu)形式可參見圖4-3。由于換熱器是功用不同，以及殼程介質(zhì)的流量、粘度等不同，折流板間距也不同，其系列為：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。允許的最小折流板間距為殼體內(nèi)徑的20%或50mm，取其中較大值。允許的最大折流板間距與管徑和殼體直徑有關(guān)，當(dāng)

29、換熱器內(nèi)流體無相變時，其最大折流板間距不得大于殼體內(nèi)徑，否則流體流向就會與管子平行而不是垂直于管子，從而使傳熱膜系數(shù)降低。折流板外徑與殼體之間的間隙越小， 殼程流體介質(zhì)由此泄漏的量越少，即減少了流體的短路，使傳熱系數(shù)提高，但間隙過小，給制造安裝帶來困難，增加設(shè)備成本，故此間隙要求適宜。折流板厚度與殼體直徑和折流板間距有關(guān)，見表4-1 所列數(shù)據(jù)。表4-1 折流板厚度/ mm殼體公稱內(nèi)徑/mm相鄰兩折流板間距/mm3003004504506006007507502002503561010400700561010127001000681012161000610121616支承板厚度一般不應(yīng)小于表4-

30、2(左)中所列數(shù)據(jù)。支承板允許不支承的最大間距可參考表4-2（右）所列數(shù)據(jù)。殼體直徑/mm4004008009001200管子外徑/mm19253857支承板厚度/mm6810最大間距/mm1500180025003400表4-2支承板厚度以及支承板允許不支承的最大間距經(jīng)選擇，我們采用弓形折流板，取弓形折流圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為：h=160 mm取折流板間距b=0.3d，則：b=0.3650=195 mm可取b=200 mm因而查表可得：折流板厚度為5mm，支承板厚度為8mm，支承板允許不支承最大間距為1800mm。折流板數(shù) 折流板圓缺面水平裝配。4.6 接管4.6.1

31、 殼程流體進出口時接管取接管內(nèi)油品流速為u=1.0 m/s則接管內(nèi)徑為：d=所以，取標(biāo)準(zhǔn)管的內(nèi)徑為80mm。查表得，pn4.0mpa的接管外伸長度為150mm。4.6.2 管程流體進出口時的接管取接管內(nèi)循環(huán)水流速u=1.5m/s，則接管內(nèi)徑：取標(biāo)準(zhǔn)管徑為150mm。查表得，查表得，pn6.4mpa的接管外伸長度為200mm。4.6.3 接管最小位置換熱器設(shè)計之中，為了使換熱面積得以充分利用，殼程流體進出口接管應(yīng)盡量靠近兩端的管板，而管箱的進出口盡量靠近管箱法蘭，從而減輕設(shè)備重量。所以，殼程和管程接管的最小位置的計算就顯得很必要了。（1）殼程接管位置的最小尺寸所設(shè)計的為帶補強圈的殼程接管，則殼程

32、接管位置的最小尺寸l1可用如下公式計算：l1式子中：補強圈的外圈直徑，mm； b管板厚度，mm； c補強圈外緣至管板與殼體焊縫之間的距離，mm。而且，c4s 且c32，s為殼體厚度。經(jīng)計算易得，殼程接管位置的最小尺寸為：120mm。（2） 管程接管位置的最小尺寸所設(shè)計的為帶補強圈的管程接管，則管程接管位置的最小尺寸l2可用如下公式計算：l2式中 補強圈的外圈直徑，mm； b管板厚度，mm； c補強圈外緣至管板與殼體焊縫之間的距離，mm。而且，c4s 且c32，s為殼體厚度。經(jīng)計算易得，管程接管位置的最小尺寸為：140 mm。4.7 壁厚的確定、封頭4.7.1 壁厚查gb151-99p21表8得

33、圓筒厚度為：8 mm查jb/t4737-95，橢圓形封頭與圓筒厚度相等，即8 mm4.7.2 橢圓形封頭查表可得其尺寸數(shù)據(jù)，見下表表4-3 橢圓形封頭的尺寸公稱直徑dn（mm）曲面高度（mm）直邊高度（mm）碳鋼厚度（mm）內(nèi)表面積a容積v質(zhì)量mkg600150258043740035327474.8管板管板除了與管子和殼體等連接外，還是換熱器中的一個重要的受壓器件。4.8.1 管板結(jié)構(gòu)尺寸 查（化工單元設(shè)備設(shè)計p25-27）得固定管板式換熱器的管板的主要尺寸如下表表4-4固定管板式換熱器的管板主要尺寸：公稱直徑dbcd螺栓孔數(shù)600730690598645361023284.8.2 管板與殼

34、體的連接在固定管板式換熱器中，管板與殼體的連接均采用焊接的方法。由于管板兼作法蘭與不兼作法蘭的區(qū)別因而結(jié)構(gòu)各異，前者的結(jié)構(gòu)見圖4-4，其中圖4-4（a）形式是在管板上開槽，殼體嵌入后進行焊接，殼體對中容易，施焊方便，適合于壓力不高、物料危害性不高的場合；如果壓力較高，設(shè)備直徑較大，管板較厚時，可采用圖4-4（b）形式，其焊接時較難調(diào)整。4.8.3 管板厚度管板在換熱器的制造成本中占有相當(dāng)大的比重，管板設(shè)計與管板上的孔數(shù)、孔徑、孔間距、開孔方式以及管子的連接方式有關(guān)，其計算過程較為復(fù)雜，而且從不同角度出發(fā)計算出的管板厚度往往相差很大。一般浮頭式換熱器受力較小，其厚度只要滿足密封性即可。對于脹接的

35、管板，考慮脹接剛度的要求，其最小厚度可按表4.8選用?？紤]到腐蝕裕量，以及有足夠的厚度能防止接頭的松脫、泄露和引起振動等原因，建議最小厚度應(yīng)大于20mm。表4-5 管板的最小厚度換熱器管子外徑/mm25323857管板厚度/mm3/4222532換熱管的外徑為25mm，因而管板厚度取為3/4=18.75，取上述的最小厚度20mm。4.9 換熱管4.9.1 換熱管的規(guī)格及尺寸偏差經(jīng)過查表得表4-6碳鋼、低合金鋼的換熱管的規(guī)格及尺寸偏差材料換熱管標(biāo)準(zhǔn)管子規(guī)格高精度、較高精度偏差外徑，mm厚度，mm外徑偏差，mm壁厚偏差，mm碳鋼gb/tb8163143022.50.2+12%低合金鋼gb9948-

36、10%4.9.2 傳熱管排列和分程方法管子在管板上的排列方式最常用的為圖4-5 所示的（a）、（b）、（c）、（d）四種，即正三角形排列（排列角為30）、同心圓排列、正方形排列（排列角為90）、轉(zhuǎn)角正方形排列（排列角為45）。當(dāng)管程為多程時，則需采取組合排列，圖(e) 為二管程時管小組合排列的方式之一。正三角形的排列方式可在同樣的管板面積上排列最多的管數(shù)，故用的最為普遍，但管外不易機械清洗。為了便于清洗管子外表面上的污垢，可采用正方形與轉(zhuǎn)角正方形排列的管束。在小直徑的換熱器中，常用同心圓排列，在相同直徑的管板上所排列的管數(shù)比按正三角形排列還多。采用組合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板兩側(cè)采

37、用正方形排列。換熱管的中心距經(jīng)查表可得：（mm）換熱管外徑d換熱管中心距分程隔板槽兩側(cè)相鄰管的中心距2532444.9.3 橫過管束中心線的管數(shù)4.9.4 布管限定圓布管限定圓為管束的最外層換熱管中心圓直徑，固定管板式換熱器的布管限定圓如下可得：dm=di-2b3=600-28=584 mm式子中，di筒體內(nèi)直徑，mmb3大小為0.25d，且大于8mm4.10 分程隔板4.10.1 分程隔板尺寸經(jīng)查表，分程隔板的尺寸如下表：表4-7 分隔板尺寸公稱直徑dn/mm隔板最小厚度/mm碳素鋼60084.10.2 管子和分程隔板的連接分程隔板有單層和雙層兩種，單層隔板與管板的密封結(jié)構(gòu)如圖4-6所示，隔

38、板的密封面寬度最小為（s+2）mm。隔板材料與封頭材料相同。雙層隔板的結(jié)構(gòu)見圖4-7，雙層隔板具有隔熱空間，可防止熱流短路。4.11拉桿4.11.1 拉桿的直徑與數(shù)量各種換熱器的直徑和拉桿數(shù)，可參見下表選用。表4-8 拉桿直徑和拉桿數(shù)殼體直徑/mm拉桿直徑/mm最少拉桿數(shù)殼體直徑/mm拉桿直徑/mm最少拉桿數(shù)2002501041100128273，400，500，60012412501210800，1000126經(jīng)查表易得，拉桿數(shù)為為4，直徑為124.11.2 連接與尺寸拉桿示意圖如下所示：經(jīng)查表，拉桿尺寸如下：表4-9 拉桿尺寸拉桿公稱直徑/mm數(shù)量基本尺寸拉桿直徑d/mm/mm/mm/mm

39、1241215502.0拉桿孔示意圖如下所示：,4.12換熱管與管板的連接管子與管板的連接是管殼式換熱器制造中最主要的問題。對于固定管板換熱器，除要求連接處保證良好的密封性外，還要求接合處能承受一定的軸向力，避免管子從管板中拉脫。管子與管板的連接方法主要是脹接和焊接。脹接是靠管子的變形來達到密封和壓緊的一種機械連接方法，如圖4-10所示。當(dāng)溫度升高時，材料的剛性下降，熱膨脹應(yīng)力增大，可能引起接頭的脫落或松動，發(fā)生泄露。一般認為焊接比脹接更能保證嚴密性。對于碳鋼或低合金鋼，溫度在300以上，蠕變會造成脹接殘余應(yīng)力減小，一般采用焊接。焊接接口的形式見圖4-11。圖4-11（a）的結(jié)構(gòu)是常用的一種；

40、為了減少管口處的流體阻力或避免立式換熱器在管板上方滯留的液體，可采用圖4-11（b）的結(jié)構(gòu)；為了不使小直徑管子被熔融的金屬堵住管口，則可改成圖4-11（c）的結(jié)構(gòu)；圖4-11（d）的形式適用于易產(chǎn)生熱裂紋的材料，但加工量大。脹接和焊接方法各有優(yōu)缺點，在有些情況下，如對高溫高壓換熱器，管子與管板的連接處，在操作時受到反復(fù)熱變形、熱沖擊、腐蝕與流體壓力的作用，很容易遭到破壞，僅單獨采用脹接或焊接都難以解決問題，如果采用脹焊結(jié)合的方法，不僅能提高連接處的抗疲勞性能，還可消除應(yīng)力腐蝕和間隙腐蝕，提高使用壽命。目前脹焊結(jié)合的方法已得到比較廣泛的應(yīng)用。換熱管規(guī)格外徑壁厚/mm換熱管最小伸出長度最小坡口深度

41、/mm/mm252.51.524.13. 防沖板或?qū)Я魍驳倪x擇、鞍式支座的示意圖(bi型)4.13.1 防沖板或?qū)Я魍驳倪x擇因為水u3.0m/s，煤油流量 ,所以管程和殼程都不設(shè)防沖板或?qū)Я魍病?.14.膨脹節(jié)的設(shè)定討論4.14.1 管壁溫度的估算由于管壁熱阻一般可以忽略，故可以認為管內(nèi)外壁的溫度是相同的，由此可以得到以下的關(guān)系：中，to，ti，tw分別為殼程，管程流體的平均溫度和壁溫。采用試差法最終求得tw=78.04.14.2 管子拉脫力本換熱器的管子及殼體均采用10號碳鋼，由此可得下表：管子殼體操作壓力，mpa 1.01.0壁溫，78.035材料1010線膨脹系數(shù)1/11.810-611

42、.810-6彈性模量，mpa0.211060.21106尺寸，mm25260006006管子殼體數(shù)252管間距32脹接長度，mm29許用拉脫力，mpa4管子排布方式正三角形在操作壓力下，每平方米脹接周邊所產(chǎn)生的力為：其中，f=0.866a2=396.16mm2，則qp=0.0174mpa在溫差應(yīng)力作用下，每平方米脹接周邊所產(chǎn)生的力為：其中， 而同時， 因而，管子拉脫力在許用范圍之內(nèi)，不許用安裝膨脹節(jié)。5、換熱器核算5.1熱量核算5.1.1 殼程對流傳熱系數(shù)對圓缺形的折流板，可采用克恩公式：計算殼程當(dāng)量直徑，由正三角形排列可得：= =0.020m殼程流通截面積：=0.01969m殼程流體流速為：

43、 =0.2167m/s雷諾準(zhǔn)數(shù)為 ：普蘭特準(zhǔn)數(shù)為：= 。物料被冷卻，粘度校正取1， 將數(shù)值代入上式：=5.1.2 管程對流傳熱系數(shù)=自來水被加熱，n取0.4，代入已得數(shù)值，有：管道流通面積：管程流體流速：雷諾準(zhǔn)數(shù)為普蘭特準(zhǔn)數(shù)為：=2748 w/m2 5.1.3 傳熱系數(shù)k根據(jù)冷熱流體的性質(zhì)及溫度，在(gb151-99p140-141)選取污垢熱阻：污垢熱阻： rsi=0.000344m2/wrso=0.000172 m2/w還有，管壁的導(dǎo)熱系數(shù)： =45 m2/w管壁厚度： b=0.0025內(nèi)外平均厚度： dm=0.0225在下面的公式中，代入以上數(shù)據(jù)，可得=390w/m2 所以，k的裕度為:

44、h=21.88%5.1.4 傳熱面積s由k計算傳熱面積=該換熱器的實際傳熱面積為： =3.140.025（6-0.06）（232-16） =100 m2則該換熱器的面積裕度為：h=32.9%5.2流動阻力的計算因為殼程和管程都有壓力降的要求，所以要對殼程和管程的壓力降分別進行核算。5.2.1管程流動阻力管程壓力降的計算公式為：rei=13670（前面已求），為湍流。取關(guān)閉粗糙度查另外，式子中：殼程數(shù)ns=1管程數(shù)np=2代入公式中，有： =（368.3+1289.0）12=3314.6pa100kpa5.2.2 殼程流動阻力 由于殼程流體的流動狀況比較地復(fù)雜，所以計算殼程流體壓力降的表達式有很

45、多，計算結(jié)果也相差很大。下面以埃索法計算殼程壓力降：殼程壓力降埃索法公式為：式中 流體橫過管束的壓力降，pa；流體通過折流擋板缺口的壓力降，pa；fs殼程壓力降的垢層校正系數(shù)，無因次，對于液體取1.15，對于氣體取1.0；ns殼程數(shù)；而=0.139，nc=19，nb=29,uo=0.20m/s。f管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)，對正三角形排列，f=0.5，對正方形斜轉(zhuǎn)45o排列，f=0.4，正方形排列，f=0.3;fo殼程流體的摩擦系數(shù)，當(dāng)re500時，nc橫過管束中心線的管子數(shù)，對正三角形排列ncnb折流擋板數(shù)代入數(shù)值得：而，其中h=0.2m，d=0.65m，nb=29,式中 d殼徑，mh折

46、流擋板間距，mdo換熱器外徑，muo按殼程流通截面積s計算的流速，而s=h（d-ncdo）代入數(shù)值得： =29（3.5-） =1380pa對于液體=1.15，于是我們有：=1.151（1380+653.6）=2317pa100kpa經(jīng)過以上的核算，我們發(fā)現(xiàn)，管程壓力降和殼程壓力降都符合要求。6、管束振動的計算6.1換熱器的振動隨著工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展和生產(chǎn)規(guī)模的不斷擴大，管殼式換熱器逐漸趨于大型化，并且，由于換熱器尺寸和管束支撐間距的增大，以及流體流速的增大、運行工況不穩(wěn)定等因素影響，經(jīng)常引起換熱器管束發(fā)生流體誘導(dǎo)振動，造成換熱器的局部失效甚至整體報廢，所以應(yīng)想法預(yù)防振動。只有當(dāng)流體誘發(fā)振動的頻率與傳熱元件的固有頻率一致或相當(dāng)接近時,傳熱元件的振幅激增,才導(dǎo)致破壞。通常,傳熱管是換熱器中撓性最大的部件,對振動也最敏感。在管殼式換熱器的殼程中，流體橫向流過管束時，流體誘發(fā)震動的主要原因是:卡門漩渦（有聲震動或無聲震動）、紊流抖動（有聲震動或無聲震動）、流體彈性不穩(wěn)定。大多數(shù)振動破壞