U形管换热器设计【含5张CAD图纸】
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U形管换热器开题报告
（1）课题的来源、选题的目的和意义
换热器是在工业生产中实现物料之间热量传递过程的一种设备，自从21世纪以来，各国的换热器水平都有了长足的发展，我国的换热器技术在我国各方面人才的努力下也有了很大提高，本次设计就是在已有的计算基础上进行的，此次设计强调了节能与效率这两大主题。
在查阅了《管壳式换热器原理与设计》《传热学》等书的基础上，结合换热器设计的资料，进行了这次设计。
1.1换热器在化工生产中的应用
换热器是在工业生产中实现物料之间热量传递过程的一种设备，它是化工，炼油、动力、油田储运集输系统和原子能及其许多工业部门广泛应用的一种通用设备，是保证工艺流程和条件，利用二次能源实现余热回收和节约能源的主要设备。在化工厂换热器约占总投资的10%-20%;在炼油厂换热器约占全部工艺设备投资的35%-40%。由于工艺流程不同，生产中往往进行着加热、冷却、蒸发或冷凝等过程。通过换热器热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体，以满足工艺需要。
1.2换热器的分类及其特点
换热器作为传热设备随处可见，在工业中应用非常普遍，特别是在耗能用量十分大的领域。随着节能技术的飞速发展，换热器的种类开发越来越多。适用于不同介质、工况、温度和压力的换热器，其结构和型式也不相同。按使用目的不同，换热器可分为加热器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。由于使用条件和工作环境不同，换热器又有各种各样的形式和结构。在生产中有时把换热器作为一个单独的化工设备，有时则把它作为某一工艺设备中的组成部分，按传热原理和实现热交换的方法，换热器可分为间壁式、混合式及蓄热式3类，其中间壁式换热器应用最普遍。
间壁式换热器在各工业部门中使用极其广泛，担负着各种换热任务，例如用以加热、蒸发、冷凝和废热回收等。由于它们的使用条件和要求差别很大，如容量、温度、压力和工作介质的性质等，涉及的范围极广，因此换热器的结构型式也多种多样。
间壁式换热器，从作为换热面的间壁形式看，主要分为管式和板式两大类。管壳式、套管式换热器的换热面由管子构成，属于管式换热器;板翅式、板式换热器的换热面由板片构成，属于板式换热器。各种间壁式换热器的特征、工作特性、允许的使用范围等差别很大，其结构设计、热计算也各有特点。管壳式换热器又称为列管式换热器，它属于间壁式换热器。按照有无温度补U形管式换热器的研究与优化设计偿及补偿方法的不同，管壳式换热器主要分为下列几种：
(1)固定管板式。固定管板式换热器的典型结构是管束连接在管板上，管板与壳体焊接。其优点是简单、紧凑，能承受较高的压力，造价低;壳程清洗方便，管子损坏时易于堵管或更换。缺点是当管束与壳体的壁温差或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将产生较大的热应力。这种换热器适用于壳侧介质清洁且不易结垢的场合;管、壳程两侧温差不大或温差较大但壳侧压力不高的场合。
(2)浮头式。浮头式换热器的典型结构是两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对壳体自由移动称为浮头。浮头由浮头管板、钩圈和浮头端盖组成，是可拆联接，管束可从壳体内抽出。管束与壳体的热变形互不约束，因而不会产生热应力。浮头式换热器的特点是管间和管内清洗方便;但其结构复杂，造价比固定管板式换热器高，设备笨重，材料消耗量大，且浮头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求较高。它适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。
(3) U形管式。U形管式换热器的典型结构是只有一块管板，管束由多根U形管组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换热管有温差时，不会产生热应力。其主要缺点是U形管具有一定的弯曲半径，故管板的利用率较差，管内不易清洗，U形管更换困难。U形管换热器结构比较简单、价格便宜，承受能力强，适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢需要清洗、又不适宜采用浮头式和固定管板式的场合，特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、高压、腐蚀性大的物料。
(4)填料函式。换热器两管板中一块与法兰通过螺栓固定连接，另一块类似于浮头，与壳体间隙处通过填料密封，可做一定量的移动。此结构的特点是结构较简单，加工、制造、检修、清洗较方便，但填料密封处易产生泄漏。填料函式换热器适用于压力和温度都不高、非易燃、难挥发的介质传热。
在近代的许多化工过程中，如裂解、合成及聚合等，大都要求在高温高压下进行，有的压力高达250MPx，温度高达7500C，在这样的条件下，尤其还存在腐蚀的情况下，实现换热更困难。一方面，伴随着现代化工厂生产规模的日益增大，换热设备也相应向大型化方向发展，以降低动力消耗和金属消耗;另一方面，随着精细化工的迅速崛起，换热设备也有向小而精方向发展的趋势，管壳式结构的换热器能满足这样的要求。
1 .3U形管式换热器
U形管式换热器是管壳式换热器的一种，由管板、壳体、管束等零部件组成，重量较轻。在同一直径情况下换热面积最大，结构简单、紧凑，在高温、高压下金属耗量最小。其优点是:
(1)管束可抽出来机械清洗;
(2)壳体与管壁不受温差限制;
(3)可在高温、高压下工作，一般适用于温度小于等于500 ºC，压力小于等于10MPa;
(4)可用于壳程结垢比较严重的场合;
(5)可用于管程易腐蚀场合。
U形管式换热器壳程内一般可按工艺要求设置折流板和纵向隔板，以增加壳侧介质流速。为了进一步开展设计，还必须选择冷热流体的流动通道，在U形管式换热器中可根据以下原则选择:
(1)因为U形管内清洗不方便，所以不洁净和易结垢的液体宜在壳程;
(2)腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀;
(3)压力高的流体宜在管程，以免壳体承受压力;
(4)饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较洁净，一般给热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出;
(5)被冷却的流体宜走壳程，以便于散热;
(6)若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，使给热系数大的流体通入壳程，以减少热应力;
(7)流量小而粘度大的流体一般通入壳程为宜。
（2）本课题在国内外的现状及发展趋势
管壳式换热器是石油、化工装置中应用最广泛的换热设备。由于管壳式换热器结构坚固，且能选用多种材料制造，故适应性极强，尤其在高温、高压和大型装置中得到普遍应用。虽然现在出现了波纹板换热器、板壳式换热器、螺旋板换热器、伞板换热器等结构紧凑、高效的换热设备，但管壳式换热器仍占据着主导地位。因为许多工艺过程都具有高温、高压、高真空、有腐蚀性等特点，而管壳式换热器具有选材范围广(可为碳钢、低合金钢、铝材、铜材、钦材等)，换热表面清洗方便，适应性强，处理能力大，特别是能承受高温和高压等特点，所以管壳式换热器广泛应用，它适用于冷却、冷凝、加热、蒸发和废热回收等方面。管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。管束是管壳式换热器的核心，其中换热管作为导热元件，决定着换热器的热力性能。另一个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板(或折流杆)。管箱和壳体主要决定管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全可靠性。管壳式换热器中换热管内构成的流体通道称为管程，换热管外构成的流体通道称为壳程。管程和壳程分别通过两种不同温度的流体时，温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温度较低的流体，温度较高的流体被冷却，温度较低的流体被加热，实现了两流体换热的工艺目的。一般管壳式换热器与其它类型的换热器比较有以下主要技术特性:
(1)耐高温高压，坚固、可靠、耐用;
(2)制造应用历史悠久，制造工艺及操作、维修、检验技术成熟;
(3)选材广泛，适用范围大。
从间壁式换热器的发展史来看，管壳式换热器的技术提高受到下列因素的限制:
(1)流体热附面层热阻的限制。即使是湍流流动，在流体与固体壁之间也要生一层附面层(又称边界层)，而其中接触固体壁的一层称为层流底层，其流动性质为层流流动，它是靠分子扩散进行传导传热的，传热速率很小。这一厚度仅为3-5mm的薄层，其热阻几乎占了整个附面层热阻的80%。进一步减薄、破碎、离和清除这个薄层，都可以逐步提高换热器的传热量，它是提高换热器技术的关键之一。
(2)流体压力损失的限制。通过提高流体速度，可以减薄附面层的厚度，从而提高传输的热量。但是，提高流体速度却引起一个矛盾的后果，流体的压力损失增加，其增加的速率巨大，所以不得不降低流速来接受较低的传热系数。
(3)扩大传热面积的限制。扩大传热面积是提高预热温度和增加热回收率的简单而有效的办法，但却受到换热器成本和价格提高、换热器尺寸扩大与安装重量加大、换热器体积庞大与运输车辆超重等等的限制。
（3）拟完成的主要工作
本台设计的换热器是U形管换热器，主要完成冷却水—水蒸气的热量交换，设计压力为管程1.6MPa，壳程压力为0.75MPa，管程冷却水进，出口温度分别为38ºC和97ºC，壳程水蒸气进出口温度分别为205.1ºC和95ºC，传热面积134㎡，采用25x2.5x3000的无缝钢管换热，筒体DN=900。通过设计计算提高换热器的热效率和减少能源消耗，达到更高效，更节能的原则。
（4）完成课题所需的条件（实验设备、软件、资料等）
实验室、U形管换热器、压力表、温度表、计算机、CAD软件，《压力容器法兰》、《管壳是换热器》、《管壳是换热器原理与设计》等参考资料。
（5）课题进度安排
1．设计准备阶段 2周
2．拟定总体方案 2周
3. 绘制图纸 5 周
4．相关设计计算 3周
5．设计说明书撰写 3周
6．准备答辩讲稿、进行答辩 1周
（6）主要参考文献
[1] JB/T4700-4707-2000 《压力容器法兰》.中华人民共和国行业标准.2002，8，22
[2] GB151-1999 《管壳是换热器》 全国压力容器标准化技术委员会.
[3] 金志浩等. 管壳是换热器原理与设计 [M] 辽宁：科学技术出版社.
[4] 郑津洋等. 过程设备设计［M］ 北京：化学工业出版社.2001
[5] HG/T20668-2000 《化工设备设计及文献编制规定》.中华人民共和国行业标准.
[6] HG20592-20635-97《钢制管法兰、垫片、紧固件》.中华人民共和国行业标准.
[7] GB150-1998 《钢制压力容》 全国压力容器标准化技术委员会.
[8] 聂清德. 化工设备设计［M］，北京化学工业出版社，1991：1112
[9] 钱颂文. 换热器设计手册［M］. 北京化学工业出版社，2003：9210，1922208
[10] 化工设备设计全书［M］. 上海科学技术出版社 .2000年11月.
[11] Maralikrishna, K.; Shenoy, U. V. Heat Exchanger Design Targets for Minimum Area and Cost［M］. Chem. Eng. Res. Des. 2000,78, 161167.
[12] Chaudhuri,P.D.;Diwekar,U.M.AnAutomatedApproach for the Optimal Designof Heat Exchangers［M］. Ind.Eng.Chem.Res.1997, 36, 36853693.
[13]TEMA. Standards of the Tubular Heat Exchanger Manufactures Association［M］, 7th ed.; Tubular Heat Exchanger Manufactures Association: New York, 1988.
[14] Balas, E. Disjunctive Programming and a Hierarchy of Relaxations for Discrete Optimization Problems［M］. SIAM J. Alg.Discuss. Methods 1985, 6, 466486.
[15] Raman,R.;Grossmann,I.E.SymbolicIntegrationofLogic in Mixed-Integer Programming techniques for Process Synthesis［M］.Comput. Chem. Eng. 1993, 17, 909927.
新型U形管换热器在粗甲醇系统中的应用
http://china.toocle.com 2008年09月26日08:58 生意社
生意社09月26日讯
新型U形管换热器在粗甲醇系统中的应用
贺运初 胡祖汉 郑宇其 戴新西 李永新
(湖南金信化工有限责任公司 冷水江417506)
摘要：阐述了新型U彤管换热器的结构特点，介绍了该种换热器在粗甲醇系统中的应用情况。工业应用结果表明，新型u形管换热器具有结构紧凑、防振反防垢性能好、传热效率高、安全可靠等优点。
关键词：U形管换热器结 构特点 应用
在高压工况中，常用的换热器主要有螺纹锁紧环换热器、n环换热器、套管式换热器、u形管换热器。螺纹锁紧环换热器结构复杂，金属耗量大，机加工配件多，造价高，检修工作量大；n环换热器的n环加工难度大，检修不方便；套管式换热器在同样换热面积时所需空间大。单位传热面积造价高，一般只适用于传热面积较小的场合；U形管换热器具有结构简单紧凑、在高压工况下金属耗量最小的特点⋯ ，所以在高压工况下u形管换热器比螺纹锁紧环换热器、n环换热器、套管式换热器的用量大。为避免普通u形管换热器的诸多不足之处．开发了一种高效、安全、可靠的新型U形管换热器。
l 新型U形管换热器的结构特点及优点
普通U形管换热器的壳体一般为圆筒形，仅有l块管板，将换热管弯成U形。管子两端固定在同一块管板上，具有下列优点：由于壳体和管子分开．管束可以自由伸缩，不会因管壁与壳壁之间的温差而产生热应力．热补偿性能好；管程为双程，流程较长，流速较高，管侧传热性能好，承压能力强；只有I块管板且无浮头，所以结构简单、紧凑，在直径相同的情况下换热面积最大，在高压工况下金属耗量比其它换热器小，造价比其它换热器低等。但这种换热器存在下列缺点：U形管束在与换热管垂直方向的中心部位存在较大空隙。易结垢，流体易走短路，使传热效率降低；管板上排列的换热管较少，管板直径及厚度均较大，管子与管板问的残余焊接应力大；换热管的弯管段无支承件，管束易振动，易在此处形成壳程流体流动死区，易结垢．影响传热效果；需将管束从壳体内抽出才能清洗管问污垢等。
新型u形管换热器的结构如图l所示。在流体流量较大、所需换热面积较大的情况下。可采用串联、并联或串、并联混合连接以满足需求。该换热器的主要特点是：将换热器的筒体和换热管均设计制造成u形，换热管的两端分别固定在2块管板上，在u形换热管的弯管段设置折流杆或弹簧等管问支承件．在简体上设置供壳程清洗、排污用的接口。
与普通u形管换热器相比，新型u形管换热器具有下列优点：换热器的简体与换热管均为u形，与换热管垂直方向的管束中心处无较大空隙，壳程流体不易走短路或形成流体流动死区，管间不易结垢；在u形换热管的弯曲段设置了折流杆或弹簧、波网、空心环等管问支承件，可降低管束振动，强化换热管弯曲段的传热效果；在筒体上设置了供壳程清洗用的接口，使壳程清洗较方便；将u形换热管的两端分别固定在2块管板上，减小了管板直径和厚度，降低了管板与换热管焊接时的拘束应力及管子与管板间的焊接残余应力，可提高换热器的安全可靠性。
2 应用实例
某化肥企业联醇装置中的粗甲醇水冷器的工艺条件为：气量100 000 m ／h(标态)左右，进气温度≤95 qC，出气温度≤4O qC，进气压力≤12．5MPa，进水温度≤35 qC。进水压力≤O．38 MPa，水冷器的循环水进、出口压差≤0．2 MPa。该水冷器原来由2台换热面积为240 m 、管间支承件为折流板的普通u形管换热器串联组成，管内介质为气体，管间介质为循环水。在投产初期水冷器能基本满足生产要求，但在运行约1年后出现了下列问题：管子与管板间焊缝多处开裂，且补焊不久又重新开裂；多根换热管被磨损甚至穿孔，不得不多次堵管；壳程结垢较严重，且清洗不方便；传热效率低，高温季节水冷器的气体出口温度高达5O℃，导致分离器出口气体的醇含量偏高，每天损失粗甲醇约 2．5 l。
经分析认为造成上述问题的主要原因是：管子与管板之问的连接采用了先胀后焊工艺，焊接时胀管过程中遗留于缝隙中的油污在高温下生成气体并受热膨胀而从焊缝面逸出，严重影响焊缝质量，且管子与管板问焊缝未进行消除应力的
退火处理；组合应用U形管与折流板，且u形管的弯管段无管问支承件。导致较大的流体流动诱发振动，造成换热管与折流板问的撞击与磨损 ；壳程流体走短路，存在流动死区。
该化肥企业在粗甲醇水冷器的更新改造中选用了图l所示的新型u形管换热器，由4台换热面积为l20 m 的换热器串、并联混合连接组成。鉴于该水冷器在使用过程中有多根换热管被磨损且壳程结垢严重的状况，管间支承件选用了折流杆，以在换热器的壳侧建立固有的、无障碍的大横截面流体流道，使壳侧流体在整个壳程断面内以比较均匀的速度平行于管子轴向流动，消除管束产生流体诱导振动的根源和壳程内严重的滞流区域，产生由支撑杆引起的流体“卡曼旋涡”分离和折流圈引发的“文丘里”效应，以防止管柬振动，减少壳侧污垢，强化壳程传热，降低壳侧压降 。
为防止冷却水冲刷壳程进口处的换热管段并造成侵蚀及振动，减小壳程进、出口接管与管板间的介质停滞区而增加换热管的有效换热长度，避免因导流筒占据壳程空间而减少管板上的排管数，同时在壳程进、出口处设置了外导流筒。换热管与管板之间的连接方式选用先焊后胀的强度焊加贴胀，并对管子与管板间焊缝进行消除应力的退火处理，以保证管子与管板问连接接头的可靠性。新型u形管换热器投入系统运行3O个月后，完全能满足工艺要求，且未曾出现换热管与管板间连接接头失效的情况。新、老粗甲醇水冷器在各自投入系统运行3O个月后的换热效果对比情况见表l。
3 结语
新型U形管换热器具有结构简单紧凑、金属耗量小、热补偿性能好、壳程流体不易走短路以及管问不易结垢、防振性能好、壳程污垢清洗较方便、传热效率较高等优点；且该换热器在高压工况下的经济性、可靠性、安全性比其它类型的换热器高得多。
参考文献
l 秦叔经。叶文邦等．按热{{}；．北京l化学工业fij版礼，2003．5一¨ ．75—77．1O1
2 饯 文．换热器设计手H圩．北京：化学．-1．．qk 短礼．2003．6，9一
l0．192—208
3 聂清德．化工没衔设计．北京：化学．71：~lk⋯版社，l991．86，I1l
U形管代替浮头式换热器的应用
更新时间：2011-01-26 10:29:42
U形管代替浮头式换热器的应用
王东旭
(中石化股份有限公司广州分公司，广东广州510700)
[摘要]从泄露原因分析，到设计、制造、使用、经济效益和可操作性几个方面对U形管换热器代替浮头式换热器的可行性进行了简单的分析，证明使用U形管换热器可以产生巨大的经济效益和社会效益。
[关键词]管壳换热器；密封；泄漏；浮头式；U形管式
[中图分类号]TH[文献标识码]A[文章编号]1007-1865(2010)07-0288-01
换热设备是炼化生产中广泛应用的设备之一，约占工艺设备总量的一半左右，目前常用的换热器种类有浮头式、固定管板式和U形管式，其中以浮头式换热器最多。泄漏率是炼化企业考核换热器的重要指标之一，由于各种原因造成的换热器泄漏，影响生产装置的正常运行和工厂的经济效益。尤其是各装置的塔底重沸器，其操作条件复杂，泄漏率较一般换热器高，一旦泄漏就会影响整个装置的正常生产。以笔者公司2#芳烃抽提装置为例，水汽塔重沸器E6108在2006年内就泄漏多次，打压多次不合格，给生产造成很大损失。
1·原因分析
塔底重沸器的主要泄漏部位有2处，即内浮头密封失效和换热管管头破坏。表1是2006年12月大修时的泄漏统计。
1.1内浮头密封失效
内浮头密封面较窄，一般为10～16 mm，通常用波齿复合垫片作密封元件，这种垫片比压低，其y=39.2 MPa，m=2.5～3，压缩量较大，约1.5 mm。鉴于这种特性，管程试压时，浮头盖法兰密封，但壳程试压时，浮头盖外表面受到试验压力的作用，再次压紧垫片，螺栓载荷下降，壳程卸压后，由于垫片回弹力有限而使其比压不足，导致内浮头垫片密封失效。
1.2换热管管头泄漏
换热管是换热器的重要零件，管子与管板的连接尤为重要。我公司2#芳烃装置管头破坏主要是由于管束振动引起管头开裂，重沸器壳程介质均为气液两相共存，塔底饱和液进入重沸器，经管束加热，部分液体汽化，体积迅速膨胀，流速增大。根据流体振动原理，此时很容易引起管束振动。经过计算及现场分析认为，塔底重沸器存在诱导流体弹性不稳定性、旋涡及声共振的条件，导致管头连接破坏的原因。
2· U形管代替浮头式换热器的技术改造
2.1 U形管换热器的设计
U形管换热器与其他类型换热器的最大区别是管束结构，在设计换热管布局时应考虑换热管的最小弯曲半径Rmin与分程隔板槽两侧相邻管中心距Sn的关系[1]。管径越大，最小弯曲半径Rmin就越大，大部分换热管的最小弯曲半径大于分程隔板槽两侧相邻管中心距Sn；因此，为了保证适合分程隔板槽两侧相邻管中心距，最内层换热管在排列时需要进行斜向交叉排列。最内层U形管之间的间距过大时，可设置假管或挡板。
2.2制造
穿管是U形管束制造中的难点，对以下几个方面进行严格控制：保证折流板管孔精度和排列同轴度；对U形管的形状偏差进行严格控制；对直线段的直线度进行严格控制；穿管时在管头加装引导装置。管头与管板的连接采用管板自动焊技术，使管束在平放的状态完成焊接。
3· U形管与浮头式换热器的使用性能
目前U形管换热器大量应用于高温高压的场合。与浮头式换热器相比，由于去掉了浮头密封，U形管换热器的管束不易发生内漏，即使发生内漏，也非常容易处理，尤其是在查找漏点的时候不需要过多的工装；而浮头式换热器在查找内漏时需要有大量专用的工装，操作起来比较繁琐。
U形管换热器的管束发生内漏时一般有两种可能：一种是换热管损坏；另一种是管板接头焊缝腐蚀。第一种情况一般很少发生，发生时可用堵头堵住；第二种情况比较多见，处理时可以对焊缝进行清理补焊。使用状态下的受力状况较好，尤其在管程温差较大时，每个管程的温度不一样，单个管程的换热管所受到的温差应力能够自由平衡，不受浮动管板的限制，有利于保护换热管。使用过程中的操作弹性更大，与同等规格浮头式换热器相比，U形管换热器能够承受更大的温度和压力波动，有利于装置的安稳运行。
4·经济效益分析
4.1检修费用
以改造前BES1300-2.5-275-6/25-2(简称BES)和改造后BIU1300-2.5-275-6/25-2(简称BIU)换热器分析，单台检修费用对比，在平台上检修U形管换热器比浮头式换热器节约费用约8000元[2]。
4.2购置费用
一台型号为BES的浮头式换热器管束质量为4215 kg[3]而型号为BIU的U形管换热器管束质量为3830 kg[4]，它们的质量差为385 kg(当公称压力越高的时候，质量差就越大)。如果设备按1.8万元/t计算，则购买一台DN l300PN2.5的U形管换热器(上接第288页)要比购买一台同规格的浮头式换热器节约6930元。换热器的使用寿命一般为15年，需检修4～6次，加上购置费差价，投用U形管式换热器所节约的费用非常可观。
5·结论
通过以上改造，使用U形管换热器替代浮头式换热器，不仅性价比高，而且可减少静密封数量，操作弹性大，对装置的“安、稳、长、满、优”起到了决定性作用。
基于Ｕ形管式换热器的优化设计研究
来源：http://www.xbshw.com.cn 2010-3-27 11:01:57 字体: 大 中 小
西部石化网摘：管壳式换热器是石油、化工装置中应用最广泛的换热设备,由于管壳式换热器结构坚固,且能选用多种材料制造,故适应性极强,尤其在高温、高压和大型装置中得到普遍应用。
Ｕ形管式换热器是管壳式换热器的一种,它由管板、壳体、管束等零部件组成。在同样直径情况下,Ｕ形管换热器的换热面积最大;它结构简单、紧凑、密封性能高,在高温、高压下金属耗量最小、造价最低;而且,由于Ｕ形管换热器只有一块管板,所以在换热过程中热补偿性能好、承压能力较强,适用于高温、高压工况下操作。
1 Ｕ形管排列原则
换热管是换热器中进行换热的元件。换热管排列可采用正三角形排列,通过正三角形排列,在同一直径管板面积上可排列最多的管数。正三角形排列时,流体在垂直流向折流板缺口时正对换热管,冲刷换热管的外表面,提高换热效果。此外,正三角形排列的流体流道截面小,有利于提高流速和换热效率。为了优化设计Ｕ形管式换热器,Ｕ形管按以下原则排列:
①换热管的排列应使整个管束完全对称;
②应在规定的范围内全部布满换热管;
③拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。
在靠近折流板缺边位置处应布置拉杆,其间距应小于或等于700ｍｍ,拉杆中心至折流板缺边的距离应尽量控制在换热管中心距的(0.5～1.5)√3ｍｍ范围内。
2 Ｕ形管式换热器变化趋势图
表1为Ｕ形管式换热器在设计温度为20℃,设计压力为4.0ＭＰａ下,直径在400ｍｍ～2000ｍｍ范围内变化时的布管数、管板厚度以及换热面积。
Ａ=πｄ0Ｌｎ-πｄ0ｎ1δｔｍ-πｄ0δn ｎ
式中 Ａ———实际换热面积,ｍｍ2
ｄ0———换热管外径,ｄ0=19ｍｍ
ｎ1———穿过单块折流板的换热管数
Ｌ———换热管长度,Ｌ=6ｍ
δｔ———折流板的厚度,ｍｍ
ｍ———折流板数δｎ———管板的厚度,ｍｍ
ｎ———总换热管数
根据以上数据,做出Ｕ形管式换热器在不同直径下的布管数、管板厚度以及换热面积的变化趋势图,如图1所示。
由图1ａ可知,Ｕ形管式换热器直径在400ｍｍ～1200ｍｍ范围内变化时,排管数的变化曲线为平滑的抛物线;直径在1200ｍｍ～2000ｍｍ范围内变化时为4段斜直线,且斜率依次增大,可以看出排管数的变化程度随直径的增大而增大。直径在400ｍｍ～1200ｍｍ范围内变化时,换热面积的增大曲线也为平滑的上升曲线;直径在1200ｍｍ～2000ｍｍ范围内变化时为四段上升的斜线段,且斜率依次增大。
由图1ｂ得知:直径在400ｍｍ～1200ｍｍ范围内变化时,管板厚度的变化曲线为抛物线;在1200ｍｍ～2000ｍｍ范围内变化时为四段上升的斜线段,且斜率依次增大。
根据图1的曲线还可以看出,随着Ｕ形管式换热器直径的不断增大,换热器的排管数、换热面积和管板厚度的最优值的取值范围也随着曲线的变化而各不相同。
3 Ｕ形管式换热器的优化
对于管壳式换热器的优化设计,既要考虑其换热面积,又要考虑其经济性的影响。由图1可以看出,Ｕ形管式换热器直径在400ｍｍ～2000ｍｍ范围内变化时,排管数和换热面积两条曲线的变化趋势基本上一致。所以,从经济性和换热效率两方面考虑,优化设计Ｕ形管式换热器的目标就可以确定为:当Ｕ形管式换热器直径在400ｍｍ～2000ｍｍ范围内变化时,求换热面积(或布管数)的极大值和管板厚度的极小值。
从图1和图2还可以看出,换热面积和管板厚度的变化趋势图均可被分为5个区间:400ｍｍ～1200ｍｍ;1200ｍｍ～1400ｍｍ;1400ｍｍ～1600ｍｍ;1600ｍｍ～1800ｍｍ;1800ｍｍ～2000ｍｍ。但是直径在400ｍｍ～1200ｍｍ范围内的上升趋势最大。
随着能源的日益紧张和强化传热技术的进展,换热器将向紧凑型和重量轻方向发展。因此,本优化设计即是求Ｕ形管式换热器直径在400ｍｍ～1200ｍｍ区间内的最优值。由图1和图2可知,换热面积和管板厚度的趋势图都是抛物线,故拟定其表达式为:
4 结论
综上所述,本文以Ｕ形管式换热器为研究对象,探讨了其换热管的排列型式和原则。运用ＭＡＴＬＡＢ编程语言,绘制出了直径在400ｍｍ～2000ｍｍ范围内的布管数、管板厚度以及换热面积的变化趋势图,拟合出它们各自的变化曲线;并综合考虑经济性和换热效率两方面的影响,对Ｕ形管式换热器进行了优化设计。
U型管式换热器
管壳式换热器的一种，属石油化工设备，由管箱、壳体及管束等主要部件组成，因其换热管成U形而得名。U 形管式换热器仅有一个管板，管子两端均固定于同一管板上，如图1。
此类换热器的特点是管束可以自由伸缩，不会因管壳之间的温差而产生热应力，热补偿性能好；管程为双管程，流程较长，流速较高，传热性能较好；承压能力强；管束可从壳体内抽出，便于检修和清洗，且结构简单，造价便宜。但管内清洗不便，管束中间部分的管子难以更换，又因最内层管子弯曲半径不能太小，在管板中心部分布管不紧凑，所以管子数不能太多，且管束中心部分存在间隙，使壳程流体易于短路而影响壳程换热。此外，为了弥补弯管后管壁的减薄，直管部分需用壁较厚的管子。这就影响了它的使用场合，仅宜用于管壳壁温相差较大，或壳程介质易结
垢而管程介质清洁及不易结垢，高温、高压、腐蚀性强的情形。
17
目录
引言 1
一 文献综述 2
1.1换热器在化工生产中的应用 2
1.2换热器的分类及其特点 2
1.3 U形管式换热器 4
1.4管壳式换热器的研究现状 5
1.5本文设计的主要内容 6
二 计算说明书 7
1.1 原始数据 7
1.2 定性温度及物性参数 7
1.3 传热量与冷水流量 8
1.4 有效平均温差 8
1.5 管程换热系数计算 9
1.6 壳程换热系数计算 10
1.7传热系数计算 11
1.8管壁温度计算 11
1.9管程压降计算 12
1.1 壳程压降计算 13
2.1换热管材料、规格的选择及功能的确定 14
2.2 管子的排列方式 14
2.3 确定壳体直径 15
2.4 筒体壁厚确定 15
2.5 液压试验 16
2.6 壳程标准椭圆形封头厚度的计算 16
2.7 管程标准椭圆形封头厚度的计算 18
2.8 法兰的选择 19
2.8.1 设备法兰的选择 19
2.8.2 接管法兰的选择 19
2.9 管板的设计 20
2.10 管箱短节壁厚的确定 22
2.11拉杆和定距管的确定 23
2.12 折流板的选择 23
2.12.1选型 23
2.12.2折流板尺寸 24
2.12.3换热管无支撑跨距或折流板间距 24
2.12.4 折流板厚度 24
2.12.5 折流板直径 24
2.13 接管及开孔补强 24
2.13.1 管箱接管开孔补强的计算 25
2.14 分程隔板厚度选取 26
2.15支座的选择及应力校核 27
2.15.1支座的选择 27
2.15.2、鞍座的应力校核 28
三 英文文献 32
四 英文翻译 43
致谢 52
内容摘要
换热器作为传热设备随处可见，在工业中应用非常普遍，特别是在耗能用量十分大的领域。随着节能技术的飞速发展，换热器的种类开发越来越多。适用于不同介质、工况、温度和压力的换热器，其结构和型式也不相同。按传热原理和实现热交换的方法，换热器可分为间壁式、混合式及蓄热式3类，其中间壁式换热器应用最普遍。间壁式换热器在各工业部门中的使用极其广泛，担负着多种换热任务，由于它们的使用条件和要求差别很大，如容量、温度、压力和工作介质的性质等，涉及的范围极广，因此换热器的结构型式也多种多样。间壁式换热器，从作为换热面的间壁形式看，主要分为管式和板式两大类。
U形管式换热器是管壳式换热器的一种，由管板、壳体、管束等零部件组成，重量较轻。在同一直径情况下换热面积最大，结构简单、紧凑，在高温、高压下金属耗量最小。U形管式换热器的典型结构是只有一块管板，管束由多根U形管组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形管换热管有温差时，不会产生热应力。其主要缺点是U形管具有一定的弯曲半径，故管板的利用率较差，管内不易清洗，U形管更换困难。
本设计主要完成的是水蒸气—冷凝水的热量交换，设计压力为管1.6MPa，壳程压力为0.75MPa，管程冷却水进，出口温度分别为38ºC和97ºC，壳程水蒸气气进出口温度分别为205.1ºC和95ºC，传热面积134㎡，采用25x2.5x3000的无缝钢管换热，筒体DN=900。通过设计计算提高换热器的热效率和减少能源消耗，达到更高效，更节能的原则。
关键词：换热器; U形管; 法兰; 水蒸气; 冷凝水
Abstract
Heat exchanger which can be seen as a heat transfer equipment .It is very common in industrial applications , especially in the energy field of a very large amount. With the rapid development of energy-saving technologies, types which in heat exchanger are developed more and more . They are applicabling to different media, working conditions, temperature and pressure of the heat exchanger, structure and not the same type. By heat transfer and the realization of the principle of heat exchange methods,Heat exchanger can be divided into partitions-type, mixed type and Regenerative 3 categories,Heat exchanger which partitions the application of the most common.Partitions in the heat exchanger in the use of the industrial sector is extremely broad. Mission charged with a variety of heat exchangers, because of their conditions and requirements are vary greatly,Such as capacity, temperature, pressure and nature of media work, a very wide scope. Thus the structure of heat exchanger is also a variety of patterns. Heat exchanger partitions. From the partitions as a form of heat exchanger surface, the main tube and the plate are divided into two broad categories.
U-tube heat exchanger is a shell and tube heat exchanger of a by the governing board, shell, tube and other parts of the Lighter. In the same diameter, it is the largest case of heat transfer, simple structure, compact, high temperature, high pressure Minimum metal consumption. U-tube heat exchanger is only the typical structure of a tube plate, controlling by the multi-U -Tubes, pipes fixed at both ends of the tube in the same board which can telescopic tube freely. When the shell and the U-tube are temperature in heat exchanger . It will not produce thermal stress. It is main drawback is that U-shaped tube has a bend radius,therefore, the utilization of lower tube plate, tube is not easy to clean and U-tube replacement difficult.
The main of the design is the steam and condensate water heating exchange. The design includes pressure for pipe 1.6MPa,shell-side pressure of 0.75MPa. The cooling water enter into the tube, outlet temperature of 38 º C and 97 º C. Shell side steam temperature gas imports and exports were 205.1 º C and 95 º C, and heat transfer area are 134 square meters.It is used of the seamless steel pipe 25x2.5x3000 heat exchangers, and shell DN = 900. Calculated through the design of heat exchangers increase the thermal efficiencyRate and reduce energy consumption to achieve more efficient and energy-saving principle
Key words: heat exchanger; U-tube; flange; vapor; water
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沈阳化工学院学士学位论文 文献综述
U形管换热器
引言
换热器是在工业生产中实现物料之间热量传递过程的一种设备，自从21世纪以来，各国的换热器水平都有了长足的发展，我国的换热器技术在我国各方面人才的努力下也有了很大提高，本次设计就是在已有的计算基础上进行的，此次设计强调了节能与效率这两大主题。
在查阅了《管壳式换热器原理与设计》《传热学》等书的基础上，结合换热器设计的资料，进行了这次设计。
一 文献综述
1.1换热器在化工生产中的应用
换热器是在工业生产中实现物料之间热量传递过程的一种设备，它是化工，炼油、动力、油田储运集输系统和原子能及其许多工业部门广泛应用的一种通用设备，是保证工艺流程和条件，利用二次能源实现余热回收和节约能源的主要设备。在化工厂换热器约占总投资的10%-20%;在炼油厂换热器约占全部工艺设备投资的35%-40%。由于工艺流程不同，生产中往往进行着加热、冷却、蒸发或冷凝等过程。通过换热器热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体，以满足工艺需要。
1.2换热器的分类及其特点
换热器作为传热设备随处可见，在工业中应用非常普遍，特别是在耗能用量十分大的领域。随着节能技术的飞速发展，换热器的种类开发越来越多。适用于不同介质、工况、温度和压力的换热器，其结构和型式也不相同。按使用目的不同，换热器可分为加热器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。由于使用条件和工作环境不同，换热器又有各种各样的形式和结构。在生产中有时把换热器作为一个单独的化工设备，有时则把它作为某一工艺设备中的组成部分，按传热原理和实现热交换的方法，换热器可分为间壁式、混合式及蓄热式3类，其中间壁式换热器应用最普遍。
间壁式换热器在各工业部门中使用极其广泛，担负着各种换热任务，例如用以加热、蒸发、冷凝和废热回收等。由于它们的使用条件和要求差别很大，如容量、温度、压力和工作介质的性质等，涉及的范围极广，因此换热器的结构型式也多种多样。
间壁式换热器，从作为换热面的间壁形式看，主要分为管式和板式两大类。管壳式、套管式换热器的换热面由管子构成，属于管式换热器;板翅式、板式换热器的换热面由板片构成，属于板式换热器。各种间壁式换热器的特征、工作特性、允许的使用范围等差别很大，其结构设计、热计算也各有特点。管壳式换热器又称为列管式换热器，它属于间壁式换热器。按照有无温度补U形管式换热器的研究与优化设计偿及补偿方法的不同，管壳式换热器主要分为下列几种：
(1)固定管板式。固定管板式换热器的典型结构是管束连接在管板上，管板与壳体焊接。其优点是简单、紧凑，能承受较高的压力，造价低;壳程清洗方便，管子损坏时易于堵管或更换。缺点是当管束与壳体的壁温差或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将产生较大的热应力。这种换热器适用于壳侧介质清洁且不易结垢的场合;管、壳程两侧温差不大或温差较大但壳侧压力不高的场合。
(2)浮头式。浮头式换热器的典型结构是两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对壳体自由移动称为浮头。浮头由浮头管板、钩圈和浮头端盖组成，是可拆联接，管束可从壳体内抽出。管束与壳体的热变形互不约束，因而不会产生热应力。浮头式换热器的特点是管间和管内清洗方便;但其结构复杂，造价比固定管板式换热器高，设备笨重，材料消耗量大，且浮头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求较高。它适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。
(3) U形管式。U形管式换热器的典型结构是只有一块管板，管束由多根U形管组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换热管有温差时，不会产生热应力。其主要缺点是U形管具有一定的弯曲半径，故管板的利用率较差，管内不易清洗，U形管更换困难。U形管换热器结构比较简单、价格便宜，承受能力强，适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢需要清洗、又不适宜采用浮头式和固定管板式的场合，特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、高压、腐蚀性大的物料。
(4)填料函式。换热器两管板中一块与法兰通过螺栓固定连接，另一块类似于浮头，与壳体间隙处通过填料密封，可做一定量的移动。此结构的特点是结构较简单，加工、制造、检修、清洗较方便，但填料密封处易产生泄漏。填料函式换热器适用于压力和温度都不高、非易燃、难挥发的介质传热。
在近代的许多化工过程中，如裂解、合成及聚合等，大都要求在高温高压下进行，有的压力高达250MPx，温度高达7500C，在这样的条件下，尤其还存在腐蚀的情况下，实现换热更困难。一方面，伴随着现代化工厂生产规模的日益增大，换热设备也相应向大型化方向发展，以降低动力消耗和金属消耗;另一方面，随着精细化工的迅速崛起，换热设备也有向小而精方向发展的趋势，管壳式结构的换热器能满足这样的要求。
1 .3U形管式换热器
U形管式换热器是管壳式换热器的一种，由管板、壳体、管束等零部件组成，重量较轻。在同一直径情况下换热面积最大，结构简单、紧凑，在高温、高压下金属耗量最小。其优点是:
(1)管束可抽出来机械清洗;
(2)壳体与管壁不受温差限制;
(3)可在高温、高压下工作，一般适用于温度小于等于500 ºC，压力小于等于10MPa;
(4)可用于壳程结垢比较严重的场合;
(5)可用于管程易腐蚀场合。
U形管式换热器壳程内一般可按工艺要求设置折流板和纵向隔板，以增加壳侧介质流速。为了进一步开展设计，还必须选择冷热流体的流动通道，在U形管式换热器中可根据以下原则选择:
(1)因为U形管内清洗不方便，所以不洁净和易结垢的液体宜在壳程;
(2)腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀;
(3)压力高的流体宜在管程，以免壳体承受压力;
(4)饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较洁净，一般给热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出;
(5)被冷却的流体宜走壳程，以便于散热;
(6)若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，使给热系数大的流体通入壳程，以减少热应力;
(7)流量小而粘度大的流体一般通入壳程为宜。
1 .4管壳式换热器的研究现状
管壳式换热器是石油、化工装置中应用最广泛的换热设备。由于管壳式换热器结构坚固，且能选用多种材料制造，故适应性极强，尤其在高温、高压和大型装置中得到普遍应用。虽然现在出现了波纹板换热器、板壳式换热器、螺旋板换热器、伞板换热器等结构紧凑、高效的换热设备，但管壳式换热器仍占据着主导地位。因为许多工艺过程都具有高温、高压、高真空、有腐蚀性等特点，而管壳式换热器具有选材范围广(可为碳钢、低合金钢、铝材、铜材、钦材等)，换热表面清洗方便，适应性强，处理能力大，特别是能承受高温和高压等特点，所以管壳式换热器广泛应用，它适用于冷却、冷凝、加热、蒸发和废热回收等方面。管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。管束是管壳式换热器的核心，其中换热管作为导热元件，决定着换热器的热力性能。另一个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板(或折流杆)。管箱和壳体主要决定管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全可靠性。管壳式换热器中换热管内构成的流体通道称为管程，换热管外构成的流体通道称为壳程。管程和壳程分别通过两种不同温度的流体时，温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温度较低的流体，温度较高的流体被冷却，温度较低的流体被加热，实现了两流体换热的工艺目的。一般管壳式换热器与其它类型的换热器比较有以下主要技术特性:
(1)耐高温高压，坚固、可靠、耐用;
(2)制造应用历史悠久，制造工艺及操作、维修、检验技术成熟;
(3)选材广泛，适用范围大。
从间壁式换热器的发展史来看，管壳式换热器的技术提高受到下列因素的限制:
(1)流体热附面层热阻的限制。即使是湍流流动，在流体与固体壁之间也要生一层附面层(又称边界层)，而其中接触固体壁的一层称为层流底层，其流动性质为层流流动，它是靠分子扩散进行传导传热的，传热速率很小。这一厚度仅为3-5mm的薄层，其热阻几乎占了整个附面层热阻的80%。进一步减薄、破碎、离和清除这个薄层，都可以逐步提高换热器的传热量，它是提高换热器技术的关键之一。
(2)流体压力损失的限制。通过提高流体速度，可以减薄附面层的厚度，从而提高传输的热量。但是，提高流体速度却引起一个矛盾的后果，流体的压力损失增加，其增加的速率巨大，所以不得不降低流速来接受较低的传热系数。
(3)扩大传热面积的限制。扩大传热面积是提高预热温度和增加热回收率的简单而有效的办法，但却受到换热器成本和价格提高、换热器尺寸扩大与安装重量加大、换热器体积庞大与运输车辆超重等等的限制。
1. 5本文设计的主要内容
本台设计的换热器是U形管换热器，主要完成冷却水—水蒸气的热量交换，设计压力为管程1.6MPa，壳程压力为0.75MPa，管程冷却水进，出口温度分别为38ºC和97ºC，壳程水蒸气进出口温度分别为205.1ºC和95ºC，传热面积134㎡，采用25x2.5x3000的无缝钢管换热，筒体DN=900。通过设计计算提高换热器的热效率和减少能源消耗，达到更高效，更节能的原则。
沈阳化工学院学士学位论文 二 计算说明书
二 计算说明书
1.1 原始数据
壳程水蒸气的进口温度 =205.1
壳程水蒸气的出口温度 =95℃
壳程水蒸气的工作压力 =0.75Mpa
管程冷却水的进口温度 =38ºC
管程冷却水的出口温度 =97ºC
管程冷却水的工作压力 =1.6 MPa
管程冷却水的流量 =120t/h
1.2 定性温度及物性参数
管程冷水定性温度(38+97)/2=64 ºC
管程冷水密度查物性表得=981 Kg/
管程冷水比热查物性表得=4.182KJ/Kg ºC
管程冷水导热系数查物性表得=0.663w/mºC
管程冷水黏度=444.410¯Pas
管程冷水普朗特数查物性表得Pr2=3.41
壳程水蒸气定性温度 （205.1+95）=150ºC
壳程水蒸气密度查物性表得 =2.584Kg/
壳程水蒸汽比热查物性表得 =2.3142Kj/KgºC
壳程水蒸气导热系数查物性表得=0.0263w/mºC
壳程水蒸气黏度 =1.39pas
壳程水蒸气的普朗特数查物性表Pr1=1.11
1.3 传热量与冷水流量
取定换热效率为η=0.98 查表得 r=2113.1
则设计传热量:
120000 4.182(97-38) 0.981000/3600
8060108（W）
则加热水流量：
=3.89kg/s
1.4 有效平均温差
=79.84
参数p：
0.353
参数R：
1.87
换热器按单壳程两管程设计 经查找《管可是换热器原理与设计》图2-6a得： 温差校正系数：Φ =0.87
有效平均温差：
60 ºC
1.5 管程换热系数计算
参考表2——7《管壳式换热器原理与设计》
初选传热系数：
则初选传热面积为：
134.35
选用 不锈钢的无缝钢管作换热管。
则管子外径d0=0.025m 管子内径di=0.02m 管子长度=5m
则所需换热管根数：
570 根
可取换热管根数为580根
则管程流通面积为:
0.046
管程流速为：
=0.74m/s
管程雷诺数为:
32671
管程传热系数为：
4834
结构的初步设计：
经查阅工程手册GB151--1999，可得管间距可按1.25d取，
管间距为：s=0.032m 分程隔板槽两侧相邻管中心距Sn=0.044m
管束中心排管数为:
26根
取 26根
则壳体内径为：
0.9m
故内径Di=0.9m
则长径比为:
3.33合理 。
选择单弓形折流板。则弓形折流板的弓高为：
0.18
折流板间距为:
0.3m
折流板数量为：
9块
1.6 壳程换热系数计算
壳程流通面积为：
0.0591
壳程流速为：
7.18m/s
壳程质量流速为：
18.3m/s
壳程当量直径为：
0.033
壳程雷诺数为：
43433
切去弓形面积所占比例按:0.3经过查阅图4——38b 得为0.145，壳程换热因子经过查阅图2——12得120 《管壳式换热器原理与设计》
管外壁温度假定值为：120 ºC
壁温下水的黏度为： =0.186
黏度修正系数：
0.7
壳程传热系数：
7180
1.7传热系数计算
查阅工程手册GB151---1999第138页可得：
管程水侧污垢热阻为：
壳程污垢热阻为:=0.000176
管壁热阻r忽略,则总传热系数为：
=1100
则传热系数比为：
1.1 所以假设合理。
1.8管壁温度计算
管外壁热流密度计算为：
59010W/ºC
外壁温度为：
误差校核：3.41 所以误差不大，合适。
1.9管程压降计算
管内壁温度:
92 ºC
壁温下水的黏度为： 30.8
黏度修正系数：
1.05
查得管程摩擦系数为： 0.032
管程数2
管内沿程压降为：
2455.7 Pa
回弯压降为：
2148.7 Pa
取进出口处质量流速为：
1600kg/
进出口管处压降为：
1957.2 Pa
管程污垢校正系数为： 1.4
则管程压降为：
8403.4 Pa
管程允许压降Pa ， 即管程压降符合要求。
1.10 壳程压降计算
壳程当量直径：de=0.042m
雷诺数Re1=16656
查得壳程摩擦系数：（《管壳式换热器原理与设计》图3-2）
管束压降：
12273Pa
取进出口质量流速：
进出口压降：
1055Pa
取导流板阻力系数：（取5-10）
导流板压降：
6330Pa
壳程结垢修正系数：1.48
壳程压降：
122731.48+6330+1055=25549Pa
壳程允许压降： Pa ， 符合要求。
2.1换热管材料、规格的选择及功能的确定
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
换热管外径
d0
mm
GB151-1999《管壳式换热器》
25
2
管长
L
mm
同上
3000
3
传热面积
F
《管壳式换热器原理与设计》
134.34
4
换热管根数
Nt
个
580
5
拉杆
d/Nt
个
GB151-1999《管壳式换热器》表43、44
6
6
材料
GB150-1999
《钢制压力容器》选20钢
2.2 管子的排列方式
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
正三角形排列
GB151-1999《管壳式换热器》
2
换热管中心距
S
mm
GB151-1999《管壳式换热器》
32
3
隔板槽两侧相邻管最小中心距
Sn
mm
GB151-1999《管壳式换热器》
100
2.3 确定壳体直径
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
换热管中心距
S
mm
GB151-1999
表12
32
2
换热管根数
Nt
根
580
3
分程隔板厚度
δ
mm
GB151-1999《管壳式换热器》表6
10
4
管束中心排管数
Nc
根
1.1
26
5
筒体直径
Di
mm
900
6
实取筒体直径
Dn
mm
《管壳式换热器设计手册》
900
2.4 筒体壁厚确定
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
工作压力
P
MPa
给定
0.75
2
材料
GB150-1999《钢制压力容器》
16MnR
3
材料许用应力
MPa
GB150-1999《钢制压力容器》
表4-1
170
4
焊接接头系数
Φ
《过程设备设计》
0.85
5
壳程设计压力
Pc
MPa
0.8
6
筒体计算厚度
δ
mm
7.5
7
设计厚度
δd
mm
9.5
8
名义厚度
δn’
mm
10
9
实取名义厚度
δn
mm
GB151-1999《管壳式换热器》
10
10
负偏差
C
mm
《过程设备设计》
0
11
腐蚀裕量
C
mm
《过程设备设计》
2
12
有效厚度
mm
8
13
设计厚度下圆筒的计算应力
σt
MPa
121
14
校核
MPa
144.5
合格
15
设计温度下圆筒的最大允许工作压力
[Pw]
MPa
[Pw]=
0.96
2.5 液压试验
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
试验压力
Pt
MPa
Pt=
0.9
2
圆筒薄膜应力
σt
MPa
135.5
3
常温下材料强度指标
σs
MPa
《过程设备设计》表D1
345
4
校核
0.9φσs
MPa
0.9φσs
263.93
合格
2.6 壳程标准椭圆形封头厚度的计算
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
设计压力
Pc
MPa
Pc=(1.0-1.1)P
0.8
2
工作压力
P
MPa
给定
0.75
3
材料
GB150-1999《钢制压力容器》
16MnR
4
材料许用应力
[σ]t
MPa
GB150-1999
《钢制压力容器》
表4-1
170
5
焊接接头系数
Φ
《过程设备设计》
0.85
6
封头计算厚度
δ
mm
7.5
7
设计厚度
δd
mm
9.5
8
名义厚度
δn’
mm
10
9
实取名义厚度
δn
mm
GB151-1999《管壳式换热器》
10
10
负偏差
C
mm
《过程设备设计》
0
11
腐蚀裕量
C
mm
《过程设备设计》
2
12
有效厚度
δe
mm
8
13
设计温度下封头的计算应力
σt
MPa
121
14
校核
MPa
144.5
合格
15
设计温度下封头的最大允许工作压力
[Pw]
MPa
[Pw]=
0.96
16
公称直径
Dn
mm
筒体公称直径
900
17
曲面高度
h
mm
JB/T4737-95
300
18
直边高度
H
mm
JB/T4737-95
40
2.7 管程标准椭圆形封头厚度的计算
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
设计压力
Pc
MPa
Pc=(1.0-1.1)P
1.2
2
工作压力
P
MPa
给定
1.2
3
材料
GB150-1999
《钢制压力容器》16MnR
4
材料许用应力
[σ]t
MPa
GB150-1999
《钢制压力容器》
表4-1
170
5
焊接接头系数
Φ
《过程设备设计》
0.85
6
封头计算厚度
δ
mm
10
7
设计厚度
δd
mm
10
8
名义厚度
δn’
mm
10
9
实取名义厚度
δn
mm
GB151-1999《管壳式换热器》
10
10
负偏差
C
mm
《过程设备设计》
0
11
腐蚀裕量
C
mm
《过程设备设计》
2
12
有效厚度
δe
mm
8
13
设计温度下封头的计算应力
MPa
109
14
校核
MPa
144.5
合格
15
设计温度下封头的最大允许工作压力
[Pw]
MPa
[Pw]=
1.6
16
公称直径
Dn
mm
筒体公称直径
900
17
曲面高度
h
mm
JB/T4737-95
300
18
直边高度
H
mm
JB/T4737-95
40
2.8 法兰的选择
2.8.1 设备法兰的选择
按其条件DN=900mm 设计温度97 设计压力1.2MPa 由《压力容器法兰》，选择乙型平焊法兰，连接面形式为突面，相关参数如下：单位（mm）
D
D1
D3
D4
H
h
R
d
螺柱规格
螺柱数量
1060
1015
966
1275
52
16
26
115
35
12
27
M24
28
经过查阅《压力容器法兰》中的JB/T4704-2000，可选垫片厚度为3，垫片内直径为915，垫片外直径为965的非金属软垫片。
2.8.2 接管法兰的选择
（1）接管a 、b的公称直径相同设为dn，设进口流速为3m/s,则
=120 mm
由工程手册《钢制管法兰，垫片，紧固件》可查的，公称压力为1.6MPa，dn=125mm可选择平焊法兰，相关数据如下：
DN
A1
D
K
L
n
Th
C
N
S
H1
R
H
125
140
250
210
18
8
M11
28
158
4
12
6
55
（2）接管c 、d的公称直径相同设为dn，设进口流速为2.5m/s,则
=118mm
由工程手册《钢制管法兰，垫片，紧固件》可查的，公称压力为1.0MPa，dn=125mm可选择平焊法兰，相关数据如下：
DN
A1
D
K
L
n
Th
C
N
S
H1
R
H
125
140
250
210
18
8
M11
28
158
4
12
6
55
2.9 管板的设计
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
未被换热管支撑面积
A
13552
2
官板布管区面积
A
36608
3
管板布管区当量直径
Dt
mm
216
4
布管区当量直径与直径之比
ρt
0.23
5
半径
R
mm
470
6
垫片基本密封宽度
B
mm
18
7
垫片接触宽度
N
mm
JB/T4704-2000 图1
25
8
垫片有效密封宽度
b
mm
10
9
垫片接触外径
D
mm
JB/T4700-4707-2000
965
10
垫片压紧力作用中心圆直径
D
mm
940
11
系数
Cc
GB151-1999
《管壳式换热器》
0.258
12
管板削弱系数
μ
GB151-1999
《管壳式换热器》
0.4
13
管板材料
GB150-1999
《钢制压力容器》16MnR
14
设计温度下管板材料的许用应力
MPa
GB150-1999
《钢制压力容器》表4-1
125
15
壳程设计压力
PS
MPa
已知
0.8
16
管程设计压力
Pt
MPa
已知
1.2
17
管板设计压力
Pd
MPa
1.2
18
管板厚度
δ
mm
60.63
19
壳程腐蚀裕量
C
mm
《过程设备设计》
2
20
管程腐蚀裕量
C
mm
《过程设备设计》
2
21
实取名义厚度
δn
mm
GB151-1999
《管壳式换热器》
64
22
换热管轴向应力
σt
MPa
1.
2.
3.
-2.22
3.33
0.088
23
换热管最大轴向应力
MPa
已知
3.33
24
单根换热管金属的横截面积
a
176.625
25
换热管与管板焊脚高度
l
mm
GB151-1999
《管壳式换热器》
3.5
26
换热管与管板连接的拉脱力
q
MPa
2.14
27
许用拉脱力
[q]
MPa
62.5
28
校核
合格
2.10 管箱短节壁厚的确定
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
工作压力
P
MPa
给定
0.8
2
材料
GB150-1999《钢制压力容器》16MnR
3
材料许用应力
[σ]t
MPa
GB150-1999《钢制压力容器》
表4-1
170
4
焊接接头系数
Φ
《过程设备设计》
0.85
5
管程设计压力
Pc
MPa
Pc=(1.0-1.1)P
1.2
6
管箱筒体计算厚度
δ
mm
10
7
设计厚度
δd
mm
10
8
名义厚度
δn’
mm
10
9
实取名义厚度
δn
mm
GB151-1999《管壳式换热器》
10
10
负偏差
C
mm
《过程设备设计》
0
11
腐蚀裕量
C
mm
《过程设备设计》
2
12
有效厚度
δe
mm
8
13
设计厚度下圆筒的计算应力
σt
MPa
109
14
校核
MPa
144.5
合格
15
设计温度下圆筒的最大允许工作压力
[Pw]
MPa
[Pw]=
1.6
2.11拉杆和定距管的确定
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
拉杆直径
dn
mm
GB151-1999《管壳式换热器》表43
16
2
拉杆数量
n
根
GB151-1999《管壳式换热器》表44
6
3
定距管规格
GB151-1999
4
拉杆在管板端螺纹长度
Ld
mm
GB151-1999《管壳式换热器》表45
20
5
拉杆在折流板端螺纹长度
Ls
mm
GB151-1999《管壳式换热器》表45
60
6
拉杆上的倒角高度
b
mm
GB151-1999《管壳式换热器》表45
2
2.12 折流板的选择
2.12.1选型
按照GB151-1999《管壳式换热器》图37可选择单弓形的折流板。
2.12.2折流板尺寸
缺口弦高h值，一般取0.2的圆筒内径，取h=252mm
2.12.3换热管无支撑跨距或折流板间距
参考手册GB151-1999《管壳式换热器》表42知，换热管为Φ25×2.5钢管时，换热管的最大无支撑跨距为L=1850mm，且折流板最小间距一般不小于内径的五分之一且不小于5mm，有传热计算得到B=200mm。
2.12.4 折流板厚度
参考手册GB151-1999《管壳式换热器》表34知，DN=900,取折流板最小厚度6mm.
2.12.5 折流板直径
参考手册GB151-1999《管壳式换热器》中的表41，可知折流板名义外直径为DN=900mm,管孔直径为
2.13 接管及开孔补强
经过查阅《钢制压力容器》GB150--1998中的表8-1可知，当下列条件满足后，可以不另行进行补强：
1. 设计压力小于或等于2.5MPa;
2. 两相邻开孔中心距应不小于两孔直径之和的两倍；
3. 接管公称直径小于或等于89mm;
4. 接管最小壁厚满足表8-1要求
2.13.1 管箱接管开孔补强的计算
由于接管125mm的公称直径大于89mm,所以要补强，但由于设计的筒体或封头厚度远大于理论厚度，所以要进行计算看是否需要补强
1. 有效补强范围
a) 有效宽度B=250
b) 有效高度：外侧高度h1=25
c) 有效高度；内侧高度h2=0
2. 补强面积
有效补强范围内可作为补强的截面积按GB150-1998《钢制压力容器》（8-10）计算
——补强面积mm2
——壳体有效厚度减去计算厚度之外的多余面积
218
——接管有效厚度减去计算厚度之外的多余面积
=170
——焊缝金属表面积36
而最小补强面积 484
484 < A 开孔需另加补强。其另加补强面积A4按下式计算96 可采用补强圈补强，根据DN=125,参考补强圈标准JB/T4736表1选用补强圈外径D0=250 mm 内径Di=d0+3-8=130mm 选用D形坡口。
补强圈厚度：
=0.5 为制造方便取4mm
2.13.2 壳体接管开孔补强的计算
由于接管3000mm的公称直径大于89mm,所以要补强，但由于设计的筒体或封头厚度远大于理论厚度，所以要进行计算看是否需要补强
3. 有效补强范围
d) 有效宽度B=64
e) 有效高度：外侧高度h1=12.6
f) 有效高度；内侧高度h2=0
4. 补强面积
有效补强范围内可作为补强的截面积按GB150-1998《钢制压力容器》（8-10）计算
——补强面积mm2
——壳体有效厚度减去计算厚度之外的多余面积
15
——接管有效厚度减去计算厚度之外的多余面积
=25
——焊缝金属表面积
而最小补强面积 A=75
70 > A , 则不需要补强圈。
2.14 分程隔板厚度选取
经过查阅GB151-1999《管壳式换热器》，分程隔板厚度选为10mm。
2.15支座的选择及应力校核
2.15.1支座的选择
按工程手册《钢制管法兰 垫片 紧固件 》 JB/T4712-92鞍式支座的选择重型BI型焊制鞍式支座（表7）
当DN=900mm取鞍式支座的相关尺寸如下：
序号
项目
符号
单位
数值
1
公称直径
DN
mm
900
2
允许载荷
Q
KN
225
3
鞍座高度
h
mm
200
4
底板
mm
810
mm
150
mm
10
5
腹板
mm
10
6
筋板
mm
400
mm
140
mm
120
mm
10
7
垫板
弧长
mm
1060
mm
200
mm
6
e
mm
36
8
螺栓间距
mm
590
9
带垫板鞍座质量
M
Kg
40
10
包角
α
120
11
型号
BI
重型
F,S各一
2.15.2、鞍座的应力校核
（1） 原始数据表
序号
项目
符号
单位
数值
1
设计压力
Pc
MPa
1.2
2
设计温度
t
ºC
160
3
物料密度
ρ
998.2
4
筒体内径
Dn
mm
900
5
筒体长度
L
m
4752
6
公称厚度
δn
mm
5
7
厚度附加量
C
mm
2
8
鞍座型号
BI
9
鞍座中心线离封头切线的距离
H
mm
1557
10
鞍座腹宽
B
mm
170
11
腹板厚度
mm
10
12
鞍座包角
α
120
13
容器与封头的材料
16MnR
14
容器与封头的许用应力
[σ]t
MPa
170
15
鞍座材料
16MnR
16
鞍座材料许用应力
[σ]t
MPa
170
17
容器自重
m
kg
9674
18
物料重量
Kg
4458
19
总重量
M
kg
14132
（2） 校核计算
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
支座反力
F
N
92580.6
2
系数
C1
0.238
3
系数
C2
1.068
4
系数
C3
0.0385
5
筒体在支座跨中截面处的弯矩
M1
Nmm
6
筒的支座截面的弯矩
M2
Nmm
-C2
7
跨中截面处的轴向应力（最高点）
σ
MPa
8.9
8
跨中截面处的轴向应力（最低点）
σ
MPa
71.9
9
系数
A
0.00157
10
系数
B
MPa
GB150-1998图6-3
148
11
轴向许用压缩应力
[σ]
MP
B=148 MP
148
12
比较 =128 MP验算合格
筒体和封头中的切向剪应力
13
系数
K
《过程装备设计》表5-2
0.88
14
切向剪应力
τ
=
12.18
15
椭圆形封头的形状系数
K
标准椭圆形封头
K=1.0
1.0
16
封头内压引起应力
σ
126
17
比较 , 验算合格
筒体的周向应力
18
鞍座截面筒体最低处的周向应力
σ
-23.39
19
系数
K
《过程装备设计》表5-3
0.760
20
筒体有效宽度
mm
300.8
21
鞍座边角处筒体的周向应力
σ
MP
-22.78
22
系数
K
《过程装备设计》表5-3
0.0132
23
比较,验算合格
鞍座腹板应力
24
系数
K’
《过程装备设计》表5-5
0.204
25
鞍座承受水平分力
Fs
N
= K′F
18886.44
26
鞍座计算高度
Hs'
mm
取实际高度
200
27
取Hs'和=200中较小者为Hs即Hs=100
28
鞍座有效断面平均应力
σ
MPa
9.44
29
比较验算合格
沈阳化工学院学士学位论文 三 英文文献
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Mechanical Design of Heat Exchangers
The many configurations and types of heat exchangers necessary for the variety of fluids and widerange of temperature and pressure encountered inthe chemical industry make choice of design a complex problem in economics
The WIDE RANGE of applications of heat exchangers in the chemical industry has led to a variety of constructions. Many types have been designed to accommodate the simple fluids, solutions, or slurries which must be cooled, condensed, or boiled. The extremes of temperatures and the pressures involved in these processes have also been considered.
Standard Heat Exchangers
To suit the majority of cases, standard shell-and-tube heat exchangers have developed. The essential parts are the tube sheets, tube bundle, the heads, the shell, shell baffles, and inlet and outlet nozzles. In general, these can be obtained for operating pressures up to 600 p.s.i. and for sizes up to 1
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