[正戊烷立式管壳式冷凝器的设计(新月版)] 管壳冷凝器

《化工原理课程设计》报告

正戊烷冷凝器的设计

目录

1.1概述·····························2

1.2任务安排···························4

1.3确定物性数据·················································4

1.3.1确定流体流动空间·········································4

1.3.2计算流体的定性温度，确定流体流动的物性数据···············4

1.4初选换热器规格················································5

1.4.1初选换热器规格···········································6

1.4.2核算总传热系数··········································6

1.4.3计算压强降··············································7

1.4.4核算总传热系数„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7

1.5结构设计······················································8

1.5.1 列管式换热器概述·······································8

1.5.2 列管式换热器的设计原则·································9

1.5.3 流动空间的选择·········································10

1.5.4 传热管排列和分程方法···································10

1.6总结表························································16

1.6.1工艺设计汇总表············································16

1.6.2设备结构设计··············································17

1.6.3主要零部件汇总表··········································18

1.1概述

换热器是化工厂中重要的化工设备之一，换热器的类型很多，特点不一，可

根据生产工艺要求进行选择。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的

类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。

换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、过热

器等。 依据传热原理和实现热交换的方法可分为间壁式、混合式、蓄热式三类。

其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换

热器、板面式换热器和扩展表面式换热器。

在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一

种流体则温度较低，吸收热量。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和

节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。

传热器的结构分类

完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求。

（1）合理地实现所规定的工艺条件

传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质

（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。根据这些条件进行热力学

和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，

在单位时间内传递尽可能多的热量。

①增大传热系数K: 在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，

尽量选择高的流速。

②提高平均温差: 对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为

这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时，

可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。

③妥善布置传热面S 例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方

式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管

束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，

可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。

（2）安全可靠

换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应

遵照我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》

等有关规定与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。

（3）有利于安装、操作与维修

直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与装

拆，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，

检查孔与敷设保温层。

（4）经济合理

评价换热器的最终指标是：在一定的时间内（通常为1年）固定费用（设备

的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费等）的总和为最小。

在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为重

要。

1.2任务安排

1.处理能力： 2.07*10^4吨/年正戊烷

2.设备形式： 立式列管冷凝器

3.操作条件

(1)正戊烷：冷凝温度51.7℃ 冷凝液于饱和温度下离开冷凝器51.7℃

（2）冷却介质：井水，入口温度22℃，出口温度 30℃

（3) 允许压强降：不大于10^5Pa

(4)每年330天计，每天24小时连续

4.设计项目

( 1 ) 设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。

( 2 ) 换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。

( 3 ) 换热器的主要结构尺寸设计。

( 4 ) 主要辅助设备选型。

( 5 ) 绘制换热器总装配图。

1.3确定物性参数

1.3.1确定流体流动空间

根据换热器流体流经选择原则：

(1).饱和蒸汽宜走管间，以便于及时排走冷凝液，且蒸汽较洁净，它对清

洗无要求；

(2)被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，增强冷凝效果；

(3)黏度大的的液体或流量较小的流体宜走管间，因流体有折流挡板的壳

程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re下即可达到湍流，以提高

对流传热系数。

综合上述原则，对本次设计：冷却水走管程，正戊烷走壳程

1. 3. 2计算流体的定性温度，确定流体流动的物性数据

两流体在定性温度下的物性参数如下：

a.假设井水的出口温度为30℃，井水入口温度为22℃

b.由设计要求的正戊烷的流量:WZ=20700×1000/330/24=2613.64 kg/h

c.已知51.7℃时正戊烷的蒸发潜热 r=347.5044KJ/kg

热负荷为：

Q=WZ×r=2613.64×347.5044=908250.14KJ/h=252.29Kw

d.在30℃~50℃之间水的定压比热容为4.174KJ/kg·K

做能量衡算井水流量为：

Wh= Q /（Cp×t）= 908250.14/（4.174×（30-22）） = 27199.63kg/h

e.井水的定性温度为tm=（22+30）/2 = 26℃

两流体的温差Tm-tm=51.7-26

f.有效平均温度差：

T m=（51.7-22-51.7+30）/In{（51.7-22）/（51.7-30）}=25.49℃

g.选取经验传热系数K值：根据管程走井水，壳程走正戊烷，选择总传热

系数Ko=600W/m^2·℃

估算换热面积： S=Q/Ko·Tm=252.29×10^3/（600×25.49）=16.50m^2

考虑15%的面积裕热：S`=1.15S=16.50×1.15 = 18.97m^2

1.4初选换热器规格

1.4.1初选换热器规格

管子规格： Φ25×2.5mm

公称直径DN： 400mm

公称压力PN： 0.25MPa

管程数N： 2

管子根数n： 94

中心排管数： 11

管程流通面积： 0.0148m^2

换热管长度L： 3.000m

计算换热面积A： 18.97m^2

1.4.2核算总传热系数

a.该换热器的实际传热面积：

So=n×π×do×（ L-0.1）=94×3.14×0.025×(3.0-0.1）=21.40 m^2

b.故该换热器要求的总传热系数为：

Ko=Q/(So·Tm)=252.29×10^3/（21.40×25.49）=462.50/m^2·℃

1.4.3计算压强降

(1)计算管程压降

∑△Pi=（△P1+△P2）FtNpNs 其中，Ft=1.4，Ns=1，Np=2

管程流通面积Ai=（n/N）（πd^2/4）=94/2×0.785×0.02^2=0.01476m^2

Vsi=m/ρ=27199.63/3600/994.8=0.0076m^3/s,

Ui=Vsi/Ai=0.0076/0.01476=0.51m/s

Re=di·ui·ρi/μ i=0.02×0.51×994.8/（80.00×10^-5）

=12797.18>10000(湍流)

取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则ε/d=0.005，而Rei=12797.18，查阅莫

狄摩擦系数图知：λ=0.030

△P1=λL/d·ρu^2/2=0.030×3/0.02×994.8×0.51^2/2=582.18Pa

△P2=3×ρu^2/2=3×994.8×0.51^2/2=388.12Pa

∑△Pi=（582.18+388.12）×2×1.4=2716.84Pa

(2)计算壳程压降

∑△Po=（△P1`+△P2`）FsNs 其中，Ft=1.15，Ns=1，

△P1`=F f0 nc(NB+1)ρu^2/2，

对三角形排列的管子，F=0.5，nc=1.1n = 11, n = 94，

折流挡板间距h=0.3m,NB=L/h-1=3/0.3-1=9

壳程流通面积Ao=h(D-ncdo)=0.3*(0.4-11*0.025)=0.0375m^2

uo =2613.64/3600/596/0.0375=0.0325m/s

Reo=do·uo·ρ/μ = 0.025*0.0325*596/0.00018 = 2688.93

fo=5.0Reo-0.228=0.826

所以，△P1`=0.5*0.826*11*（9+1）*596*0.0325*0.0325/2=14.30Pa

△P2`=NB（3.5-2h/D)ρ

uo^2/2=9*(3.5-2*0.3/0.4)*596*0.0325*0.0325/2=5.67Pa

∑△Po=(14.30+5.67)*1.15=22.96Pa

经上述计算可知，管程和壳程的压强降都能满足题设的要求。

1.4.4核算总传热系数

(1)计算管程对流传热系数αi

Re=12797.18>10000(湍流),流体被加热，n=0.4

Pri=Cp·μi/λ=4.174×10^3×80.00×10^-5/0.626=5.3

ai=0.023（λ/d）×Re^0.8×Pr^0.4=0.023×（0.626/0.02）×12797.18^0.8

×5.3^0.4 = 2708.16W/（m^2·℃）

(2)计算壳程对流传热系数ao

因为立式管壳式换热器，壳程为正戊烷饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热

器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算ao

假设外管壁温度为41.3℃，则平均膜温为46.5℃，在此温度下，正戊烷冷凝

液的物性参数 λ=0.112W/（m·℃）；ρ=626kg/m^3；μ=0.229mPa·s

a o=1.13（g·ρ^2·λ^3·r/μLt）^1/4=1.13（9.81×626^2×0.112^3

×357400/(0.000229×3×（51.7-46.5））^1/4= 1093W/m^2·℃

（3）确定污垢热阻

Rso=1.72×10^-4m^2·℃/W（有机液体）

Rsi=2.0×10^-4m^2·℃/ W（井水）

（4）总传热系数K

1/K=1/ao+Rso+ Rsi*do/di+do/(ai*di)

=1/1093+0.000172+0.0002×0.025/0.02+0.025/(2708.16*0.02)

=1.80×10^-3

所以K=556.02W/m^2·℃

因为Ko=600W/m^2·℃

所选换热器的安全系数为（600-556.02）/600=7.3%

（5）核算壁温

（T-tw）/（1/ao+Rso）=（tw-t）/（1/ai+Rsi）

代入数据：（51.7-tw）/（1/1093+0.000172）=（tw-30）/（1/2980+0.0002） 经解：Tw=44.54℃ ，与假设的41.3℃相差不大

1.5结构设计

1.5.1列管式换热器概述[1]

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。

在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构。其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔板，便成二管程；在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程；如此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积，而使传热面积减小。 列管换热器（又名列管式冷凝器），按材质分为碳钢列管换热器，不锈钢列管换热器和碳钢与不锈钢混合列管换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、U型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程，传热面积1～500m2列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：

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。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 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。

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。 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。

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。

1.5.2列管式换热器的设计原则[2]

列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计。其中以热力设计最为重要。本次设计主要需完成选择何种列管式换热器来实现煤油的冷却，通过对煤油产品冷却的列管式换热器设计，达到让我们了解该换热器的结构特点，并能根据工艺要求选择适当的类型，同时还能根据传热的基本原理，选择流程，确定换热器的基本尺寸，计算传热面积以及计算流体阻力。

1.5.3 流动空间的选择

在管壳式换热器的计算中，首先需要决定何种流体走管程，何种流体走壳程，这需要遵循些一般原则。

（1）应该尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热面两侧的传热系数接近。

（2）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。

（3）管程、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。

（4）应减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力。

（5）对于有毒的介质和气相介质，必使其不泄漏，应特别注意其密封，密封不仅要可靠还应该要求方便和简单。

（6）应尽量避免采用贵金属，以降低成本。

1.5.4 传热管排列和分成方法

传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。

正方形直列 正方形错列

三角形直列 三角形错列

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；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采用三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。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，采用正方形排列方式。 1.5.4.1管心距

本次设计，焊接法取管心距t=1.5do=37.5mm，隔板中心到其最近一排管中心距离：S=t/2+6=37.5/2+6=24.75 mm 取整S=25mm，各程相邻管的管心距为;25×2=50mm 1.5.4.2外壳直径的确定

D=t(nc-1)+2b` D——壳体内径，m

t——管中心距，m，通常，胀管法t=（1.3~1.5）d0,且相邻两管外壁

间距不应小于6mm,即t >= d0 + 6

b`——管束中心线上最外层管中心至壳体内壁的距离，一 般取

b`= （1~1.5）d0

对于按正三角形排列的管子，nc=1.1n = 11，b`=1.5*19=22.8mm，t = 28mm D=t(nc-1)+2b`=28*(11-1)+2*22.8=325mm,取整D=400mm 最小壁厚：10mm

1.5.4.3 封头（公式出自《化工容器设计》） 封头材料选用Q235-C ①椭圆形封头

采用标准椭圆形封头（a/b=2） K=1 t

KPcDt

2[σ]φ0.5pc

t



2.5400

21250.850.52.5



4.7mm

C1

0.6mmC2

1mm

t’tC1C24.70.616.3mm 圆整取tn7mm

封头总高

Di4

hotn125258133mm

2000mm,ho取25mm

(DN

② 半球形封头 t

PcDi4[σ]φpc

t

)



2.540041250.852.5

mm

2.4mm

C

1

0.22mmC21mm

t’tC1C22.40.2213.62mm 圆整取tn4mm 封头总高 ③ 蝶形封头 取

rRci

0.17

Di2

tn207mm

查表得M=1.36

蝶形封头形状系数

t

MαPcDt2[σ]φ0.5pc

t



1.360.92.540021250.850.52.5

5.76mm

C10.8mmC2

1mm

t’tC1C25.760.817.56mm 圆整取tn10mm

封头高度 0.194Dihotn

0.1944002510112.6mm

综合高度和厚度以及节省成本原则选择椭圆形封头，根据JB/T4746-2002选择DN=400mm 封头质量为20kg，直边高度25mm，曲面高度100mm，厚度

p=4~8mm

1.5.4.4 容器法兰

选择乙型平焊法兰（JB/T4702-2000）

1.6MPa，符合要求，故选择16MnR。

采用石棉橡胶垫片，JB/T4704-2000

DN400mm,PN1.6MPa,D530mm,D490mm,D445mm,36mm,d23mm,

13D

5

444mm,d5404mm,螺柱规格：M20, 数量20

1.5.4.5管板（数据选自《换热器设计手册》）

固定管板式，壳体与管板采用焊接型式,管板兼作法兰。 管板材料为16Mn 1.5.4.6接管尺寸

流速u的经验值可取：对液体： u=1.5~2m/s 对蒸气：u=20~50m/s

对气体：u=（0.1~0.2）m/s

①壳程进口接管

取壳层进口接管内正戊烷蒸汽流速为u=10m/s,正戊烷气体密度为

ρ3.585kg/m

3

d



=0.161m

取B型补强管DN=200，21913，质量m=6.6kg/100mm（HGJ527-90） 取补强圈d=224mm,D=400,计算得δd8.7mm，圆整得δn10mm 查JB/T4736-95,接管伸出长度为200mm 接管位置尺寸：LDH12

b4C

2002

48448176mm

，

取200mm

② 壳程出口接管

取壳层出口接管内正戊烷液体流速为u=0.5m/s,正戊烷液体密度为

ρ596kg/m3

d



取B型补强管DN=125，13310，质量m=3.0kg/100mm（HGJ527-90）

取补强圈d=138mm,D=250,计算得δd7.9mm，圆整得δn8mm L2

取150mm ③管程接管

DH2

hfC

1332

4348141mm

取管程内水的流速为u=1m/s，水密度为ρ993.6kg/m3

d



=0.098m

取B型补强管DN=125，13310，质量m=3.0kg/100mm（HGJ527-90） 取补强圈d=138mm,D=250,计算得δd7.9mm，圆整得δn8mm 查JB/T4736-95,接管伸出长度为200mm 接管位置尺寸：L21.5.4.7接管法兰

DH2

hfC

1332

4348141mm

，取200mm

采用板式平焊法兰（HGT20592-2009），法兰选择如下：

1.5.4.8 管箱长度

LL2H250600

（L2为接管位置尺寸，H为封头高度，250为焊点和开孔点的最小距离） 1.5.4.9折流板 （支撑板）

对立式换热器设置折流板，能够有效的防止传热管有破坏性振动。 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆 高度为 h=0.25·D=0.25×（400-10）=97.5mm

取折流板间距B=0.4D=0.5×400=200mm，取板间距B=300mm 折流板数Nb=传热管长/折流板间距=3000/300-1=10块

选取折流板与壳体间的间隙为4mm，因此折流板直径 Dc=400-2×4=392mm 1.5.4.10拉杆

拉杆数量与直径可查表选取，本换热器壳体内径为400mm，故拉杆直径

为Φ12mm，拉杆数量不得少于4个，取10个。

定距管为252.5，距离按实际需要选取。

1.5.4.11分程隔板与缓冲板

分程隔板：隔板材料为Q235—C DN600mm 隔板最小厚度为8mm（G151-99） 设计时取10mm 缓冲板：管程流速小可以不用缓冲板

壳程流速约10m/s，接管直径200mm，缓冲板厚度为6mm长度300mm

PN=2.5MPa，DN=400mm t=43mm H=190mm

法兰强度校核：

查乙型法兰最大允许工作压力表在温度小于200错误！未找到引用源。时，16MnR的工作压力是2.5MPa，符合要求，故选择16MnR。

1.6总结表

1.6.1工艺设计汇总表

工艺设计汇总表

1.6.2设备结构设计

1.6.3主要零部件汇总表

结构设计主要零部件汇总表