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换热器说明书

9.2换热器的设计与选型

921概述

换热器是一种在不同温度的两种或两种以上流体间实现物料之间热量

传递的节能设备，是使热量由较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要，同时也提高能源利用率的主要设备之一。

对于迅速发展的化工、炼油等工业生产来说，换热器尤为重要。

通常

在化工厂的建设中，换热器约占总投资的10~20%。

在石油炼厂中，换热器约占

全部工艺设备投资的35-40%。

换热器包括过程流股的冷却器，加热器，塔的再沸器和冷凝器，以及不同温

位的工艺物流相互进行显热交换的换热器。

根据工艺要求掌握物料流量、温度、压力、化学性质、物性参数等特性等，初步确定设计方案。

在设计过程中，主要考虑如下几个方面的问题。

1）满足工艺和操作的要求

设计出来的流程和设备首先要保证质量，操作稳定，这就必须配置必要

的阀门和计量仪表等。

并在确定方案时，考虑流体的流量，温度和压力变化时采取什么措施来调剂节，而在设备发生故障时，检修应方便。

2）满足经济上的要求

既能满足工艺操作的要求，又使施工简便，材料来源容易，价格低。

如

果有废热可利用，要尽量节省热能，充分利用废热，或者采取适当的措施达到降低成本的目的。

3）保证生产安全

在工艺流程和操作中若有爆炸，中毒等危险性，要考虑安全措施。

又如设备材料的强度验算，除按规定应有一定的安全系数外，还应考虑由于设备中压力突然升高或者造成真空而需要安装安全阀

9.2.2换热器的分类

1.按工艺功能分类：

可分为冷却器、加热器、再沸器、冷凝器、蒸发器、过热器、废热锅炉等。

2•按传热方式和结构分类：

可分为间壁传递热量式和直接接触传递热量式,其中间壁传递热量式又可分为：

1管壳式换热器：

固定管板式、浮头式、填料函式、U型管式、滑动管板式。

2板式换热器：

板翅式、螺旋板式、伞板式、波纹板式。

3管式换热器：

空冷式、套管式、喷淋管式、箱管式。

4液膜式换热器：

升降模式、括板薄膜式、离心薄膜式。

5其他型式换热器：

板壳式、热管等。

923换热器选型标准

1.温度

冷却水的温度不宜高于60C，以免结垢严重；高温端的温差不应小于20C,

低温端不应小于5°C；当两工艺流体之间进行热交换时，低温端的温差不应小于

20C;当采用多管程、单壳程的管壳式换热器，并用水作为冷却剂时，冷却剂的出口温度不应高于工艺流体的出口温度。

在冷却或冷凝工艺流体时，冷却剂的入口温度应高于工艺流体中易结冻组分

的冰点，一般应高于5C；当冷凝带有惰性气体的工艺流体时，冷却剂的出口温

度应该低于工艺流体的露点，一般低于5C；在冷却反应物时，为了控制反应,

2.压力降

管壳式换热器工作时，增加工艺流体的流速，可相应增加传热膜系数，从而

提高总的传热系数，使换热器结构更紧凑。

但流速增加后将相应增大换热器的压

力降，从而加剧换热器的磨蚀和振动破坏等；同时，压力降的增大也使得换热器

运行过程中的动力消耗增大。

因此，一般应限制管壳式换热器的最大压力降，下

面列出了允许的压力降范围。

表9-6换热器压力降允许范围

工艺流体的压力

允许的压力降/MPa

真空

0.01

0.1-0.17

0.004-0.034

3.流体空间的选择

1为了使管壳式换热器正常而有效地工作，应慎重地选择流体的走向。

2当两流体温差大，高温流体一般走管程，可以节省保温层和减少壳体厚度。

有时为了便于高温流体的散热，也可以使高温流体走壳程，单为了保证操作人员的安全，需设置保温层。

3较高压力的流体走管程，以减少壳体厚度。

4腐蚀性较强的流体宜走管程，以节省耐腐蚀材料。

5较脏和易结垢的流体尽可能走管程，以便于清洗和控制结垢。

如必须走壳

程，则应采取正方形排列，并采取可拆式（浮头式、填料函式、U型管式）的换热器。

6黏度较大的流体应走壳程，以得到较高的传热系数。

7流量较小的流体应走壳程，易使流体形成湍流状态，从而增加传热系数。

9.2.4换热器设计选型依据

《浮头式换热器和冷凝器型式与基本参数》JB/T4714—92

《固定管板式换热器型式与基本参数》JB/T4715—92

《立式热虹吸式重沸器型式与基本参数》JB/T4716—92

《U形管式换热器型式与基本参数JB/T4717—92

《管壳式换热器》GB151-1999

《化工工艺设计手册》化学工业出版社

《换热器》化工设备设计全书化学工业出版社

《管壳式换热器》GB151-1999

换热器包括过程流股的冷却器，加热器，塔的再沸器和冷凝器，以及不同温位的

工艺物流相互进行显热交换的换热器。

根据工艺要求掌握物料流量、温度、压力、

化学性质、物性参数等特性等，初步确定设计方案。

在设计过程中，主要考虑如

下几个方面的问题。

1）满足工艺和操作的要求

设计出来的流程和设备首先要保证质量，操作稳定，这就必须配置必要的阀

门和计量仪表等。

并在确定方案时，考虑流体的流量，温度和压力变化时采取什

么措施来调剂节，而在设备发生故障时，检修应方便。

2）满足经济上的要求

既能满足工艺操作的要求，又使施工简便，材料来源容易，价格低。

如果有

废热可利用，要尽量节省热能，充分利用废热，或者采取适当的措施达到降低成

本的目的。

3）保证生产安全

在工艺流程和操作中若有爆炸，中毒等危险性，要考虑安全措施。

又如设备

材料的强度验算，除按规定应有一定的安全系数外，还应考虑由于设备中压力突

然升高或者造成真空而需要安装安全阀等。

925换热管

1.管径管子的尺寸和形状对传热有很大影响。

采用小管径时，换热器单位体积的换

热面积较大，设备较紧凑，单位传热面积的金属消耗量少，传热系数也高。

据估

算，将同直径换热器中的换热管由①25mm改为①19mm,其传热面积可增加40%左右，节约20%金属以上；但增加了制造难度，且小管子容易结垢，不易清洗。

表9-7为常见换热管规格:

表9-7换热管常用直径规格

1碳素钢、低合金钢

①19X2mm

①25X2.5mm

①32X3mm

①38X3mm|

1不锈钢

①19X2mm

①25X2mm

①32X2.5mm

①38X2.5mm|

2.排列形式

如图9-5所示，换热管在管板上的排列方式主要有正三角形、正方形和转角正三角形、转角正方形。

正三角形排列形式使用最为普遍，由于管距都相等，可以在同样的管板面积上排列最多的管数。

但因管外不易清洗，其使用场合受到限

制，主要适用于壳程介质污垢少，且不需要进行机械清洗的场合。

而采用正方形

和转角正方形排列的管束，能够使管间小桥形成一条直线通道，便于管外机械清

洗。

3.管间中心距

换热管中心要保证管子与管板连接时，管壳有足够的强度和刚度。

管间需要

清洗时还要留有进行清洗的通道。

换热管中心距一般不小于1.25倍的换热管外

径，常用的换热管中心距如图所示。

表9-8常用换热管中心距

换热管外径/mm

换热管中心距/mm

4.管长

在满足换热面积和设计要求的条件下，尽量选用较短的管子，以降低压降。

5.管程数管程数增加，管内流速增加，传热系数增加，但不选用过高的管程数，以免

压力降过大，一般选在1〜2。

6.换热面积有些物流所需的换热面积大，采用多个换热器并联，而不采用串联，避免压

力降过高，影响传热系数。

7.余量

对于工艺物流间的换热，留有25〜40%的余量；对于工艺物流与公用工程间

的换热，留有15〜30%的余量；对于操作相对稳定的换热留有余量可相对较少。

&密封条数按照换热器设计建议，每五排管设置一对密封条。

9.折流板折流板数目和间距按照《化工工艺设计手册》的推荐值设定。

表9-9折流板间距常用数值

公称直径DN

管长

折流板间距

<500

<3000

100

200

300

450

600

4500~6000

600~800

1500~6000

1150

200

300

450

600

900~1300

<6000

200

300

450

600

7500,9000

750

1400~1600

6000

300

450

600

750

7500,9000

1700~1800

6000~9000

450

600

750

表9-10折流板数目

DN/mm

数量/对

500

500~1000

>1000

926具体设计过程

F面以BTX预热器

（2）为例进行换热器的设计。

设计参数:

表9-11换热器E0202物流参数

管程

壳程

物质

高温高压蒸汽

BTX

定性温度

130+125.46

25+115

T==127.73C

T==70C

质量流量

qm=5843.16kg/h

qm=76937.56kg/h

1.ChemCAD模拟

利用ChemCAD对所设计预热器进行模拟，得到各工段物料的组分、流量、压力、温度等特性，利用ChemCAD设计出了全场的换热设备。

初步模拟各工段物流的参数如

Stream

No.

Stream

Name

Utilit

out

Temp

130.00

125.464

25.1012

115.000

00*

Pres

MPa

0.2694

0.2350*

0.2500

0.2400

Enth

MJ/h

-77334

-90199.

10228.

23093.

Vapor

mole

fracti

1.0000*

0.00000

0.000

Total

kmol/h

324.34

324.349

835.000

Total

kg/h

5843.1

5843.16

76937.5

641

653

Total

std

m3/h

5.8432

88.07

Total

std

m3/h

7269.86

18715

.40

Flowrates

kg/h

Methyl

Alcoho

0.0000

Methylben

0.0000

46162.6

zene

412

0-Xylene

0.0000

3928.17

M-Xylene

0.0000

3185.01

P-Xylene

0.0000

10616.6

997

Water

5843.1

0.0000

641

Benzene

0.0000

13045.0

375

Nitrogen

0.0000

Hydrogen

0.0000

Ethene

0.0000

初步模拟结果如下表

Summary

GeometryData

HeatTransferData

ExchangerClass

EffectiveTransferArea

108.19

ExchangerType

AEL

AreaRequired

91.72

ShellI.D.

0.49

Excess%

17.96

ShellinSeries

CORLMTD

44.06

ShellinParallel

OverallCoefficient（Calculated）

W/m2-K

884.34

NumberofTubes

304

OverallCoefficient（Service）

W/m2-K

749.72

TubeLength

6.10

HeatCalculated

MJ/h

15174.77

TubeI.D.

0.02

HeatSpecified

MJ/h

12864.71

TubeO.D.

0.02

ShellSideFilmCoefficient

W/m2-K

1675.47

TubePattern

TRI60

TubeSideFilmCoefficient

W/m2-K

14147.53

TubePitch

0.03

ShellSideFouling

m2-K/W

1.7611E-04

NumberofTubePasses

TubeSideFouling

m2-K/W

1.7611E-04

NumberofBaffles

TubeWallResistance

m2-K/W

4.5224E-05

BaffleCenterSpacing

0.2870

FinResistance

m2-K/W

BaffleCut（area%）

BaffleType

SSEG

ThermodynamicsandOthers

Kmodel

PSRK

FluidDynamicsData

Hmodel

LatentHeat

ShellSidePressureDrop

MPa

0.0280

DataSource

Library

TubeSidePressureDrop

MPa

0.0026

NumberofComponents

AverageShellSideVelocity

m/sec

0.43

CalculationMode

Rating

AverageTubeSideVelocity

m/sec

0.83

本换热器采用BEM形式的换热器,

B型代表封头管箱，管箱端部为椭圆封头;

E型代表单程壳体。

M型代表与B相似的固定管板结构；

换热器分为固定管板式，浮头式,U型管式等，而每一种换热器由于各部件或型式不同又有不同的表示方法；

BEM就是根据部件的具体型式表示的一种换热器，表示为封头管箱，单程壳程，后端也是与B相似的固定管板结构。

列管式固定管板换热器内的管数与管的布置有关，一般情况下不可随意改变，每个标准型号的换热器都有固定的管数,但是可以封死某几根管子减少管数，来改变传热面积以满足要求，管心距为管径的1.25〜1.5倍，按照给定的标准进行选择。

在满足换热面积和设计要求的条件下，尽量选用较短的管子，以降低压降。

2.根据以上ChemCAD的模拟结果，利用SW6-1998进行强度校核结果如下:

（1）筒体

壳程圆筒计算计算单位

计算条件

计算压力Pc

0.50

MPa

设计温度t

115.00

内径D

489.00

材料

Q235-A（板材）

试验温度许用应力

113.00

MPa

设计温度许用应力*

113.00

MPa

试验温度下屈服点s

235.00

MPa

钢板负偏差C1

0.80

腐蚀裕量G

2.00

焊接接头系数

0.85

筒体简图

计算厚度

有效厚度名义厚度重量

压力试验类型

试验压力值

压力试验允许通过

的应力水平T

试验压力下

圆筒的应力

校核条件

校核结果

最大允许工作压力

设计温度下计算应力

厚度及重量计算

PcDi

2[]t-=1.28

O-C2=5.20

8.00

637.33

压力试验时应力校核

液压试验

Pt=1.25P=0.3400（或由用户输入）

T0.90s一211.50

PT.（Die）=19.01

MPa

合格

压力及应力计算

[Pw]=令匕二2.02129

MPa

皿鱼=23.76

MPa

96.05

MPa

校核条件

结论

筒体名义厚度大于或等于GB15仲规定的最小厚度7.00mm,合格

（2）管板

不带法兰固定式管板计算（C）

设计单

位

管箱圆筒

设计计算条件

设计压力Ps

设计温度t

平均金属温度ts

装配温度t0

材料名称

设计温度下许用应力

平均金属温度下弹性模量

平均金属温度下热膨胀系数

0.25

MPa

115

Q235-A

113

1.914e+

1.128e-

MPa

mm/mmC

壳程圆筒内径D；

壳程圆筒名义厚度s

壳程圆筒有效厚度e

壳程圆筒内直径横截面积A=0.25D

壳程圆筒金属横截面积As=s（DI+n）

设计压力P

设计温度tt

材料名称

设计温度下弹性模量Eh

管箱圆筒名义厚度h

管箱圆筒有效厚度

材料名称

管子平均温度t

设计温度下管子材料许用应力

设计温度下管子材料屈服应力

设计温度下管子材料弹性模量

E；

平均金属温度下管子材料弹性模量

平均金属温度下管子材料热膨胀系数

489

5.2

1.878e+05

8073

0.27

130

15MnVR层板）

2.06e+05

16Mn（热轧）

1276

163

283

2.012e+05

1.172e-05

mrn

MPa

-C-

MPa

mm/mmC

管子外径d

管束模数Kt=Etna/LDj

管子回转半径i0.25jd2（d2+亍

管子受压失稳当量长度

系数G=J2E；/S

比值Icr/i

2.398e+04

6.052

MPa

Icr

700

118.5

115.7

管子稳定许用压应力（cr*）［

1・

2Et

]cr2（IcJi）

管子稳定许用压应力（CrJcL）［］"=二1lc^i

ri2

2Cr

材料名称

设计温度tp

设计温度下许用应力

设计温度下弹性模量Ep

管板腐蚀裕量C2

管板输入厚度

管板计算厚度

隔板槽面积（包括拉杆和假管区面积）Ad

管板强度削弱系数

管板刚度削弱系数

管子加强系数

K21.318-^na/EpL

管板和管子连接型式

管板和管子胀接（焊接）高度l

胀接许用拉脱应力［q］

焊接许用拉脱应力［CO

材料名称

管箱法兰厚度f

比值h/Di

比值f/Di

系数（查vvGB151-1999>>图25）C"

系数（查vvGB151-1999>>图26）

MPa

72.42

MPa

16MnR热轧）

130

163

2.012e+05

-84

135

0.4

-NAN

MPa

管

板

参

数

材料名称

16MnR热轧）

管板延长部分凸缘外直径D

管板延长部分凸缘宽度bf（DfDi）/2

比值s/Di

0.01063

壳体法兰厚度f

比值f/Di

系数C'（按s/Di,”Di）查vvGB151-1999>>图25）

系数（查vvGB151-1999>>图26）'

旋转刚度

''3

Es']

DibfDi

旋转刚度（c型结构K；0）Kf

III

KfKf

旋转刚度无量纲参数

膨胀节总体轴向刚度

-234.5

0.05317

0.006436

0.0004429

-30.26

MPa

Kf-Kf

4Kt

-0.0009911

Kex

9.822e+04

N/mm

管板第一弯矩系数m,（按KKf查<>图27）

0.264

系数

系数（按KtKf查<>图29）G2

换热管束与不带膨胀节壳体刚度之士QEtna

换热管束与带膨胀节壳体刚度之比

EsAs

Etna（EsAsJL）

EsAsKexL

管板第二弯矩系数m,按KQ或Qx）查<>图28（a）或（b）

管板开孔后面积A|A0.25nd2

管板布管区面积

（三角形布管）

At0.866nSAd

（正方形布管）AtnS2Ad

管板布管区当量直径Dtj4At/

系数

A|/A

系数

na/Al

系数

s04西仆Q）

管板布管区当量直径与壳体内径之比

tDt/Di

管板周边不布管区无量纲宽度

k=K（1t）

70.46

7.124

4.232

123.6

3.45

1.016e+05

1.647e+05

457.

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