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1绪论
1.1 换热器概述
换热器是国民经济和工业生产领域中应用十分广泛的热量交换设备。 随着现 代新工艺、新技术、新材料的不断开发和能源问题的日趋严重，世界各国已普遍 把石油化工深度加工和能源综合利用摆到十分重要的位置。换热器因而面临着新 的挑战。换热器的性能对产品质量、能量利用率以及系统运行的经济性和可靠性 起着重要的作用，有时甚至是决定性的作用。目前在发达的工业国家热回收率已 达 96%。换热设备在现代装置中约占设备总重的 30%左右，其中管壳式换热器仍然占绝对的优势，约 70%。其余 30%为各类高效紧凑式换热器、新型热管热泵和蓄热器等设备，其中板式、螺旋板式、板翅式以及各类高效传热元件的发展十分迅速。[1] 在继续提高设备热效率的同时，促进换热设备的结构紧凑性，产品系列化、标准化和专业化，并朝大型化的方向发展。浮头式换热器是管壳式换热器系列中的一种，换热管束包括换热管、管板、折流板、支持板、拉杆、定距管等。换热管可为普通光管，也可为带翅片的翅片管，翅片管有单金属整体轧制翅片管、双金属轧制翅片管、绕片式翅片管、叠片式翅片管等，材料有碳钢、低合金钢、不锈钢、铜材、铝材、钛材等。壳体一般为圆筒形，也可为方形。管箱有椭圆封头管箱、球形封头管箱和平盖管箱等。分程隔板可将管程及壳程介质分成多程，以满足工艺需要。管壳式换热器主要有固定管板式，U型管式和浮头式换热器。针对固定管板式与U型管式的缺陷，浮头式作了结构上的改进，两端管板只有一端与外壳固定死，另一端可相对壳体滑移，称为浮头。浮头式换热器由于管束的膨胀不受壳体的约束，因此不会因管束之间的差胀而产生温差热应力。浮头式换热器的优点还在于方便拆卸，清洗方便，对于管子和壳体间温差大、壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况很能适应。其缺点在于结构复杂、填塞式滑动面处在高压时易泄露，这使其应用受到限制，适用压力为：1.0Mpa～6.4Mpa。
换热器（热交换器）是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，换热器按传热方式的不同可分为混合式（混合式换热器是通过冷、热流体的直接接触、混合进行热量交换的换热器，又称接触式换热器）、蓄热式（蓄热式换热器是利用冷、热流体交替流经蓄热室中的蓄热体（填料）表面，从而进行热量交换的换热器）和间壁式（随间壁式换热器的冷、热流体被固体间壁隔开，并通过间壁进行热量交换的换热器，因此又称表面式换热器，这类换热器应用最广）三类[2]。
在我国换热器的制造技术远落后于外国，由于制造工艺和科学水平的限制，早期的换热器只能采用简单的结构，而且传热面积小、体积大和笨重，如蛇管式
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换热器等。随着制造工艺的发展，逐步形成一种管壳式换热器，它不仅单位体积具有较大的传热面积，而且传热效果也较好，长期以来在工业生产中成为一种典型的换热器。
在我国随着经济快速发展的同时，各种不同型式和种类的换热器发展很快，新结构、新材料的换热器不断涌现。为了适应发展的需要，我国对某些种类的换热器已经建立了标准，形成了系列。完善的换热器在设计或选型时应满足以下基本要求：
（1） 合理地实现所规定的工艺条件； （2） 结构安全可靠；
（3） 便于制造、安装、操作和维修； （4） 经济上合理。
所谓提高换热器性能，就是提高其传热性能。狭义的强化传热系数指提高流体和传热之间的传热系数。其主要方法归结为下述两个原理：温度边界层减勃和调换传热面附近的流体。
因此最近十几年来，强化传热技术受到了工业界的广泛重视，得到了十分迅速的发展，凝结是工业中普遍遇到的另一种相变换热过程，凝结换热系数很高，但经过强化措施还可以进一步提升换热效率。
1. 管外凝结换热的强化 （1）冷却表面的特殊处理 （2）冷却表面的粗糙化 （3）采用扩展表面 2. 管内凝结换热的强化 （1）扩展表面法 （2）采用流体旋转法 （3）改变传热面形状 1.2 浮头式换热器
浮头式换热器的一端管板与壳体固定，一端的管板可在壳体内自由浮动，壳体和管板对热膨胀是自由的，因此当两种介质温差较大时，管束与壳体之间不产生温差应力。浮头端设计成可拆结构，使管束能容易地插入或抽出壳体，这样方便清洗和检修。由于此类换热器结构复杂，而且浮动端小盖在操作时无法得知其泄漏情况，所以在安装时应特别注意其密封。首先，通过换热计算确定换热面积与管子的根数初步选定结构。然后按照设计的要求以及一系列国际标准进行结构设计，在结构设计时，要考虑许多因素，例如传热条件、材料、介质压力、温度、流体性质以及便于拆卸等等[3]。
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2 换热器设计
2.1 换热器计算方法依据
由于换热器不仅是一种把热量从一种流体传递到另一种流体的专用设备，而且还是一种压力容器，所以在上个世纪较长的时间里，换热器各个部件的设计和计算都是由压力容器标准，特别是ASME标准提供依据的，但其主要部件：管板，却没提供设计和计算的依据。我国的管壳式换热器管板设计计算最早出现于TH2-59标准中，1972年颁布的JBll45-71也包含有关管板设计计算的内容。参照TEMA和日本JISB8249标准，根据钢制石油化工压力容器相关设计规定和钢制列管式换热器相关技术条件和我国多年来在管壳式换热器设计、制造、安装、使用和维护等方面的经验，于1989年颁布文献[11]的前版本：GBl51—1989。该标准同时遵守文献[10]和劳动部颁布的《压力容器安全监察规程》的有关规定[4] 2.2 换热器工艺设计计算
管壳式换热器的工艺设计，必须考虑很多因素，如材料、压力、温度、壁温差、结垢情况、流体性质以及检修与清理等，通过各种因素的综合考虑及比较来选择某一种适合的结构形式，并且按工艺特定的条件进行设计，以满足工艺上的需要。
2.2.1 确定设计方案
两流体温度变化情况：热流体是乙炔，进口温度116.7 oC，出口温度40oC；冷流体（循环水）进口温度30 oC，出口温度38.5oC。
2.2.2定性温度和物性参数计算
水的定性温度：
t=38.5?30=34.250C 2（1）
水的密度：ρ2=995.7kg/m3 水的比热：Cp2=4.174kJ/kg℃ 水的导热系数：k2=0.686W/m℃ 水的粘度：μ2=801.5×10-6 水的柏朗特数：Pr2=5.42 乙炔的定性温度：
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t=116.7?40=78.350C 2（2）
乙炔密度：ρ1=1.261 kg/m3 乙炔比热：Cp1=1.222 kJ/kg℃ 乙炔导热系数：k1=1.25 W/m℃ 乙炔粘度：μ1=9.85×10-4 乙炔柏朗特数：Pr1=0.963 2.3初选结构
有效平均温差计算
由于逆流的传热效果比并流好，故在此选用逆流操作 逆流平均温差?tN??t大??t小ln(?t大?t小)?76.7?8.5?30.123?C 76.7ln8.5参数R: R?t1??t1??116.7?4076.7???9.024 ???t2?t238.5?308.5???t2?t238.5?308.5???0.098 参数P：P??116.7?3086.7t1??t2 换热器按照双壳程四管程设计，查GB151图F2（b）可得温差校正系数： ?=0.9 5，则有效平均温差?tm????tN?0.95?30.123?28.617?C 在此温度下水的密度为：?水=995.7kgm3
水的比热容：CP?4.174KJKG.0C 查相关资料取总传热系数K?300w?m0C 化工原理16P表4-7
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2.3.1管排列方式 ：
管子在管板上的排列方式，应力求均布、紧凑并考虑清扫和整体结构的要求。基本的排列方式有五种：
等边三角形。其一边与流向垂直，是最常用的形式。与正方形排列相比传热
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系数高，可节省15%的管板面积。适用于不生污垢或可用化学清洗污垢以及允许压降较高的工况；
转角三角形。三角形的一边与流向平行，其特点介于等边三角行和正方形两种排列之间，不宜用于卧式冷凝器，因下方管子形成的厚度越来越厚的凝膜会使传热削弱；
正方形排列最不紧凑，但便于机械清扫，常用于壳程介质易生污的浮头式换热器；
对于多管程换热器常采用组合排列法，每程均属正三角形排列，而各层面间呈正方形排列，以便于安排分程隔板[5]。
图2-1，排管方式简图
综合比较以上几种布管方式，可采用组合排列形式.采用正方形. 2.3.2管子外径
对一定的传热面积而言，传热管径越小，换热器单位体积的传热面积越大。对清洁的流体，管径可取小些，而对黏度较大或易结垢的流体，考虑管束的清洗方便或避免管子堵塞，管径可取大些。由已知设计条件知冷却水走管程，急冷油走壳程，故可取较小的管径。在此选取的无缝钢管d0=0.019m
作为换热管。
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