乙醇管壳式换热器课程设计

1、成绩课程设计说明书题目： 管壳式换热器设计 课程名称： 化工原理课程设计 学 院： 化学与环境工程学院 学生姓名： 李* 学 号： 20120501* 专业班级： 化学工程与工艺12-2 指导教师： 张 允 2014年 11 月 26 日 23摘要：管壳式换热器具有可靠性高、适应性广等优点，在各工业领域中得到最为广泛地应用，管壳式换热器主要有固定管板式换热器，斧头式换热器，u型管式换热器等。一般由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体本次设计的

2、换热器为固定管板式换热器，具有结构简单、重量轻、造价低等优点。依据gb150-1998钢制压力容器和gb151-1999管壳式换热器等标准对换热器各零件进行选择和计算。固定管板式换热器包括外壳、封头、管板、折流板、法兰、以及支座等。还涉及到了管子与管板之间的连接以及确定壁厚的校验等内容。设计计算结果准确，图纸符合国家机械制图标准要求，传热效果满足要求。关键词：固定管板式换热器，传热系数，管程数与壳程数，传热管排列和分程方法，折流板，接管，换热器的校核，壳体的选择，法兰的选择，折流板的设计，是否使用膨胀节的确定，开孔补强等。目录1.设计背景41.1 课程背景41.2设计目的42.设计方案52.1

3、设计条件52.2设计流程53.方案实施63.1确定设计方案63.1.1选择换热器的类型63.1.2流动空间及流速的确定63.1.3 计算总传热系数73.1.4 计算传热面积83.1.5工艺结构尺寸的计算83.1.6 换热器的核算103.2机械设计133.2.1换热器壳体壁厚计算及校核133.2.2 换热器封头的选择及校核143.2.3 容器法兰的选择153.2.4管板结构尺寸153.2.5 管子拉脱力的计算153.2.6计算是否安装膨胀节173.2.7折流板设计183.2.8开孔补强183.2.9支座194. 结果与结论204.1工艺设计结果汇总表205.收获：216.谢辞22设计背景1.1

4、课程背景 换热器是化工、石油、钢铁、动力、食品、发电等许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要的地位。尤其是化工生产中，换热器关系到生产的正常运行和操作费用。换热器的种类繁多，但管壳式换热器设备在化工生产中仍占据主要地位，尤其在高温或有腐蚀性介质的作业中更能显出优势。管壳式换热器是由一些直径较小的圆管加上管板组成管束，外套一个外壳而构成，其结构坚固，适应性强，选材广，易制造，成本低等优点。 其中，管壳式换热器虽然在换热效率、设备的体积和金属材料的消耗量等方面不如其他新型的换热设备，但它具有结构坚固、弹性大、可靠程度高、使用范围广等优点，所以在各工程中仍得到普遍使用。 管壳式换热器的结构设计，是

5、为了保证换热器的质量和运行寿命，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等来选择某一种合适的结构形式。 对同一种形式的换热器，由于各种条件不同，往往采用的结构亦不相同。在工程设计中，除尽量选用定型系列产品外，也常按其特定的条件进行设计，以满足工艺上的需要（得到适合工况下最合理最有效也最经济的便于生产制造的换热器等等）。1.2设计目的通过对乙醇产品冷却的管式换热器设计，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。并对自己所学课程的应用有一定的了解。2.设计

6、方案2.1设计条件设计一管式换热器，处理乙醇，一年按330天，每天24小时生产，其中高温液体为乙醇，入口温度75，出口。冷却液体为水，入口温度，出口温度。要求其最大压力降不大于。2.2设计流程（1）工艺设计工艺结构尺寸的确定包括管程数与壳程数，传热管排列和分程发发、壳体内经、折流板数、接管。换热器的核算包括热量核算，换热管内流体的流动阻力等。（2） 机械设计设计过程包括对壳体材料的选择，换热器封头的选择，容器法兰的选择，管子拉脱力的计算，死否需要膨胀节的计算，折流板设计，开孔补强等。方案实施3.1确定设计方案3.1.1选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度75，出口温度15。冷流体

7、（循环水）进口温度5，出口温度15。该换热器冷却热的混合气体，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。3.1.2流动空间及流速的确定由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降；且两流体温度相差较大，应使较大的循环水走管内。所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。选用25mm2.5mm的碳钢管，管内循环水流速取0.5m/s。壳程乙醇的定性的温度为： 密度 0767.35kg/m3定压比热容 cp02.63kj/kgc 热导率 00.164w/mc 粘度 0mpas管程（水）的定性的温度为： 密度 i999.7kg/m3 定压比热容 cpi4.1

8、91kj/kgc 热导率 i0.5745w/ mc 粘度 im pas3.1.3 计算总传热系数3.3.1.热流量 m0=20104103/(33024)=7.0(kg/s) q0= m0coto=7.02.63(75-15) =1104.6(kw)3.3.2.平均传热温差=(t1-t2 )/ ln(t1/t2) =(75-15 ) -(15-5 )/ ln(75-15 )/ (15-5 ) =27.9(c)其中t1=t1-t2，t2=t2-t1。3.3.3. 水用量 wi =q0/(c iti)=1104.6/4.191(15-5)=26.36kg/s2.2.4.总传热系数k管程传热系数：r

9、e=7644.7i=0.023 =0.023=2082w/（mc）壳程传热系数：假设壳程的传热系数0=850w/（m2c）污垢热阻rsi=0.00017197m2c/w，rso=0.00017197m2c/w管壁的导热系数=45 w/（mc）k=449.3w/（mc）3.1.4 计算传热面积s=88.12m2考虑15%的面积裕度，s=1.15s=1.1588.12=101.34（m2）3.1.5工艺结构尺寸的计算 (1)管径和管内流速f252.5传热管（碳管），取管内流速ui=0.5m/s（2） 管程速和传热管数ns=167.9=168（根）按单程计算，所需的传热管长度为l=7.7（m）按单程

10、设计，传热管过长，宜采用多管结构。现在传热管长=6m，则该换热器管程数为np=2(管程)传热管总根数n=1682 =336（根）（3） 平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数： =6 =0.17按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。但r=5的点在图上难以读出，因而相应以1/r代替r，pr代替p，查同一图线，可得t=0.85平均传热温差tm=ttm=0.8527.9=23.725(c)(4) 传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距a=1.25d0，则： a=1.2525=31.25=32（mm）横过管束中心线的管数=1.19

11、=21.8=22壳体内径采用多管结构，取管板利用率=0.7，则壳体内径为：d=1.05a=1.0532=736.1（mm)圆整可取d=800mm(5) 折流板(6) 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25800=200（mm)取折流板间距b=0.3d，则b=0.3800=240mm)，可取b=0.3800=240mm折流板数nb=传热管长/折流板间距-1=6000/240-1=24（块） (7) 接管壳程流体进、出口接口：取接管内油品流速u=1.5m/s，则接管内径： 取标准管径为管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u=2.0m/s，则接管内径

12、为： 取标准管径为3.1.6 换热器的核算（1） 热量衡算壳程对流传热系数。对圆缺形折流板，可采用凯恩公式：当量直径，由正三角形排列得：=壳程流通截面积： 壳程流体流速及其雷诺数分别为： 普朗特数： 粘度校正： 管内表面传热系数： 管程流体流通截面积：管程流体流速： 普朗特数： 传热系数： =399.0 传热面积裕s：该换热器的实际传热面积为sp 该换热器的面积裕度为：传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。（2） 换热器内流体的流动阻力 管程流动阻力 ns=1，np=4，ft=1.4，由rei = 7645.17，传热管相对粗糙度e/d=0.01/20=0.0005，查图得= 0.04流

13、速ui=0.4998，i999.7kg/m3，所以：所以 = 0.046/0.02999.70.49982/2=1498.35(pa)=3999.70.49982 /2=374.59(pa)pi = (1498.35+374.59)1.42 = 5244.232pa 105pa管程压降再允许范围之内。流体流经管束的阻力：p1 = ffonc(nb+1)f=0.5 p1 = ffonc(nb+1) = 0.50.736822（24+1）=19435.06流体流过折流板缺口的阻力：p2 = nb(3.5-) p2 = nb(3.5-) =24(3.5-)0.52767.35/2 =1381.23(

14、pa)总阻力：po = ( 19435.06+1301.23)1.01.0 = 20816.29pa 105 pa壳程压降也在范围之内。3.2机械设计3.2.1换热器壳体壁厚计算及校核材料选用q245r计算壁厚为：, 式中:为计算压力，取=mpa；;=0.85;t =147mpa（设壳壁温度为 350c）将数值代入上述厚度计算公式，可以得知：查化工设备机械基础表4-11取；查化工设备机械基础表4-9得 查表4-13圆整后取 1、液压试验应力校核 查化工设备机械基础附表9-1，可见故水压试验强度足够。3.2.2 换热器封头的选择及校核 上下封头均选用标准椭圆形封头，根据gb/t25198压力容器

15、封头，封头为dn8008，查化工设备机械基础表4-15得曲面高度 ，直边高度 ，材料选用q245r钢3.2.3 容器法兰的选择材料选用q345r 根据nb/t47021-2012 选用dn800，pn1.0 mpa的榫槽密封面平焊焊法兰。 查化工设备机械基础附表14得 法兰尺寸如下表： 表4-1 法兰尺寸 公称直径dn/mm 法兰尺寸/mm 螺柱d规格数量800 9308908558458425423m2040 3.2.4管板结构尺寸 固定管板式换热器的管板的主要尺寸： 表5-1 固定管板式换热器的管板的主要尺寸公称直径dbcd螺栓孔数80093089084584254152340 3.2.5

16、 管子拉脱力的计算 计算数据按表6-1选取表6-1项目管子壳体操作压力/mpa0.70.6材质20钢q245r线膨胀系数弹性模量许用应力/mpa140140尺寸管子根数336管间距/mm32管壳壁温差/管子与管板连接方式开槽胀接胀接长度/mm45许用拉脱力/mpa4.01、在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力 其中 , mm 2、温差应力引起的每平方米胀接周边所产生的拉脱力 (6-6) 由此可知，作用方向相同，都使管子受压，则管子的拉脱力： q=+=0.06+0.9=0.964.0 因此拉脱力在许用范围内。3.2.6计算是否安装膨胀节管壳壁温差所产生的轴向力为f： （n） 压力作用于壳体上

17、的轴向力： 其中 = 压力作用于管子上的轴向力为： 则 根据gb管壳式换热器q4.0，条件成立，故本换热器不必要设置膨胀节。 3.2.7折流板设计经选择，我们采用弓形折流板，h=, 折流板间距取600mm, 查化工设备机械基础表7-7得折流板最小厚度为4 mm,折流板外径负偏差-1.0查化工设备机械基础表7-9折流板外径为796mm材料q235-a。查化工设备机械基础表7-10拉杆12，共8根，材料20钢。3.2.8开孔补强1、确定壳体和接管的计算厚度及开孔直径 接管计算厚度为 其中 选用20钢 查附表9得 开孔直径为： 2、确定壳体和接管实际厚度，开孔有效补强面积及外侧有效补强高度h 已知壳

18、体名义厚度，补强部分厚度为 接管有效补强宽度为 b=2d= 接管外侧有效补强高度 3、计算需要补强的金属面积和可以作为补强的金属面积需要补强的金属面积为： 可以作为补强的金属面积为： 4、 (5、比较，同时，计算接管与壳体焊缝面积之后，该开孔接管补强的强度足够。3.2.9支座根据附表10-4 bi型鞍座标准系列（dn500-900）公称直径允许载荷鞍座高度底板腹板筋板垫板螺栓间距鞍座质量增加100mm高度增加的质量弧长e带垫板不带垫板800220200720150101040012010940260665530382774. 结果与结论4.1工艺设计结果汇总表换热器形式固定管板式换热器理论换热

19、面积，m288.12实际换热面积，m2101.34传热速率，kw1104.6总传热系数，w/（m2.k）449.3名称壳程管程物料名称乙醇水入口温度，755出口温度，1515流量，kg/h2520094896流体密度，kg/m3767.35999.7流速，m/s0.2170.4998对流传热系数,w/（m2. k）8502082污垢热阻，m2.k/w0.000171970.000197阻力降,mpa0.0194350.001381程数2单推荐使用材料q245r20钢管子规格252.5mm换热管排列方式正三角形管心距32mm管数336管长6000mm折流板数24间距240mm切口高度折流板形式上

20、下横过管束中心线的管数壳体内径800mm4.2、符号说明b折流板间距，m； 希腊字母：对流传热系数，w/(m2c)；有限差值；导热系数，w/(m2c)；黏度，pas；密度，kg/m3；校正系数。下标：c冷流体；h热流体；i管内；m平均；o管外；s污垢。c系数，无量纲；d管径，m；d换热器外壳内径，m；f摩擦系数；f系数；h圆缺高度，m；k总传热系数， w/(m2)；l管长，m；m程数；n指数、管数、程数；n管数、程数；nb折流板数；nu努塞尔特准数；p压力，pa； 因数；pr普兰特准数；q热通量，w/m2；q传热速率，w；r半径，m； 汽化潜热，kj/kg；r热阻，m2/w； 因数；re雷诺准数；s（或a）传热面积，m2；t冷流体温度