管板式换热器详细设计

1、换热器设计1.换热器选型说明1.1 换热器类型换热器类型很多，按其用途分，有加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器。按其结构分，有列管式、板式等。不同类型换热器，其性能各异。管型换热器又可以分为蛇管式换热器、套管式换热器、管壳式换热器。板型换热器可分为螺旋板式换热器、板式换热器、板翘式换热器。换热器的结构分类见下表：表1-1 换热器的结构分类管式固定管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况(一般50°C)，管间不能清洗管壳式带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函：管间

2、容易漏泄，不宜处理易挥发、易爆易燃及压力较高的介质内填料函：密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离套管式双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合，或固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器螺旋盘管式浸没式用于管内流体的冷却、冷凝，或者管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板可进行严格的逆流操作，有自洁作用，可回收低温热能伞板式伞形传热板结构紧凑，拆洗方便，通道较小，易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高扩展表面式板翅式结构

3、十分紧凑，传热效率高，流体阻力大管翅式适用于气体和液体之间传热，传热效率高，用于化工、动力、空调、制冷工业蓄热式回旋式盘式传热效率高，用于高温烟气冷却等鼓式用于空气预热器等固定格室式紧凑式适用于低温到高温的各种条件非紧凑式可用于高温及腐蚀性气体场合1.2 换热器类型选择换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有：流体的性质；热负荷及流量大小；温度、压力及允许压降的范围；设备结构、材料、尺寸、重量；价格、使用安全性和寿命。在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、制造条件密封性、安全性等方面加以考虑。1.3 管壳式换热器的分类与特点在众多类型的换热器结构中，管壳式换热器是用得

4、最广泛的一种换热设备类型。它的突出优点是：单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，而且可以选用的结构材料范围也比较宽广，清洗方便，处理量大，工作可靠，故适应性较强，操作弹性较大。它的设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准，因而在各种换热器的竞争发展中占有绝对优势。综合考虑该类型换热器的优点和本次设计工艺的特点，大部分都采用的是管壳式换热器。管壳式换热器是把管子与管板连接，再用壳体固定。它的型式大致分为固定管板式、釜式、浮头式、U型管式、滑动管板式、填料函式及套管式等几种。表1-2管壳式换热器的性能对比表种类优点缺点应用范围相对费用耗用金属固定管板式结构简单、紧凑，

5、能承压力高，造价低，管程清洗方便，管子损坏时易于赌管或更换当管束与壳体的壁温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不易结垢并能清洗，管、壳程两侧温差不大或温差较大但壳侧压力不高的场合1.030浮头式管间和管内清洗方便，不会产生应力结构复杂，造价比固定管板式20%，设备笨重，耗材大，对密封要求高壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合1.2246U型管式结构比较简单，价格便宜，承受能力强管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少壳壁温差较大介质易结垢又不宜采用浮头式和固定管板式的场合1.0146填料函式结构较浮头式简单，造价低，加工方便节省材料填料处易泄漏，工

6、作压力，介质及温度都受到限制应用较少1.38462. 换热器设计举例.本工艺主要分为三个部分：预处理反应部分、吸收部分和精馏部分。这三个部分总共有26台换热器（换热器，冷凝器，再沸器）。我们主要对吸收部分的E0202换热器做详细设计。2.1 设计任务和设计条件.本工艺流程中，丙烯腈分离塔T-106底侧线出来的循环水经给原料丙烯加热后，用液氨将其从69.62进一步冷却至4之后，与新鲜循环水混合进入混合器做为氢氰酸吸收塔T-103的吸收剂。设计条件 表2-1：介质进口温度（）出口温度（）压力（MPa）流量(kg/h)循环水69.6240.132414351液氨-25-24.360.1782.2 确

7、定设计方案2.2.1 选择换热器类型两流体温差变化情况：热流体（循环水）进口温度69.62，出口温度4；冷流体（液氨）进口温度-25，出口温度-24.36。两流体均不易结垢且能够清洗，管、壳侧温差较大，综合考虑，初步确定选用固定管板式换热器。2.2.2 流程安排 从两流体的进、出口温度来看，热流股（循环水）属于被冷却介质，为了方便散热，宜走壳程；考虑到冷流股（液氨）对管道具有一定的腐蚀作用，为了避免壳体和管束同时被腐蚀，宜走管程。2.3 确定物性数据定性温度：对于低粘度液体液氨和水，其定性温度可以取流体进出口温度的平均值。故 壳程流体的定性温度为： T壳 =36.81管程流体的定性温度为：T管

8、 =-24.68根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据 表2-2。物性液氨（管程）循环水(壳程)温度()-24.6836.81密度（kg/m3）671.371221.72定压比热容Cp（kJ/kg·K）5.0755.12热导率（W/m·K）0.57850.7578黏度（Pa·s）0.37*10-40.78*10-32.4 估算传热面积在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变的工艺物流，由传热基本方程式Q=KAt来估算传热面积。1. 传热量Q=4143515.12（69.62-4）=1.39*108（KJ/h）=38611.1KW2. 液氨量W=4.28

9、*107（kg/h）3. 平均传热温差循环水 69.62 4液氨 -25 -24.36温差 94.62 28.36t=54.99（以逆流计）计算温差校正系数t，首先得算出R和P，再按温差校正系数图查取t值。R=P=按单壳程，双管程结构，查温差校正系数图得：t0.98所以 平均传热温差： t=tt=54.99*0.98=53.893. 估算传热面积参照热交换器的总传热系数概算值表，假设总传热系数K=780W/(m2.k)则所需传热面积为：A= 918.6（m2）取安全系数1.04，则 Ap=918.6*1.04= 955.3（m2）2.5工艺结构尺寸1 管径和管内流速选用252.5的16Mn材质

10、的传热管，取管内流速为ui=1.15m/s.2 管程数和传热管数根据传热管内径和流速确定单程传热管数，管长l取12m。管子根数：Nt=980.2取981根 按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用标准设计，现取换热管长l=6m.则该换热器的管程数为： Np=2（管程）传热总管数： Nt=9812=1962（根)3. 平均传热温差校正与壳程数温差校正系数t与流体的进出口温度有关，也与换热器的壳程数及管程数有关。首先得计算出R和P，再按温差校正系数图查取t值，得：t0.98由于t0.980.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。4. 传热管排列及管心距采用组合排列法

11、，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。因为正三角形排列在相同的管板面积上可排较多的管子，并且管外表面传热系数较大；正方型排列，管外易于进行机械清理。综合考虑组合排列的优点和该换热器的特点，传热管采用组合排列法。取 管心距a=1.25d 则管心距为： a=1.25×25=31.2532mm隔板中心到离其最近一排管中心距离为：S=+6=+6=22（mm）各程相邻管的管心距为: 2S=222mm=44mm通过管中心线管数： NTC=1.1=1.1=48.75. 壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按下式计算，取管板利用率=0.80，则壳体内径为：D=1.05a=1.0532=1

12、664.0（mm）按卷制壳体的进级档，圆整可取D=1700mm6. 折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25。（1）切去的圆缺高度为： h=0.25D=0.251700mm=425(mm)（2）取折流板间距为： B=0.20D=0.201700mm=390（mm）按标准圆整后取B=450mm(3) 折流板数NB: NB=-1=-112.3取13(块)折流板圆缺面水平装配。不设旁流挡板，NB0=0.7. 拉杆(1) 拉杆直径 表2-3：换热管外径/mm1014192532384557直径/mm1012122616161616换热管的外径为25mm，所以拉杆直径为16mm公称直径

13、(拉杆直径（mm)(2) 拉杆数量 表2-4：<400<700<900<1300<1500<1800<200010461012161824124481012141816446681012拉杆数量：查拉杆数量与壳体公称直径表，本换热器壳体内径为1700mm,拉杆直径=16mm,所以拉杆数量为10.(3)拉杆尺寸拉杆的长度=Ld+L,如下表2-5 的标准：拉杆直径d/mm拉杆螺纹公称直径d/mmL/mmL/mm管板上拉杆孔深L/mm101013401612121550181616206020从表中可以得到：直径d=16mm的拉杆; 拉杆螺纹公称直径d=16

14、mm; ,管板上拉杆孔深L=20mm; L60mm. L=20mm拉杆长度=Ld+L96mm拉杆与管板的固定形式：全焊接方法8. 防冲挡板：液体物料=1221.722.5=7635.6kg/(m.s)>740 kg/(m.s),要设置防冲挡板。9. 接管(1) 壳程流体进出口接管：取接管内液体的流速为u1=2.5m/s,则接管内径为：D1=m=0.219 m=219mm圆整后可取管内径为250mm.(2) 管程流体进出口接管：取接管内流体的流速为u2=2.65m/s,则接管内径为：D2=m= 0.951m=951mm圆整后可取管内径为 1000mm10. 管板结构根据：壳体的内径为170

15、0mm，圆整后的公称直径为1800mm；操作压力=0.132MPa, 定性温度=36.81查固定管板式换热器管板尺寸得到有关尺寸：固定管板长度D=1960mm; D=1910mm; D=1790mm; D=1798mm; D=D=1800mm; D=1850mm; b=50mm; c=14mm; d=27mm 螺栓孔数=64个.;2.6 换热器核算2.6.1 热流量核算1. 壳程表面传热系数0用克恩法计算：当量直径： d=0.02m（三角形排列）壳程流体流通截面积： =BD(1)=0.45×1.7×（1）=0.167m壳程流体流速及雷诺数分别为：流速 u=雷诺数 Re=普朗

16、特常数： Pr=黏度校正： 壳程表面传热系数为：2. 管内表面传热系数管程流体流通截面积： S=管程流体流速及雷诺数：流速 u=雷诺数 Re=普朗特常数： Pr=管内表传热系数为：w/(m2.k) 3. 污垢热阻和管壁热阻查取污垢系数表，可取管外侧污垢热阻： Ro=0.0006 m2.k/w管内测污垢热阻： Ri=0.000172 m2.k/w表2-5 常用金属材料的热导率/W/(m.k)温度/0100铝227.95227.95铜383.79379.14镍93.0482.57碳钢52.3448.58不锈钢16.2817.4516MnDG在该条件下的热导率近似为50 W/(m·k)管壁

17、热阻： Rw=0.00005 (m2.k/w)b传热管壁厚，m； m管壁热导率，m.k/w.4. 总传热系数K05 传热面积裕度传热面积Ac为： Ac=换热器的实际传热面积为： Ap =传热面积裕度;： H=10.28%传热面积裕度合适，该换热器能够为完成生产任务。壁温核算管、壳侧（Re=2086690.5>4000）、（Re=13626.9>4000）均为湍流。壳侧热流股的平均温度： Tm=0.4T1+0.6T2=0.469.62+0.64=30.248管侧冷流股的平均温度： tm=0.4t2+0.6t1=0.4（-24.36）+0.6（-25）=-24.744c=i=48230

18、.4 w/(m2.k) h=0=4816.96 w/(m2.k)传热管平均壁温： t=-19.75壳体壁温：可近似取为壳程流体的平均温度，即T=36.81壳程温差与传热管壁温之差为：t=T-t=36.81-（-19.75）=56.56该温差较大，因此需设置温度补偿装置。2.6.3 换热器内流体的流动阻力1. 管程流体阻力管程流体的阻力等于流体流经传热管直管阻力和换热器管程局部阻力之和，即pt=（pi+pr）NsNpFs式中 pi单程直管阻力； Ns壳程数； pr 局部阻力； Np管程数；Fs管程结构校正系数，可近似取1.5. Ns =1； Np=2；由Re=2086690.5，传热管相对粗糙度

19、=0.01，查莫狄图得i=0.036. 流速u=0.575m/s，=671.37kg/m3单程直管阻力：局部阻力：管程流体的总压力损失：pt=（pi+pr）NsNpFs=（1198.6+332.96）121.5 Pa=4594.68 Pa2 壳程阻力壳程阻力计算公式：ps=（pi+pr）NsFs （Ns=1； Fs=1.15）流体流经管束的阻力：管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5壳程流体的摩擦系数，当Re>500时,;NTC横过管束中心线的管子数; 折流挡板数; 0按壳程流通截面积计算的流速（m/s）, 管束阻力为：=0.517667.949（13+1）=7945.7 Pa流体流过折流板缺口的阻力：壳程总阻力：ps=（pi+pr）NsFs=（7945.7+8317.3）11.15=18702.45 Pa表2-6 列管换热器允许阻力范围操作压力/pa允许压力/paP<10(绝压)p=0.1pP=010（表压）p=0.5pp>10(表压)p<510分析计算结果：管程流体总压力损失为4594.68 Pa,壳程总压力降为18702.45Pa.壳程压力为0.132MPa，管程压力为0.178MPa。该换热器的实际压力损失p小于510， 即管、壳程的压力损失都在允许的范围之内，管、壳程流体的阻力也比较适宜。2.7换热器结果一览表表2-7