苯精馏塔塔顶冷却器设计方案

苯精馏塔塔顶冷却器设计方第1章绪论换热器技术概况换热器（英语翻译：heatexchanger）,是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。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。换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，他不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备，因此在此化工生产中占有重要的地位。换热器的发展二十世纪20年代出现板式换热器，并应用于食品工业。以板代管制成的换热器，结构紧凑，传热效果好，因此陆续发展为多种形式。二十世纪30年代初，瑞典首次制成螺旋板换热器。接着英国用钎焊法制造出一种由铜及其合金材料制成的板翅式换热器，用于飞机发动机的散热。二十世纪30年代末，瑞典又制造出第一台板壳式换热器，用于纸浆工厂。在此期间，为了解决强腐蚀性介质的换热问题，人们对新型材料制成的换热器开始注意。二十世纪60年代左右，由于空间技术和尖端科学的迅速发展，迫切需要各种高效能紧凑型的换热器，再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展，换热器制造工艺得到进一步完善，从而推动了紧凑型板面式换热器的蓬勃发展和广泛应用。自二十世纪60年代开始，为了适应高温和高压条件下的换热和节能的需要，典型的管壳式换热器也得到了进一步的发展。二十世纪70年代中期，为了强化传热，在研究和发展热管的基础上又创制出热管式换热器。长期以来，非接触式换热器一直是管壳式（列管式）换热器一国独大的局面。然而近几十年来，这种平衡有所改变。这种改变是由于各种板式类换热器的逐步开发和应用所带来的。板式类换热器能够被深入研究和开发，固然是有其历史必然的。回顾换热器发展历程，虽然板式换热设备的充分开发只是近些年的事情，但是其理论和技术的出现却要早的多。但是人们最初舍弃了这种换热性能远远占优的换热器形式，而是选择并大量应用了管壳式换热器。当初人们之所以做出这种选择，原因很简单，只是出于强度考虑。板式类换热器的结构强度远远低于管壳类换热器，所以不能够应用于高压或大多的中压场合。板式类换热器的这个缺点是由其结构特点所决定的，所以在其自身围无法改变和突破，而它也就严重地制约了这种高换热性能换热器的应用和发展。形成了在最初的相当长的一段时期里，板式类换热器没有受到人们喜爱的局面，其技术进展自然也相当可怜。即便是在其有了长足发展和应用的今天，仍然是由于其结构强度低的原因一一这个自身无法逾越的痼疾，它的应用领域也仍旧局限在一定围。那么，既然是结构强度没有得到根本性的改变，近些年板式类换热器又是怎样被重视起来的呢？这种变化是与世界经济的发展环境，尤其是能源发展环境的变化息息相关的。世界能源的日益紧与危机，使得“节能”与“高效”逐渐受到重视，加之“节能一一减排一一环保”的概念日益深入人心，各国政府和机构都逐年加大了这方面投入的人力和物力，同时也取得了许多可喜的成果。很显然，板式类换热器这种高效的换热方式，也就顺理成章地受到重视，并进行了再次开发，且在其强度围所能允许的围大量应用遍地开花。其技术发展也达到了前所未有的时刻。制造规格越来越大，结构形式越来越多。并出现了不可拆的焊合一体式板式换热器，尽管不能方便地拆洗，强度却有所增加。管壳类换热器由于始终受到普遍应用和重视，其理论研究的深度和设备改进的步伐都是板式类换热器所不能比拟的。在新的节能及环保浪潮中，其技术和发展速度又有所提高。许多新型高效换热器不短涌现，如折流杆换热器、新结构高效换热器、高效重沸器、高效冷凝器、双壳程换热器、螺纹管换热器、螺纹锁紧环换热器、Q环高压换热器、以及非金属换热器、稀有金属换热器等都是其代表杰作，这些新型高效换热器的出现已经并正在为飞速发展的经济和节约能源作出了不可估量的贡献。纵观换热设备的发展及演变历史，不难看出，在板式类换热器广泛发展，管壳类换热器不再一国独大的今天，以下四个特点始终没有改变：.结构强度高的管壳类换热器仍居于主导地位。.管壳类换热器换热性能仍远低于板式类换热器。.板式类换热器的结构强度仍远低于管壳类换热器。.没有换热性能强同时结构强度高的理想型换热器。1.3换热器在工业生产中的应用换热器的工业应用在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，并占有十分重要的地位。通常在化工厂的建设中换热器投资比例为n%,在炼油厂中高达40%。随着化学工业的迅速发展及能源价格的提高，换热器的投资比例将进一步加大。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%〜20%,在炼油厂约占总费用的35%〜40%。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。换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。新型换热器1、气动喷涂翅片管换热器俄罗斯提出了一种先进方法，即气动喷涂法，来提高翅片化表面的性能。其实质是采用高速的冷的或稍微加温的含微粒的流体给翅片表面喷镀粉末粒子。用该方法不仅可喷涂金属还能喷涂合金和瓷（金属瓷混合物），从而得到各种不同性能的表面。通常在实践中翅片底面的接触阻力是限制管子加装翅片的因素之一。为了评估翅片管换热器元件进行了试验研究。试验是采用在翅片表面喷涂ac一铝，并添加了24a白色电炉氧化铝。将试验所得数据加以整理，便可评估翅片底面的接触阻力。将研究的翅片的效率与计算数据进行比较，得出的结论是：气动喷涂翅片的底面的接触阻力对效率无实质性影响。为了证实这一点，又对基部（管子）与表面（翅片）的过渡区进行了金相结构分析。对过渡区试片的分析表明，连接边界的整个长度上无不严密性的微裂纹。所以，气动喷涂法促进表面与基本相互作用的分支边界的形成，能促进粉末粒子向基体的渗透，这就说明了附着强度高，有物理接触和金属链形成。因而气动喷涂法不但可用于成型，还可用来将按普通方法制造的翅片固定在换热器管子的表面上，也可用来对普通翅片的底面进行补充加固。可以预计，气动喷涂法在紧凑高效换热器的生产中，将会得到广泛应用。2、螺旋折流板换热器在管壳式换热器中，壳程通常是一个薄弱环节。通常普通的弓形折流板能造成曲折的流道系统（z字形流道），这样会导致较大的死角和相对高的返混。而这些死角又能造成壳程结垢加剧，对传热效率不利。返混也能使平均温差失真和缩小。其后果是，与活塞流相比，弓形折流板会降低净传热。优越弓形折流板管壳式换热器很难满足高热效率的要求，故常为其他型式的换热器所取代（如紧凑型板式换热器）。对普通折流板几何形状的改进，是发展壳程的第一步。虽然引进了密封条和附加诸如偏转折流板及采取其他措施来改进换热器的性能，但普通折流板设计的主要缺点依然存在。为此，美国提出了一种新方案，即建议采用螺旋状折流板。这种设计的先进性已为流体动力学研究和传热试验结果所证实，此设计已获得专利权。此种结构克服了普通折流板的主要缺点。螺旋折流板的设计原理很简单：将圆截面的特制板安装在“拟螺旋折流系统”中，每块折流板占换热器壳程中横剖面的四分之一，其倾角朝向换热器的轴线，即与换热器轴线保持一倾斜度。相邻折流板的周边相接，与外圆处成连续螺旋状。折流板的轴向重叠，如欲缩小支持管子的跨度，也可得到双螺旋设计。螺旋折流板结构可满足相对宽的工艺条件。此种设计具有很大的灵活性，可针对不同操作条件，选取最佳的螺旋角；可分别情况选用重叠折流板或是双螺旋折流板结构。3、新型麻花管换热器瑞典alares公司开发了一种扁管换热器，通常称为麻花管换热器。美国休斯顿的布朗公司做了改进。螺旋扁管的制造过程包括了“压扁”与“热扭”两个工序。改进后的麻花管换热器同传统的管壳式换热器一样简单，但有许多激动人心的进步，它获得了如下的技术经济效益：改进了传热，减少了结垢，真正的逆流，降低了成本，无振动，节省了空间，无折流元件。由于管子结构独特使管程与壳程同时处于螺旋运动，促进了湍流程度。该换热器总传热系数较常规换热器高40%，而压力降几乎相等。组装换热器时也可采用螺旋扁管与光管混合方式。该换热器严格按照asme标准制造。凡是用管壳式换热器和传统装置之处均可用此种换热器取代。它能获得普通管壳式换热器和板框式传热设备所获得的最佳值。估计在化工、石油化工行业中具有广阔的应用前景。4、非钎焊绕丝筋管螺旋管式换热器在管子上缠绕金属丝作为筋条(翅片)的螺旋管式换热器(ta)，一般都是采用焊接方法将金属丝固定在管子上。但这种方法对整个设备的质量有一系列的影响，因为钎焊法必将从换热中“扣除”很大一部分管子和金属丝的表面。更重要的是，由于焊料迅速老化和破碎会造成机器和设备堵塞，随之提前报损。第2章设计方案化工生产中所用的换热器类型很多。不同类型换热器，其性能各异，因此要了解各种换热器的特点，以便根据工艺要求选用适当类型，同时还要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等。2.1换热器类型的选择换热器的分类随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。（一）按用途划分按照其用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。加热器是把流体加热到必要的温度而使用的热交换器，被加热的流体没有相变化。冷却器是用于把流体冷却到必要的温度的热交换器。冷凝器是用于冷却凝结性气体，并使其凝结液化的热交换器。若使气体全部冷凝，则称为全凝器，否则成为分凝器。再沸器是用于再加热装置中冷凝了的液体使其蒸发的热交换器。深冷器是用于把流体冷却到0c以下的很低温度的热交换器。过热器是将流体（一般是气体）加热到过热状态的热交换器。（二）按热量交换原理和方式划分按照冷、热流体热量交换的原理和方式不同，换热器主要分直接接触式（混合式）、蓄热式和间壁式三类。1）直接接触式（混合式）换热器：冷、热流体直接接触和混合进行换热。这类换热器结构简单，价格便宜，常做成塔状。2）蓄热式换热器：冷、热流体交替通过格子砖或填料等蓄热体以实现换热。这类换热器由于少量流体相互掺和易造成流体间的“污染”。3）间壁式换热器：冷、热流体通过将它们隔开的固体壁面进行传热，这是工业上应用最为广泛的一类换热器。虽然直接接触式和蓄热式换热设备具有结构简单、制造容易等特点，但由于在换热过程中，有高温流体和低温流体相互混合或部分混合，使其在应用上受到限制。因此工业上所用换热设备以间壁式换热器居多。间壁式换热器的类型也是多种多样，从其结构上大致可以分为：一、管式换热器1、管壳式换热器(1)固定管板式换热器-(2)浮头式换热器BU型管式换热器2、套管式换热器3、蛇管换热器(1)沉浸式蛇管换热器(2)喷淋式蛇管换热器4、翅片管换热器二、板式换热器1、夹套换热器'2、平板式换热器3、螺旋板式换热器4、板翅式换热器5、伞板换热器6、螺旋板式换热器三、热管换热器不同的换热器各有自己的优缺点和使用条件。一般来说，板式换热器单位体积的传热面积较大、设备紧凑(250-1500m2/m3)，低耗材(15kg/m3)，传热系数大，热损失小。但承压能力较低，工作介质的处理量较小，且制造加工较复杂，成本较高。而管式换热器虽然在传热性能和设备的紧凑性上不及板式换热器，但它具有结构较简单、加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等突出优点，因此被广泛用于化工生产中。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中(250〜1500m2/m3)占据主导地位。列管式换热器设计资料个数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准。图2-1列管式换热器列管式换热器有以下几种：1)固定管板式换热器固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，管子则固定与管板上，它的结构简单；在相同的壳体直径，排管最多，比较紧凑；由于这种结构使壳侧清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，常会使管子与管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。为此常在外壳上焊一膨胀节，但它仅能减小而不能完全消除由于温差而产生的热应力，且在多程换热器中，这种方法不能照顾到管子的相对移动。由此可见，这种换热器比较适合用于温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合。特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。图2-2固定管板式换热器2)U形管式换热器U形管式换热器仅有一个管板，管子两端均固定于同一管板上。这类换热器的特点是：管束可以自由伸缩，不会因管壳之间的温差而产生热应力，热补偿性能好;管程为双管程，流程较长，流速较高，传热性能较好；承压能力强；管束可以从壳体抽出，便于检修和清洗，且结构简单，造价便宜。但管清洗不便，管束中间部分的管子难以更换，又因最层管子弯曲半径不能太小，在管板中心部分布管不紧凑，所以管子数不能太多，且管束中心部分存在间隙，使壳程流体易于短路而影响壳程换热。此外，为了弥补弯管后管壁的减薄，直管部分必须用壁较厚的管子。这就影响了它的使用场合，仅宜用于管壳壁温度相差较大，或壳程介质易结垢而管程介质不易结垢，高温、高压、腐蚀性强的情形。特点：结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。图2-3U型管式换热器浮头式换热器浮头式换热器针对固定管板式的缺陷做了结构上的改进。两端管板只有一端与壳体完全固定，另一端则可相对于壳体作某些移动，该端称之为浮头。此类换热器的管束膨胀不受壳体的约束，所以壳体与管束之间不会由膨胀量的不同而产生热应力。而且在清洗和检修时，仅需将管束从壳体中抽出即可，所以能使用于管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合。但该类换热器结构复杂、笨重，造价约比固定管板式高20%左右，材料消耗量大，而且由于浮头的端盖在操作中无法检查，所以在制造和安装时要特别注意其密封，以免发生漏，管束和壳体的间隙较大，在设计时要避免短路。至于壳程的压力也受滑动接触面的密封限制。特点：结构复杂、造价高，便于清洗和检修，完全消除温差应力，应用普遍。图2-4浮头式换热器4）填料函式换热器此类换热器的管板也仅有一端与壳体固定，另一端采用填料函密封。它的管束也可自由膨胀，所以管壳之间不会产生热应力，且管程和壳程都能清洗，结构较浮头式简单，造价较低，加工制造方便，材料消耗较少。但由于填料密封处易于泄漏，故壳程压力不能过高，也不宜用于易挥发、易燃、易爆、有毒的场合。图2-5填料函式换热器2.1.2换热器的选择随着经济的发展，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。浮头式换热器的一端管板与壳体固定，而另一端的管板可在壳体自由浮动，壳体和管束对膨胀是自由的，故当两介质的温差较大时，管束和壳体之间不产生温差应力。浮头端设计成可拆结构，使管束能容易的插入或抽出壳体。（也可设计成不可拆的）。这样为检修、清洗提供了方便。但该换热器结构较复杂，而且浮动端小盖在操作时无法知道泄露情况。因此在安装时要特别注意其密封。浮头换热器的浮头部分结构，按不同的要求可设计成各种形式，除必须考虑管束能在设备自由移动外，还必须考虑到浮头部分的检修、安装和清洗的方便。在设计时必须考虑浮头管板的外径d0。该外径应小于壳体径D—一般推荐浮头管板与壳体壁的间隙b13〜5加加。这样，当浮头出的钩圈拆除后，即可将管束从壳体抽出。以便于进行检修、清洗。浮头盖在管束装入后才能进行装配，所以在设计中应考虑保证浮头盖在装配时的必要空间。钩圈对保证浮头端的密封、防止介质间的串漏起着重要作用。随着蟆头式换热器的设计、制造技术的发展，以及长期以来使用经验的积累，钩圈的结构形式也得到了不段的改进和完善。钩圈一般都为对开式结构，要求密封可靠，结构简单、紧凑、便于制造和拆装方便。浮头式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性，在长期使用过程中积累了丰富的经验。尽管近年来受到不断涌现的新型换热器的挑战，但反过来也不断促进了自身的发展。故迄今为止在各种换热器中扔占主导地位。管子构成换热器的传热面，管子尺寸和形状对传热有很大影响。采用小直径的管子时，换热器单位体积的换热面积大一些，设备比较紧凑，单位传热面积的金属消耗量少，传热系数也较高。但制造麻烦，管子易结垢，不易清洗。大直径管子用于粘性大或者污浊的流体，小直径的管子用于较清洁的流体。管子材料的选择应根据介质的压力、温度及腐蚀性来确定。换热器的管子在管板上的排列不单考虑设备的紧凑性，还要考虑到流体的性质、结构设计以及加工制造方面的情况。管子在管板上的标准排列形式有四种：正三角形和转角正三角形排列，适用与壳程介质清洁，且不需要进行机械清洗的场合。正方形和转角正方形排列，能够使管间的小桥形成一条直线通道，便于用机械进行清洗，一般用于管束可抽出管间清洗的场合。另外对于多管程换热器，常采用组合排列方法，其每一程中一般都采用三角形排列，而各程之间则常常采用正方形排列，这样便于安排隔板位置。当换热器直径较大，管子较多时，都必须在管束周围的弓形空间尽量配置换热管。这不但可以有效地增大传热面积，也可以防止在壳程流体在弓形区域短路而给传热带来不利影响。管板上换热管中心距的选择既要考虑结构的紧凑性，传热效果，又要考虑管板的强度和清洗管子外表面所需的空间。除此之外，还要考虑管子在管板上的固定方法。若间距太小，当采用焊接连接时，相邻两根管的焊缝太近，焊缝质量受热影响不易得到保证；若采用胀接，挤压力可能造成管板发生过大的变形，失去管子和管板间的结合力。一般采用的换热管的中心距不小于管子外径的1.25倍。当换热器多需的换热面积较大，而管子又不能做的太长时，就得增大壳体直径，以排列较多的管子。此时为了提高管程流速，增加传热效果，须将管束分程，使流体依次流过各程管束。为了把换热器做成多管程，可在一端或两端的管箱中分别安置一定数量的隔板。浮头式换热器的优缺点：优点：（1）管束可以抽出，以方便清洗管、壳程；（2）介质间温差不受限制；（3）可在高温、高压下工作，一般温度小于等于450度，压力小于等于6.4兆帕；（4）可用于结垢比较严重的场合；（5）可用于管程易腐蚀场合。缺点：（1）小浮头易发生漏；（2）金属材料耗量大，成本高20%；（3）结构复杂综合上述情况，本次设计采用浮头式换热器。2.2流动空间的选择在管壳式换热器的计算中，首先需决定何种流体走管程，何种流体走壳程，这需遵循一些一般原则。（1）应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、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）应减小管子的壳体因受热不同而产生的热应力。从这个角度来说，顺流式就优于逆流式，因为顺流式进出口端的温度比较平均，不像逆流式那样，热、冷流体的高温部分均集中于一端，低温部分集中于另一端，易于因两端胀缩不同而产生热应力。（5）对于有毒的介质或气相介质，必使其不泄漏，应特别注意其密封，密封不仅要可靠，而且还应要求方便及简单。（6）应尽量避免采用贵金属，以降低成本。以上这些原则有些事相互矛盾的，所以在具体设计时应综合考虑，决定哪一种流体走管程，哪一种流体走壳程。1、宜于通入管空间的流体1）不清洁的流体因为在管空间得到较高的流速并不困难，而流速高，悬浮物不易沉积，且管空间也便于清洗。2）体积小的流体因为管空间的流动截面往往比管外空间的截面小，流体易于获得必要的理想流速，而且也便于做成多程流动。3）有压力的流体因为管子承压能力强，而且还简化了壳体密封的要求。4）腐蚀性强的流体因为只有管子及官箱才需用耐腐蚀材料，而壳体及管外空间的所有零件均可用普通材料制造，所以造价可以降低。此外，在管空间装设保护用的衬里或覆盖层也比较方便，并容易检查。5）与外界温差大的流体因为可以减少热量的逸散。2、宜用于通入管间空间的流体1）当两流体温度相差较大时，a值大的流体走管问这样可以减少管壁与壳壁间的温度差，因而也减小了管束与壳体间的相对伸长，故温差应力可以降低。2）若两流体给热性能相差较大时，a值小的流体走管问此时可以用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。3）饱和蒸汽对流速和清理无甚要求，并易于排除冷凝液。4）粘度大的流体管间的流动截面和方向都在不断变化，在低雷诺数下，管外给热系数比管的大。5）泄漏后危险性大的流体可以减少泄漏机会，以保安全。此外，易析出结晶、沉渣、淤泥以及其他沉淀物的流体，最好通入比较更容易进行机械清洗的空间。在管壳式换热器中，一般易清洗的是管空间。但在U形管、浮头式换热器中易清洗的都是管外空间。所以，此次方案设计循环水走管程，苯走壳程。流速的确定当流体不发生相变时，介质的流速高，换热强度大，从而可使换热面积减少、结构紧凑、成本降低，一般也可抑止污垢的产生。但流速大也会带来一些不利的影响，诸如压降AP增加，泵功率增大，且加剧了对传热面的冲刷。换热器常用流速的围见表2-1和表2-2。表2-1换热器常用流速的围\介质流速循环水新鲜水一般液体易结垢液体低粘度液体高粘度液体气体管程流速，m/s1.0〜2.00.8〜1.50.5〜3.0>1.00.8〜1.80.5〜1.55~30壳程流速，m/s0.5〜1.50.5〜1.50.2〜1.5>0.50.4〜1.00.3〜0.82~15表2-2列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许的安全流速液体名称乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮氢气安全流速，m/s<1<2~3<10<8加热剂、冷却剂的选择用换热器解决物料的加热冷却时，还要考虑加热剂（热源）和冷却剂（冷源）的选用问题。可以用作加热剂和冷却剂的物料有很多，列管式换热器常用的加热剂有饱和水蒸气、烟道气和热水等，常用的冷却剂有水、空气和氨等。在选择加热剂和冷却剂的时候主要考虑来源方便，有足够温差，价格低廉，使用安全等因素。常用的加热剂（1）饱和水蒸气饱和水蒸气是一种应用最为广泛的加热剂，由于饱和水蒸气冷凝时传热膜系数很高，可以改变蒸气压强以准确地调节加热温度，而且常用低廉的蒸汽机及涡轮机排放废气。但饱和水蒸气温度超过180℃，必须用很高压强，但温度升高不大，而且设备强度也相应增高，一般只用于加热温度在180℃以下的情况。（2）烟道气燃料燃烧所得到的烟道气具有很高温度，可达700〜1000℃，适用于需要达到高温度加热。用烟道气加热的缺点是比热容低，控制困难及传热膜系数低。除了以上两种常用的加热剂外，还可以结合工厂的具体情况，采用热空气等气体作为加热剂，或用热水作为加热剂。常用的冷却剂水和空气是最常用的冷却剂，它们可以直接取自大自然，不必特别加工。与空气相比较，谁的比热容高，传热膜系数也很高，但空气的获取和使用比水方便，应因地制宜加以选用。水和空气作为冷却剂受到当地气温的限制，一般冷却温度为10~25℃，如果要冷却到较低的温度，则需应用低温冷却剂，常用的低温冷却剂有冷冻盐水（CaCl2，NaCl及其溶液）。此次设计需使用冷却剂，实验设计时已给出选，用循环水作为冷却剂。流体出口温度的确定工艺流体的进出口温度是由工艺条件决定，加热剂或冷却剂的进口温度也是确定的，但其出口的温度是由设计者选定的。该温度直接影响加热剂或冷却剂的耗量和换热器的大小，所以此温度的确定有一个优化问题。此次设计中，流体进出口的温度已给出。材质的选择在进行换热器设计时，换热器各种零件、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度、流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。1、碳钢价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用时合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。2、不锈钢奥氏体系不锈钢以1Cr18Ni9为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。本次设计采用碳钢材料的换热器即可。第3章换热器的结构设计换热器的工艺尺寸确定后，若能选用热交换器标准系列，则结构尺寸随之而定，否则还需进行部件结构的设计计算。换热器结构设计计算包括，管子在管板上的固定，是否需要温差补偿及补偿装置的设计，管板的强度，管板与壳体的连接结构，折流板与隔板的固定，端盖与法兰的设计，各部件的公差及技术条件等。管束及壳程分程管束分程为了解决管束增加引起管流速及传热系数的降低，可将管束分程。在换热器的一端或两端的管箱中安置一定数量的隔板，一般每程中管数大致相等。主义温差较大的流体应避免紧邻以免引起较大的温差应力。管束分程的方案如表4-1。从制造、安装、操作的角度考虑，偶数管程有较多的方便之处，因此用的最多。但程数不宜太多，否则隔板本身占去相当大的布管面积，且在壳程中形成旁路，影响传热。表3-1管程布置壳程分程E型为最为普通，为单壳程。F型与G型均为双程，它们的不同之处在于壳侧流体进出口位置不同。G型壳体又称分流壳体，当用作水平的惹热虹吸式再沸器时，壳程中的纵向隔板起着防止轻组分的闪蒸与增强混合的作用。H型与G型相似，只是进出口接管与纵向隔板均多一倍，故称之为双分流壳体。G型与H型均可用于以压力降作为控制因素的换热器中。考虑到制造上的困难，一般的换热器壳程数很少超过2。

管程结构介质流经传热管的通道部分成为管程。换热管布置和排列间距常用换热管规格有。19x2mm、。25x2mm（1Cr18Ni9Ti）、。25x2.5mm（碳钢10）。换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。管子的排列应在整个换热器截面上均匀而紧凑地分布，还要考虑流体的性质和结构设计以及制造等方面的问题。管子在管板上排列的方法，用的较多的是等边三角形（或称正六角形）和正方形排列法。当壳程流体是不污性质介质时，采用等边三角形排列法。等边三角形排列结构紧凑，在一定管板面积上可以配置较多的管数，且由于管子间的距离都相等，在管板加工时便于画线与钻孔。当壳程流体需要用机械清洗时，采用正方形排列法。正方形排列法在一定的管板面积上可排列的管子数最少。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。在制氧设备中，常采用此法。按此法在管板上布置的管比按三角形排列的还多我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。汇方略巧剂正方形错列汇方略巧剂正方形错列图3-1换热管排列方式除了上述三种排列方法外，也可采用组合排列方法。例如在多管程换热器中，每一程中都采用三角形排列法，而在各程之间，为了便于安排隔板，则采用正方形排列法。当管子总数超过127根（相当于层数＞6），等边三角形排列的最外层管子和壳体间弓形部分也应配置上附加的管子，这样不但可增加排列管数，增大传热面积，而且消除了管外部分不利于传热的空间。附加管子的配置法可参考表3-2对于多管程换热器，分程的纵向隔板占据了管板上一部分面积，实际排列管比表3-2中所示要少，设计师必须有作图法决定。表3-2等边三角形排列时管子的根数六角对角线不计弓形部弓形部分管教换热器管在弓形的第一在弓形的第二在弓形的第三在弓形部分总根数形的上的管分时管子的子的总根层数数根数数排排排13772519193737374961615119191613127127715169318187817217424241919271530301102133163636711233977424391225469848517132754792666131429631105907211531721116102823163381712711491317359191381261045计算得104根管，采用组合排列法，即每程均按正三角排列，隔板两恻采用正方形排列。3.2.2管心距管板上两管子中心的距离a称为管心距，管心距的决定要考虑管板的强度和清洗管子外表时所需的空隙，它与管子在管板上的固定方法有关。当管子采用焊接方法固定时，相邻两根管的焊缝太近，就会相互影响，使焊接质量不易保证，而采用胀接法固定时，过小的管心距会造成管板在胀接时由于挤压力的作用发生变形，失去了管子与管板之间的连接力，因此，管心距必须有一定的数值围。根据生产实践经验，最小管心距a向］般采用：焊接法amin=1.25d0，d0为管子外径；胀接法a.>1.25d0。但管心距a最小不能小于d0+6加加。对于直径小的管子，a/d0的数值应大些。最外层列管中心至壳体表面的距离不应小于1d+10mm。20管板，折流板（或支承板）管孔直径及中心距允许偏差已有标准规定，列于表3-3。表3-3管孔直径及中心距允许偏差/mm管子外径管板孔相邻孔中心距管孔中心距允许偏差折流板（支承板）孔直径允许偏差相邻孔任意孔孔直径允许偏差1414.4+0.1519±0.3±1.014.6+0.41919.4+0.225±0.3±1.019.6+0.42525.4+0.232±0.3±1.025.6+0.43232.5+0.340±0.3±1.032.7+0.453838.5+0.348±0.3±1.038.7+0.455757.7+0.470±0.5±1.075.9+0.45卧式换热器的壳程为蒸汽冷凝，且管子按等边三角形排列时，为了减少液膜在列管上的包角及液膜的厚度，管板在装配时，其周线应与设备的水平轴线偏转一定角度a。其值见表3-4表3-4轴线偏转角度管子外径d/mm19253857 0 管心距a/mm25324870偏转角a8°7°7°6°如果管心距不同于上表数值时，偏转角应按下列公式计算:da=30-sin-1-02a此时，如管板上带有排液孔或排气孔，应注意其位置。本设计采用焊接法。3.2.3管材料管子材料常用的为碳钢、低合金钢、不锈钢、铜、铜镍合金、铝合金等。应根据工作压力、温度和介质腐蚀性等条件决定。此外还有一些非金属材料，如石墨、瓷、聚四氯乙烯等亦有采用。在设计和制造换热器时，正确选用材料很重要。既要满足工艺条件的要求，又要经济。对化工设备而言，由于各部分可采用不同材料，应注意有不同种类的接触而产生的电化学腐蚀作用。本设计采用碳钢型材。管板管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分割开来。管板形式有平管板、椭圆形管板和双管板。其中最常见的是平管板。当流体有腐蚀性时，管板应采用耐腐蚀材料，工程上多采用轧制成的复合不锈钢板，或在碳钢表面堆焊一层厚度不小于5mm的覆盖层。当换热器承受高温高压是，应采用薄型管板，既降低了温差应力，同时有满足了高压对机械应力的要求。薄管板的突出优点是节约管板材料，高压时可节约90%，且加工也方便。所以在中、低压换热器中的以推广应用。管子与管板的连接在管壳式换热器的结构设计中，管子与管板的连接是否紧密十分重要。如果连接不紧密，在操作时连接处发生泄漏，冷、热流体互相混合，会造成物料和热量的流失；若物料带有腐蚀性、放射性或两种流体接触会产生易燃易爆的物质，后果将更加严重。在固定管板式换热器的连接处还应考虑能承受一定的轴向力，以避免温度变化较大时，产生的热应力是管子从管板脱出。管子与管板的连接可胀接或焊接。胀接法结构简单，管子的更换及修补方便，多用于压力低于40atm(1atm=9.8义104Pa)和温度低于300℃的场合。此方法是利用胀管器将管子扩，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。对于高温高压以及易燃易爆的流体，多采用焊接法。焊接法加工简便，对管孔的加工要求不高，较强的抗拉脱能力使之在高温高压下仍能保持连接处的紧密性，同时，在压力不太高时，还可采用薄型管板。其缺点是焊接造成的残余热应力与应力集中，在设备运行时可能引起应力腐蚀和疲劳破坏。此外，管子和管孔之间的间隙中存在的不流动流体与间隙外流体浓度上的差别易产生间隙腐蚀。建议用先胀后焊法消除此间隙。实际上，胀、焊结合的方法综合了二者的优点，不仅能提高连接处的抗疲劳性能，还可以消除应力腐蚀和间隙腐蚀，提高使用寿命。目前已得到较广泛的应用。管板尺寸的确定管板受力情况分析列管式换热器管板，一般采用平管板，在圆平板上开孔装设管束，管板又与壳体相连，管板所受载荷除管程和壳程压力外，还要承受壳壁的温差引起的变形不协调作用等。管板受力情况较浮躁，影响管板应力大小有如下因素：1）与圆平板类似，管板直径、厚度，压力大小，使用温度等对管板应力有显著影响。2）管束的支撑作用。管板与许多换热管刚性地固定在一起，因此，管束起着支承的作用，阻碍着管板的变形。在进行受力分析时，常把管板看成是放在弹性基础上的平板，列管就起着弹性基础的作用。其中固定式换热器管板的这种支承作用最为明显。3）管孔对管板强度和刚性的影响。由于管孔的存在，削弱了管板的强度和刚度，同时在管孔边缘产生高峰应力。当管子连续连接在管板之后，管板孔的管子又能增强管板的强度和刚度，而且也抵消一部分高峰应力。通常采用管板强度与刚度削弱系数来估计他的影响。4）管板边缘固定的形式。类似于圆平板，管板边界条件不同，管板应力状态是不一样的。管板外边缘有不同的固定形式，如夹持、简支、半夹持等。通常以介于简支和夹持之间为多。这些不同的固定结构对管板应力产生不同程度的影响，在计算中，管板边缘的固定形式是以固结系数来反映的。5）管壁和壳壁的温差所引起的热应力。由于管壁与壳壁温度不同产生变形量的差异，不仅使管子、壳体的应力有显著的增加，而且使管板的应力有很大的增加，在设备启动和停车过程中，特别容易发生这种情况。如采用非刚性非固定性板式结构换热器，这种影响会减少或消除。6）当管板又兼作法兰时，拧紧法兰螺栓，在管板上又会产生附加弯矩。7）其他，当管板厚度较大，管板上下两平面存在温差，则产生附加热应力。当管子太长而无折流板之托时，管子会弯曲造成管板附加应力。当管板在制造、胀接或焊接管子时，也会产生一些附加应力。目前设计管板厚度的方法很多，由于处理问题的出发点不同，考虑因素的周密程度不同，结果往往彼此相差很大。3.5.2管板尺寸当管子与管板采用胀接时，应考虑胀管时对管板的刚性要求，管板的最小厚度(不包括腐蚀余量)，按表3-5规定，包括厚度附加量在建议不小于20mm。表3-5管板最小厚度/mm换热器管板厚度b换热器管板厚度b<25223825325732采用焊接时，管板最小厚度的确定应考虑焊接工艺及管板焊接形变等的要求。3.6壳程结构介质流经传热管外面的通道部分称为壳程。壳程的结构，主要有折流板、支承板、纵向隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。由于各种换热器的工艺性能、使用的场合不同，壳程对各种元件的设置形式亦不同，以此来满足设计的要求。各元件在壳程的设置，按其不同的作用可分为两列:一类是为了壳侧介质对传热管最有效的流动，来提高换热设备的传热效果而设置的各种挡板，如折流板、纵向挡板、旁路挡板等；另一类是为了管束的安装及保护列管而设置的支承板、管束的导轨以及缓冲板等。壳体壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进入和排出之用。直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mm的可用钢板卷焊而成。壳体材料根据工作温度选择，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。介质在壳程的流动方式有多种型式，单壳程型式应用最为普遍。如壳侧传热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。用两个换热器串联也可得到同样的效果。为降低壳程压降，可采用分流或错流等型式。壳体径D取决于传热管数N、排列方式和管心距1。计算式如下：单管程D=t(n—1)+(2-3)dc 0式中t 管心距，mmd0 换热管外径，mmnc 横过管束中心线的管数，该值与管子排列方式有关。正三角形排列：n=1.1%Nc正方形排列：n=1.19%Nc多管程D=1.05t,；N/“式中N 排列管子数目；丑 管板利用率。正三角形排列：2管程n=0.7〜0.85>4管程”=0.6〜0.8正方形排列：2管程n=0.55〜0.7>4管程n=0.45〜0.65壳体径D的计算值最终应圆整到标准值。折流板、支撑板的作用及结构折流板在对流传热的换热器中，为了加强壳程流体的流速和湍流程度，以提高传热效率。在卧式换热器中，折流板还起着支撑管束的作用；在壳程装置折流板，折流板还起支撑换热管作用。从传热的家督出发，有些换热器，如冷凝器，是不需要设置折流板的，但为了增加管束的刚度，防止管子振动，仍然要设置一定数量的支持板，这些支持板的尺寸及形状均按折流板处理。（一）折流板分类及特点折流板可分为横向折流板和纵向折流板两种。前者使流体横向流动；后者则使管间的流体平行流过管，故名纵向折流板。在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增加流体速度，以增强传热；同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用。常见的横向折流板有圆缺形（或称弓形）和圆盘-圆环形和孔流型等。1）圆缺形（或称弓形）折流板圆缺形（或称弓形）折流板是常见的折流板，有水平圆缺和垂直圆缺两种排列方式。水平圆缺排列可造成液体的剧烈扰动，增大传热膜系数，这种型式最常用。垂直圆缺用于水平冷凝器、水平再沸器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等。垂直圆缺时，不凝气不能在折流板顶部积存，而在冷凝器中，排水也不能再折流板底部积存。弓形折流板中以单弓形用的最多。弓形缺口的切缺率（切掉圆弧的高度与壳体径之比）通常为15%-45%,多去20%。在卧式冷凝器中，折流板底部应开一高度为15〜20mm的900缺口供停工排精残液用。在有些冷凝器中需要保留一定量的过冷凝液以保证泵的吸入压头，此时可采用带堰的折流板。对立式换热器则不必开缺口。双弓形折流板多用于大直径的换热器中。由于折流板间距较大，流体流经单弓形折流板，会在其后接近壳体处，形成对传热不利的“死区”。采用双弓形折流板可消除此弊病，因流体分两股流动，不仅减少了死区，还有利于减轻流体诱发的振动。2）圆盘-圆环形折流板圆盘-圆环形折流板是由圆板和环形板组成的，压降较小，但传热也差些。在环形板背后有堆积不凝气或污垢，所以不多用。3）孔流型折流板孔流型折流板使流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，压降大，仅适用与清洁流体，应用更少。图3-2折流板型式（a）水平圆缺 （b）垂直圆缺（c）环盘型（二）折流板间隔折流板与支撑板一般均借助于长拉杆利用焊接或定距管来保持板件的距离。折流板间距视壳程介质的流量、粘度及换热器的功用而定，其系列100mm,150mm,200mm,300mm,450mm,600mm,800mm,1000mm。折流板间距的确定原则主要是考虑流体流动，理想的情况是缺口的流通截面积和通过管束的错流流动的截面积大致相等。这样可以减小压降并且避免或减小“静

止区”，从而改善传热。推荐折流板间距的最小值为壳径的1/5,最大值决定于支持管所必需的最大间距，规定不得大于壳径。否则流体流向就会与管子平行而不是垂直，从而使传热膜系数降低。折流板外径与壳体之间的间隙应适宜。间隙越小，壳程流体介质由此泄漏的量越少，亦即减少流体短路，使传热效率提高。但间隙过小，会给制造安装带来困难增加设备成本；间隙过大，有会造成流经此处短路的壳程流体量增多，降低传热效率。表3-6折流板和支撑板的外径/mm壳体公称直径dn\项目i139273325400500600700800900100011001200换热器折流板、支承板名义外径D-2397496.596.5696796896995.1095.1195.冷凝器支撑板名义外径D-339649059569479489499310931093折流板、支承板外径负偏差-0.53-0.60-0.68-0.76-0.76-0.9-1.-1.0-1.-1.10-1.20流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，间表3-7。表3-7折流板厚度/mm公称壳体径相目邻两折流板间距300>300~450>450~600>600~750>750200~4003561010400~70056101012700〜100068101216>1000610121616（三）缓冲板在壳程进口管接管处常装有防冲挡板，或称缓冲板。它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。也有在管束两端放置导流筒，不仅其防冲板的作用，还可以改善两端流体的分布，提高传热效率。（四）其他主要附件1）旁流挡板如果壳体和管束之间间隙过大，则流体不通过管束而通过这个间隙旁通，为防止流体短路。往往采用旁流挡板。旁流挡板是指在间隙较大处加上纵向窄条（密封条），一般用点焊的方法固定在两折流板之间。2）假管为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流板焊接以便固定。假管通常是每隔3〜4排换热管安置一根。3）拉杆和定距管为了使折流板能牢靠地保持在一定位置上，通常采用拉杆和定距管。拉杆式一根两端皆带有螺纹的长杆，一段拧入管板，折流板就穿在拉杆上，个班之间则以套在拉杆上的定距管来保持板间距离，最后一块折流板可用螺母拧在拉杆上予以固定。此外，对不锈钢可采用焊接不可拆的方法。各种尺寸的换热器的拉杆直径和拉杆数，可参考表3-8。表3-8拉杆直径与拉杆数壳体直径/mm拉杆直径/mm最少拉杆数壳体直径/mm拉杆直径/mm最少拉杆数200~2501041200128273,400,500,600124>12001210800,1000126支承板一般卧式换热器都有折流板，既起折流作用，又起支撑作用。但当工艺上无折流板的要求，例如冷凝器，而管子比较细长时，应考虑有一定数量的支承板以便于安装和防止管子变形过大。这样支撑板则可放宽其制造要求，因为这是介质短路可以认为不影响传热效率。支承板做成半圆形较好，支撑板厚度一般不应小于表3-9中所列的数据。表3-9支承板厚度/mm壳体直径<400400~800900~1200支承板厚度11600允许不支承的最大间距L可参见表3-10所列的数据。表3-10最大间距/mm管子外径九19253857UL1500180025003400管程与壳程接管管箱及封头换热器管流体进出口的空间为管箱，管箱结构应便于拆装，以利于管子的清洗、检修。封头和管箱位于壳体两侧，用于控制及分配管程流体。1）封头当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。2）管箱壳径较大的换热器大多采用管箱结构。管箱具有一个可拆盖板，因此在检修或清洗管子时无须卸下管箱。3）分程隔板当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管箱应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6程。在布置时应尽量使管程流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短路。壳程接管壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。当加热蒸汽后高速流体流入壳程时，对换热管会造成很大的冲刷，所以常将壳程接管在入口处加以扩大，及将接管做成喇叭形，以起缓冲作用。其结构为筒形的，常成为导流筒，它可将加热蒸汽或流体导致靠近管板处才进入管束间，更充分地利用换热面积，目前常用这种结构来提高换热器的换热能力。通常采用的挡板有圆形和方形。圆形挡板，为了减少流体组里，挡板与换热器壳壁的距离e不应太小，至少应保持此处流道截面积不小于流体进口接管的截面积，且距离e不小于30mm，若距离太大也妨碍管子的排列，且减少了传热面积。当需加大流体通道时，可在挡板上开些圆孔以加大流体通过的截面。方形挡板，上面开了小孔以增加流体通过截面。对于蒸汽在壳程冷凝的立式换热器、冷凝器等，应尽量减少冷凝液在管板上的滞留，以保证传热面的充分利用。此外，应在壳程尽可能高的位置上，一般在上管板上，安装不凝性气体排出管，作为开车时的排气管及运转中间歇地排出不凝气体的接管，其安装位置应在壳程尽可能高的位置，多在上管板上。第4章换热器的工艺计算确定设计方案选择换热器类型两流体温度变化情况：热流体（苯）进口温度80℃,出口温度30℃；冷流体（循环水）进口温度25℃,出口温度43℃。该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。流体间流速确定由于循环冷却水易结垢，为了便于水垢的清洗，应采用循环水走管程，苯走壳程。选用“25X2.5mm的碳钢管，根据表三一管流速取ui=1.0m/s。基础物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。壳程苯的定性温度为80+30:55℃24.2.3管程循环水的定性温度为35+25:30℃2苯物性数据由手册查得苯在定性温度下物性数据:密度p=842.5（kg/m3）0粘度收=0.212X10-3（Pa.s）定压比热容CP0=1.764kJ/（kg.℃）

导热系数%=0.158w/(m・毛)处理量：m=1.6x104kg/h循环水物性数据循环冷却水在30℃下的物性数据密度P.=995.7kg/m3粘度巴:0.00080(Pa-s)定压比热容cp.=4.174kJ/(kg•℃)导热系数%=0.6176w/(m・毛)4.3计算总传热系数热流量Q=mcAT=1.6x104x1.764x（80—30）=3.92x106KJ/h=392kWAtmAtAtmAt一At:At2In——1At2（80一43）-（55一25）_21ci80—43

In 55-25冷却水用量w_—Qo__—3.92:106--_1.8792x104kg/h

iCiAt. 4.174x（43一25）总传热系数K管程传热系数Re_U_002x08738x995.7_21751>10000

匕 8.0x10-4a=0.023「iu.P.)0.8A0.4=0.023x0,6176xQ1751I8x

0.020(4.174x103x8.0x10-4)0.a=0.023「iu.P.)0.8A0.4=0.023x0,6176xQ1751I8x

0.020(4.174x103x8.0x10-4)0.4=4118W/ffl2・℃)0.6176壳程传热系数假设壳程的传热系数a2=1000W污垢热阻Rsi0.0002m2℃/W管壁的导热系数K=j—d □—乙ad1,幺+bd

d1d入d1 ,0.0254118x0.020Rso0.000172m2•℃/W=45W/£・℃)+2x10-40.0250.0200.0025x0.02545x0.0225+1.720x10一4+-L-1000606.5W/£・℃)4.4计算传热面积QKAtm工92x105二36m2560x19.95考虑15%的面积裕度，S=1.15xS'=1.15x36=41.4m24.5工艺结构尺寸的计算管和管外流速的计算为减少热损失和充分利用苯的热量，采用苯走壳程，水走管程。选用“25X2.5mm的碳钢管，根据表三一管流速取ui=1m/s。管程数和传热管数依据传热管径和流速确定单程传热管数n二二二一x1°442.5x3600）二93.8.§〃根）s兀人“ 0.785x0.022x1.0—d2u按单程管计算，所需的传热管长度为L二兀dL二兀d2n41.43.14x0.025x94=5.611m按单程管设计，传热管过程，宜采用多管程结构。现取传热管长1=3m，则该换热器管程程数为Np=*苧X2管程）传热管总根数N=94x2=188（根）平均传热温差校正及壳程数的确定平均传热温差校正系数80—304380—3043-25=2.77843-2580-25=0.327按单壳程，2管程结构，温差校正系数应查有关表但12.778在图上难以读数，因而相应以1尔代替匕PR代替P查同一图线，可得帆:0.95平均传热温差

At=中At'=0.95义21=19.95C

m tm传热管排列和分程的选择采用组合排列法，即每程均按正三角排列，隔板两恻采用正方形排列.取管心距t=1.25d2，则t=1.25x25=31.25=32mm横过管束中心线的管数nc=1.19/N=1.19^94=12（根）壳程经的计算采用多管程结构，取管板利用率"=0.6，则壳体径为D=1.05tq访=1.05x32v94/0.6=421mm可取D=421mm.折流板的选择采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体径的25%,则切去的圆缺高度为h=0.25x421=106mm，故取h=106mm取折流板间距B=0.25D贝IB=0.3x421=126.3mm取B为126.3mm。折流板数NB传热管长-1二0.1=23（块）

折流板间距 126.折流板数NB折流板圆缺面水平装配。其他附件的选择壳程流体进出口接管：取接管流速为u=L0m/s，则接管径为do0.082(mdo0.082(m)取标准管径为100mm。管程流体进出口接管：取接管循环水流速u=1.0m/s，则接管径为d：4x5220y600x995.7: 3.14x1.0=管程流体进出口接管：取接管循环水流速u=1.0m/s，则接管径为d：4x5220y600x995.7: 3.14x1.0=0.043(m)取标准管径为60mm。4.6换热器核算传热能力的核算（1）壳程传热系数对圆缺形折流板,可采用克恩公式0.36、Re0.55Pr13

doe0.14当量直径，由三角形排列得f.34—x0.0322—0.785x0.02522k3.14x0.025:0.02(m)壳程流通截面积r0.1263x0.4211I0.025)0.032)=0.0116(m)壳程流体流速及其雷诺数分别为16000^3600x842.5) =0.46(m/s)0.0116Reo0Reo0.02x0.46x皿5=3.66x1040.000212普兰特准数Pr4.174x10普兰特准数Pr4.174x103x8.0x10-4 “ =15.750.2120.14粘度校正0.158,0.02x0.403x0.158,0.02x0.403x842.5、 ，1.764x1000x0.212x0.001、()》0.36 ( )0.55( )—=10830.020.212x0.0010.158W/(m（2）管程对流传热系数九。九。a.=0.023方Re0.8Pr0.3i管程流通截面积0.785管程流通截面积0.785x0.022x56.11二0.018(m2)管程流体流速及其雷诺数分别为普兰特准数ReiPr=5220(3600x995.7)0.018=0.81(m/s)0.02x0.81x995.7275800.8x10-44.174x103x0.80x10-50.6176=5.410.023x0，6176x(21751)0.8x5.410.30.02（3）总传热系数Kd o—

a.d.1bd―o-+ o-sid九dso0.0254118x0.020+0.0002常■+0.0025x°.025+0.00040+」45x0.02251083985W/£・℃)（4）传热面积SQKAtm392x103QKAtm985x19.95该换热器的实际传热面积SPnJ=3.14x0.025x5.611Q-2x0.02)x3-12=3.14x0.025=20.9(m2)该换热器的面积裕度为

S一S 20.9一19.95Q/o/19.95——义100%= *100%=4.8%19.95传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务4.6.2换热器流体流动阻力计算(1)管程流动阻力计算EAP.=Ip1+AP2,NNNS,=1,NP=2,Ft=1.5AP=X-吐 AP=^处iid2 2,2,由R=21751，传热管相对粗糙度咄=0.005，查图——摩擦系数与雷诺准数及相e 20对粗糙度的关系得九=对粗糙度的关系得九=0.037W

i/m.℃，流速ui=1.006m/s，p=994kg/m3，所以AP=0.037xxL0062*994=2791.5Pa

1 0.02 2pU2 Q994x1.0062AP=C--=3x =1005.96Pa2 2 2ZAP=(\P+AP»NN1 1 2tsp='2791.5+1005.96)x1x2x1.5=9878Pa<1.0x105Pa管程流动阻力在允许围之。(2)壳程流体阻力计算ZAP=(AP14AP')FNN=1Ft=1流体流经管束的阻力"‛=FF2nnj1)£tF=0.5f2=5x3201378-0.228:0.164312

23=0.46AP,=0.5X0.1643X12x23=0.46AP,=0.5X0.1643X12xi£+i)x842.5X0.234522二1020Pa流体流过折流板缺口的阻力(二“3.5一pu2 2-2B=0.12m,D=0.4mAP'=23x3.522x0.126310^,842.5x0.23452x 2636.2Pa总阻力 ZAP2;(1020+946.2):1838.2Pa壳程流动阻力也比较适宜。

4.7工艺设计计算结果汇总工艺设计计算结果汇总表参数管程壳程进、出口温度，。C25/4380/30压力，Pa68448970.8流量，kg/h1879216000物性物性温度，。C3055密度，kg/m3995.7842.5定压比热容，kJ/(kg*℃)4.1741.764粘度，Pa*s0.00080.000212热导率，W/m*℃0.61760.158结构参数形式浮头式换热器壳程数1壳体径，mm400台数1管径，mm@25X2.5管心距，mm32管长，mm5611管子排列△管数，根188折流板数，个23传热面积，m294折流板间距，mm126.3管程数2材质碳钢主要计算结果管程壳程流速，r/s、0.0970.038污垢热阻，m22.kw0.0001720.0002热流量，W432317传热温差，。C21传热系数，W/(m2K)985裕度/%4.8

主要符号说明1、英文字母B——-折流板间距，mC—一系数，无量纲d-管径，mD—一换热器外壳径，mf---摩擦系数F—一系数h—圆缺高度，mK——总传热系数，W/(m2.℃)L-管长，mm一程数n—--指数；管数；程数N—一管数；程数ND折流板数Nu——-努塞尔特准数BP—-压力，Pa；因数Pr—--普兰特准数q-一热通量，W/m2Q—一传热速率，Wr—半径，m；汽化潜热，kJ/kgR热阻，m2•°C/WRe——雷诺准数S—传热面积，m2t——一冷流体温度，°。；管心距，mT——特流体温度，°Cu流速，m/sW—一质量流量，kg/s2、下标c一冷流体h—一热流体i一管m——平均o——管外s污垢3.希腊字母a-对流传热系数，W/(m2•°C)A—一有限差值九一—导热系数，W/(m,°C)R-粘度，Pa•sP-密度，kg/m3①一校正系数附录（一）流体无相变对流传热系数流动状流动状关联式适用条件低粘度流体;流体加热n=0.4，冷却关联式适用条件低粘度流体;流体加热n=0.4，冷却n-0.3；Re>10000，Nu-O.O23Reo.8Prn0.7<Pr<120，八"c'(dupa-0.023一产L/d<60L/d<60,hxf1+特性尺寸d；

i定性温度：流体进出口温度的算术平均值高粘度流体;Re>10000，Nu-0.027Re0.8Pri/3八八Nu-0.027Re0.8Pri/3