化工原理课程设计说明书列管式换热器设计 / 专 业：过程装备与控制工程学 院： 机电工程学院 化工原理课程设计任务书某生产过程的流程如图3-20所示。反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110进一步冷却至60之后，进入吸收塔吸收其中的可溶性组分。已知混合气体的流量为220301，压力为6.9，循环冷却水的压力为0.4，循环水的入口温度为29，出口的温度为39，试设计一列管式换热器，完成生产任务。已知：混合气体在85下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）密度 定压比热容热导率粘度循环水在34下的物性数据：密度 定压比热容K热导率K粘度目录1、确定设计方案- 5 -1.1选择换热器的类型- 5 -1.2流程安排- 5 -2、确定物性数据- 5 -3、估算传热面积- 6 -3.1热流量- 6 -3.2平均传热温差- 6 -3.3传热面积- 6 -3.4 冷却水用量- 6 -4、工艺结构尺寸- 6 -4.1管径和管流速- 6 -4.2管程数和传热管数- 6 -4.3传热温差校平均正与壳程数- 7 -4.4传热管排列和分程方法- 7 -4.5壳体径- 7 -4.6折流挡板- 8 -4.7其他附件- 8 -4.8接管- 8 -5、换热器核算- 9 -5.1热流量核算- 9 -5.1.1壳程表面传热系数- 9 -5.1.2管表面传热系数- 9 -5.1.3污垢热阻和管壁热阻- 10 -5.1.4传热系数- 10 -5.1.5传热面积裕度- 10 -5.2壁温计算- 10 -5.3换热器流体的流动阻力- 11 -5.3.1管程流体阻力- 11 -5.3.2壳程阻力- 12 -5.3.3换热器主要结构尺寸和计算结果- 12 -6、结构设计- 13 -6.1浮头管板与钩圈法兰结构设计- 13 -6.2管箱法兰和管箱侧壳体法兰设计- 14 -6.3管箱结构设计- 14 -6.4固定端管板结构设计- 15 -6.5外头盖法兰、外头盖侧法兰设计- 15 -6.6外头盖结构设计- 15 -6.7垫片选择- 15 -6.8鞍座选用与安装位置确定- 15 -6.9折流板布置- 16 -6.10说明- 16 -7、强度设计计算- 16 -7.1筒体壁厚计算- 16 -7.2外头盖短节、封头厚度计算- 17 -7.3管箱短节、封头厚度计算- 17 -7.4管箱短节开孔补强校核- 18 -7.5壳体接管开孔补强校核- 19 -7.6固定管板计算- 20 -7.7浮头管板与钩圈- 21 -7.8无折边球封头计算- 21 -7.9浮头法兰计算- 22 -参考文献- 23 -1、确定设计方案1.1选择换热器的类型两流体温的变化情况：热流体进口温度110 出口温度60；冷流体进口温度29，出口温度为39，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。1.2流程安排从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但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，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。2、确定物性数据定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为T= =85管程流体的定性温度为t=根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。混和气体在85下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：密度 定压比热容热导率粘度循环水在34 下的物性数据：密度定压比热容k热导率k粘度3、估算传热面积3.1热流量Q1=2203013.297(110-60)=3.64107kj/h =10098kw3.2平均传热温差先按照纯逆流计算，得=3.3传热面积由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=313W/(m2k)则估算的传热面积为Ap=3.4 冷却水用量m=4、工艺结构尺寸4.1管径和管流速选用252.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管流速u1=1.3m/s。4.2管程数和传热管数可依据传热管径和流速确定单程传热管数ns=按单程管计算，所需的传热管长度为 L=按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为 Np=（管程）传热管总根数 NT=5962=1192（根）4.3传热温差校平均正与壳程数平均温差校正系数：R=P=按单壳程，双管程结构，查化学工业化工原理（第三版）上册：图5-19得：平均传热温差K由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。4.4传热管排列和分程方法采用组合排列法,即每程均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见化学工业化工原理（第三版）上册：图6-13。取管心距t=1.25d0，则 t=1.2525=31.2532（mm）隔板中心到离其最近一排管中心距离：S=t/2+6=32/2+6=22（mm）各程相邻管的管心距为44mm。管束的分程方法，每程各有传热管596根，其前后管程中隔板设置和介质的流通顺序按化学工业化工原理（第三版）上册：图6-8选取。4.5壳体径采用多管程结构，进行壳体径估算。取管板利用率=0.7 ，则壳体径为： D=1.05t按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm筒体直径校核计算：壳体的径应等于或大于（在浮头式换热器中）管板的直径，所以管板直径的计算可以决定壳体的径，其表达式为：管子按正三角形排列：取e=1.2=1.225=30mm=32 （39-1）+2 30 =1276mm 按壳体直径标准系列尺寸进行圆整：=1400mm4.6折流挡板采用圆缺形折流挡板，去折流板圆缺高度为壳体径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.251400=350m，故可取h=350mm取折流板间距B=0.3D，则 B=0.31400=420mm，可取B为450mm。折流板数目（块）折流板圆缺面水平装配，见图：化学工业化工原理（第三版）上册：图6-9。4.7其他附件拉杆数量与直径选取，本换热器壳体径为1400mm，故其拉杆直径为12拉杆数量8，其中长度5950mm的六根，5500mm的两根。壳程入口处，应设置防冲挡板。4.8接管壳程流体进出口接管：取接管气体流速为u1=10m/s，则接管径为（m）圆整后可取管径为300mm。管程流体进出口接管：取接管液体流速u2=2.5m/s，则接管径为（m）圆整后去管径为360mm5、换热器核算5.1热流量核算5.1.1壳程表面传热系数用克恩法计算，见式化学工业化工原理（第三版） 上册：式（5-72a）：当量直径，依化学工业化工原理（第三版）上册：式（5-73a）得=壳程流通截面积：壳程流体流速与其雷诺数分别为普朗特数粘度校正 5.1.2管表面传热系数管程流体流通截面积： 管程流体流速：雷诺数： 普朗特数：5.1.3污垢热阻和管壁热阻化学工业化工原理（第三版）上册：表5-5取：管外侧污垢热阻 管侧污垢热阻 管壁热阻按化学工业化工原理（第三版）上册：图5-4查得碳钢在该件下的热导率为50w/(mK)。所以5.1.4传热系数5.1.5传热面积裕度计算传热面积Ac：该换热器的实际传热面积为Ap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。5.2壁温计算因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15，出口温度为39计算传热管壁温。另外，由于传热管侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是有：式中液体的平均温度和气体的平均温度分别计算为0.439+0.615=24.6(110+60)/2=855858w/m2K891.3w/m2K传热管平均壁温壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85。壳体壁温和传热管壁温之差为 。该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。5.3换热器流体的流动阻力5.3.1管程流体阻力 , , 由Re=34841，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图:化学工业化工原理（第三版）上册：图1-27得，流速ui=1.3m/s，, 所以管程流体阻力在允许围之。5.3.2壳程阻力按式计算 , , 流体流经管束的阻力F=0.50.50.243538(14+1)=70757Pa流体流过折流板缺口的阻力 , B=0.45m , D=1.4mPa总阻力70757+41100=1.12Pa由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。5.3.3换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程流率870855220301进/出口温度/29/39110/60压力/MPa0.46.9物性定性温度/3485密度/（kg/m3）994.390定压比热容/kj/（kgK）4.1743.297粘度/（Pas）0.7421.5热导率（W/mK）0.6240.0279普朗特数4.961.773设备结构参数形式浮头式壳程数1壳体径/1400台数1管径/252.5管心距/32管长/7000管子排列正三角形排列管数目/根1192折流板数/个14传热面积/655折流板间距/450管程数2材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s）1.34.76表面传热系数/W/（K）5858891.3污垢