1、換熱器設計1.換熱器選型說明1.1 換熱器類型換熱器類型很多，按其用途分，有加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發器和再沸器。按其結構分，有列管式、板式等。不同類型換熱器，其性能各異。管型換熱器又可以分為蛇管式換熱器、套管式換熱器、管殼式換熱器。板型換熱器可分為螺旋板式換熱器、板式換熱器、板翹式換熱器。換熱器的結構分類見下表：表1-1 換熱器的結構分類管式固定管板式剛性結構：用于管殼溫差較小的情況(一般50°C)，管間不能清洗管殼式帶膨脹節：有一定的溫度補償能力，殼程只能承受較低壓力浮頭式管內外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合U型管式管內外均能承受高壓，管內清洗及檢修困難填料函式外填料函：管間

2、容易漏泄，不宜處理易揮發、易爆易燃及壓力較高的介質內填料函：密封性能差，只能用于壓差較小的場合釜式殼體上都有個蒸發空間，用于蒸汽與液相分離套管式雙套管式結構比較復雜，主要用于高溫高壓場合，或固定床反應器中套管式能逆流操作，用于傳熱面較小的冷卻器、冷凝器或預熱器螺旋盤管式浸沒式用于管內流體的冷卻、冷凝，或者管外流體的加熱噴淋式只用于管內流體的冷卻或冷凝板式板式拆洗方便，傳熱面能調整，主要用于粘性較大的液體間換熱螺旋板可進行嚴格的逆流操作，有自潔作用，可回收低溫熱能傘板式傘形傳熱板結構緊湊，拆洗方便，通道較小，易堵，要求流體干凈板殼式板束類似于管束，可抽出清洗檢修，壓力不能太高擴展表面式板翅式結構

3、十分緊湊，傳熱效率高，流體阻力大管翅式適用于氣體和液體之間傳熱，傳熱效率高，用于化工、動力、空調、制冷工業蓄熱式回旋式盤式傳熱效率高，用于高溫煙氣冷卻等鼓式用于空氣預熱器等固定格室式緊湊式適用于低溫到高溫的各種條件非緊湊式可用于高溫及腐蝕性氣體場合1.2 換熱器類型選擇換熱器選型時需要考慮的因素是多方面的，主要有：流體的性質；熱負荷及流量大小；溫度、壓力及允許壓降的范圍；設備結構、材料、尺寸、重量；價格、使用安全性和壽命。在換熱器選型中，除考慮上述因素外，還應對結構強度、材料來源、制造條件密封性、安全性等方面加以考慮。1.3 管殼式換熱器的分類與特點在眾多類型的換熱器結構中，管殼式換熱器是用得

4、最廣泛的一種換熱設備類型。它的突出優點是：單位體積設備所能提供的傳熱面積大，傳熱效果好，結構堅固，而且可以選用的結構材料范圍也比較寬廣，清洗方便，處理量大，工作可靠，故適應性較強，操作彈性較大。它的設計資料和數據比較完善，目前在許多國家已有系列化標準，因而在各種換熱器的競爭發展中占有絕對優勢。綜合考慮該類型換熱器的優點和本次設計工藝的特點，大部分都采用的是管殼式換熱器。管殼式換熱器是把管子與管板連接，再用殼體固定。它的型式大致分為固定管板式、釜式、浮頭式、U型管式、滑動管板式、填料函式及套管式等幾種。表1-2管殼式換熱器的性能對比表種類優點缺點應用范圍相對費用耗用金屬固定管板式結構簡單、緊湊，

5、能承壓力高，造價低，管程清洗方便，管子損壞時易于賭管或更換當管束與殼體的壁溫或材料的線膨脹系數相差較大時，殼體和管束中將產生較大的熱應力不易結垢并能清洗，管、殼程兩側溫差不大或溫差較大但殼側壓力不高的場合1.030浮頭式管間和管內清洗方便，不會產生應力結構復雜，造價比固定管板式20%，設備笨重，耗材大，對密封要求高殼體和管束之間壁溫差較大或殼程介質易結垢的場合1.2246U型管式結構比較簡單，價格便宜，承受能力強管子內壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少殼壁溫差較大介質易結垢又不宜采用浮頭式和固定管板式的場合1.0146填料函式結構較浮頭式簡單，造價低，加工方便節省材料填料處易泄漏，工

6、作壓力，介質及溫度都受到限制應用較少1.38462. 換熱器設計舉例.本工藝主要分為三個部分：預處理反應部分、吸收部分和精餾部分。這三個部分總共有26臺換熱器（換熱器，冷凝器，再沸器）。我們主要對吸收部分的E0202換熱器做詳細設計。2.1 設計任務和設計條件.本工藝流程中，丙烯腈分離塔T-106底側線出來的循環水經給原料丙烯加熱后，用液氨將其從69.62進一步冷卻至4之后，與新鮮循環水混合進入混合器做為氫氰酸吸收塔T-103的吸收劑。設計條件 表2-1：介質進口溫度（）出口溫度（）壓力（MPa）流量(kg/h)循環水69.6240.132414351液氨-25-24.360.1782.2 確

7、定設計方案2.2.1 選擇換熱器類型兩流體溫差變化情況：熱流體（循環水）進口溫度69.62，出口溫度4；冷流體（液氨）進口溫度-25，出口溫度-24.36。兩流體均不易結垢且能夠清洗，管、殼側溫差較大，綜合考慮，初步確定選用固定管板式換熱器。2.2.2 流程安排 從兩流體的進、出口溫度來看，熱流股（循環水）屬于被冷卻介質，為了方便散熱，宜走殼程；考慮到冷流股（液氨）對管道具有一定的腐蝕作用，為了避免殼體和管束同時被腐蝕，宜走管程。2.3 確定物性數據定性溫度：對于低粘度液體液氨和水，其定性溫度可以取流體進出口溫度的平均值。故 殼程流體的定性溫度為： T殼 =36.81管程流體的定性溫度為：T管

8、 =-24.68根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據 表2-2。物性液氨（管程）循環水(殼程)溫度()-24.6836.81密度（kg/m3）671.371221.72定壓比熱容Cp（kJ/kg·K）5.0755.12熱導率（W/m·K）0.57850.7578黏度（Pa·s）0.37*10-40.78*10-32.4 估算傳熱面積在熱損失可以忽略不計的條件下，對于無相變的工藝物流，由傳熱基本方程式Q=KAt來估算傳熱面積。1. 傳熱量Q=4143515.12（69.62-4）=1.39*108（KJ/h）=38611.1KW2. 液氨量W=4.28

9、*107（kg/h）3. 平均傳熱溫差循環水 69.62 4液氨 -25 -24.36溫差 94.62 28.36t=54.99（以逆流計）計算溫差校正系數t，首先得算出R和P，再按溫差校正系數圖查取t值。R=P=按單殼程，雙管程結構，查溫差校正系數圖得：t0.98所以 平均傳熱溫差： t=tt=54.99*0.98=53.893. 估算傳熱面積參照熱交換器的總傳熱系數概算值表，假設總傳熱系數K=780W/(m2.k)則所需傳熱面積為：A= 918.6（m2）取安全系數1.04，則 Ap=918.6*1.04= 955.3（m2）2.5工藝結構尺寸1 管徑和管內流速選用252.5的16Mn材質

10、的傳熱管，取管內流速為ui=1.15m/s.2 管程數和傳熱管數根據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數，管長l取12m。管子根數：Nt=980.2取981根 按單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。根據本設計實際情況，采用標準設計，現取換熱管長l=6m.則該換熱器的管程數為： Np=2（管程）傳熱總管數： Nt=9812=1962（根)3. 平均傳熱溫差校正與殼程數溫差校正系數t與流體的進出口溫度有關，也與換熱器的殼程數及管程數有關。首先得計算出R和P，再按溫差校正系數圖查取t值，得：t0.98由于t0.980.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。4. 傳熱管排列及管心距采用組合排列法

11、，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。因為正三角形排列在相同的管板面積上可排較多的管子，并且管外表面傳熱系數較大；正方型排列，管外易于進行機械清理。綜合考慮組合排列的優點和該換熱器的特點，傳熱管采用組合排列法。取 管心距a=1.25d 則管心距為： a=1.25×25=31.2532mm隔板中心到離其最近一排管中心距離為：S=+6=+6=22（mm）各程相鄰管的管心距為: 2S=222mm=44mm通過管中心線管數： NTC=1.1=1.1=48.75. 殼體內徑采用多管程結構，殼體內徑可按下式計算，取管板利用率=0.80，則殼體內徑為：D=1.05a=1.0532=1

12、664.0（mm）按卷制殼體的進級檔，圓整可取D=1700mm6. 折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25。（1）切去的圓缺高度為： h=0.25D=0.251700mm=425(mm)（2）取折流板間距為： B=0.20D=0.201700mm=390（mm）按標準圓整后取B=450mm(3) 折流板數NB: NB=-1=-112.3取13(塊)折流板圓缺面水平裝配。不設旁流擋板，NB0=0.7. 拉桿(1) 拉桿直徑 表2-3：換熱管外徑/mm1014192532384557直徑/mm1012122616161616換熱管的外徑為25mm，所以拉桿直徑為16mm公稱直徑

13、(拉桿直徑（mm)(2) 拉桿數量 表2-4：<400<700<900<1300<1500<1800<200010461012161824124481012141816446681012拉桿數量：查拉桿數量與殼體公稱直徑表，本換熱器殼體內徑為1700mm,拉桿直徑=16mm,所以拉桿數量為10.(3)拉桿尺寸拉桿的長度=Ld+L,如下表2-5 的標準：拉桿直徑d/mm拉桿螺紋公稱直徑d/mmL/mmL/mm管板上拉桿孔深L/mm101013401612121550181616206020從表中可以得到：直徑d=16mm的拉桿; 拉桿螺紋公稱直徑d=16

14、mm; ,管板上拉桿孔深L=20mm; L60mm. L=20mm拉桿長度=Ld+L96mm拉桿與管板的固定形式：全焊接方法8. 防沖擋板：液體物料=1221.722.5=7635.6kg/(m.s)>740 kg/(m.s),要設置防沖擋板。9. 接管(1) 殼程流體進出口接管：取接管內液體的流速為u1=2.5m/s,則接管內徑為：D1=m=0.219 m=219mm圓整后可取管內徑為250mm.(2) 管程流體進出口接管：取接管內流體的流速為u2=2.65m/s,則接管內徑為：D2=m= 0.951m=951mm圓整后可取管內徑為 1000mm10. 管板結構根據：殼體的內徑為170

15、0mm，圓整后的公稱直徑為1800mm；操作壓力=0.132MPa, 定性溫度=36.81查固定管板式換熱器管板尺寸得到有關尺寸：固定管板長度D=1960mm; D=1910mm; D=1790mm; D=1798mm; D=D=1800mm; D=1850mm; b=50mm; c=14mm; d=27mm 螺栓孔數=64個.;2.6 換熱器核算2.6.1 熱流量核算1. 殼程表面傳熱系數0用克恩法計算：當量直徑： d=0.02m（三角形排列）殼程流體流通截面積： =BD(1)=0.45×1.7×（1）=0.167m殼程流體流速及雷諾數分別為：流速 u=雷諾數 Re=普朗

16、特常數： Pr=黏度校正： 殼程表面傳熱系數為：2. 管內表面傳熱系數管程流體流通截面積： S=管程流體流速及雷諾數：流速 u=雷諾數 Re=普朗特常數： Pr=管內表傳熱系數為：w/(m2.k) 3. 污垢熱阻和管壁熱阻查取污垢系數表，可取管外側污垢熱阻： Ro=0.0006 m2.k/w管內測污垢熱阻： Ri=0.000172 m2.k/w表2-5 常用金屬材料的熱導率/W/(m.k)溫度/0100鋁227.95227.95銅383.79379.14鎳93.0482.57碳鋼52.3448.58不銹鋼16.2817.4516MnDG在該條件下的熱導率近似為50 W/(m·k)管壁

17、熱阻： Rw=0.00005 (m2.k/w)b傳熱管壁厚，m； m管壁熱導率，m.k/w.4. 總傳熱系數K05 傳熱面積裕度傳熱面積Ac為： Ac=換熱器的實際傳熱面積為： Ap =傳熱面積裕度;： H=10.28%傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠為完成生產任務。壁溫核算管、殼側（Re=2086690.5>4000）、（Re=13626.9>4000）均為湍流。殼側熱流股的平均溫度： Tm=0.4T1+0.6T2=0.469.62+0.64=30.248管側冷流股的平均溫度： 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)傳熱管平均壁溫： t=-19.75殼體壁溫：可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=36.81殼程溫差與傳熱管壁溫之差為：t=T-t=36.81-（-19.75）=56.56該溫差較大，因此需設置溫度補償裝置。2.6.3 換熱器內流體的流動阻力1. 管程流體阻力管程流體的阻力等于流體流經傳熱管直管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即pt=（pi+pr）NsNpFs式中 pi單程直管阻力； Ns殼程數； pr 局部阻力； Np管程數；Fs管程結構校正系數，可近似取1.5. Ns =1； Np=2；由Re=2086690.5，傳熱管相對粗糙度

19、=0.01，查莫狄圖得i=0.036. 流速u=0.575m/s，=671.37kg/m3單程直管阻力：局部阻力：管程流體的總壓力損失：pt=（pi+pr）NsNpFs=（1198.6+332.96）121.5 Pa=4594.68 Pa2 殼程阻力殼程阻力計算公式：ps=（pi+pr）NsFs （Ns=1； Fs=1.15）流體流經管束的阻力：管子排列方法對壓強降的校正因數，對正三角形排列F=0.5殼程流體的摩擦系數，當Re>500時,;NTC橫過管束中心線的管子數; 折流擋板數; 0按殼程流通截面積計算的流速（m/s）, 管束阻力為：=0.517667.949（13+1）=7945.7 Pa流體流過折流板缺口的阻力：殼程總阻力：ps=（pi+pr）NsFs=（7945.7+8317.3）11.15=18702.45 Pa表2-6 列管換熱器允許阻力范圍操作壓力/pa允許壓力/paP<10(絕壓)p=0.1pP=010（表壓）p=0.5pp>10(表壓)p<510分析計算結果：管程流體總壓力損失為4594.68 Pa,殼程總壓力降為18702.45Pa.殼程壓力為0.132MPa，管程壓力為0.178MPa。該換熱器的實際壓力損失p小于510， 即管、殼程的壓力損失都在允許的范圍之內，管、殼程流體的阻力也比較適宜。2.7換熱器結果一覽表表2-7