(完整版)列管式換熱器設(shè)計(jì)

-----WORD-----WORD格式--可編輯--專業(yè)資料---------完整版學(xué)習(xí)資料分享----第一章列管式換熱器的設(shè)計(jì)概述列管式換熱器是一種較早發(fā)展起來的型式，設(shè)計(jì)資料和數(shù)據(jù)比較完善，目前在許多國家中已有系列化標(biāo)準(zhǔn)。列管式換熱器在換熱效率，緊湊性和金屬消耗量等方面不而在各種換熱器的競爭發(fā)展中得以繼續(xù)應(yīng)用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中換熱器的主要類型，在高溫高壓和大型換熱器中，仍占絕對(duì)優(yōu)勢。例如在煉油廠中作為加熱或冷卻用的換熱器、蒸餾操作中蒸餾釜（或再沸器）和冷凝器、化工廠中蒸發(fā)設(shè)備的加熱室等，大都采用列管式換熱器[3]列管換熱器型式的選擇幾種：力，以致管子扭彎或使管子從管板上松脫，甚至毀壞整個(gè)換熱器。50℃以上時(shí)，為安全起見，換熱器應(yīng)有溫差補(bǔ)償裝置。浮頭換熱器：換熱器的一塊管板用法蘭與外殼相連接，另一塊管板不與外殼連接，以便管子受熱或冷卻時(shí)可以自由伸縮，但在這塊管板上來連接有一個(gè)頂蓋，稱以便清洗；管束的膨脹不受殼體的約束，因而當(dāng)兩種換熱介質(zhì)的溫差大時(shí)，不會(huì)因管束與殼體的熱膨脹量的不同而產(chǎn)生溫差應(yīng)力。其缺點(diǎn)為結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價(jià)高。造價(jià)也比浮頭式低。但殼程內(nèi)介質(zhì)有外漏的可能，殼程終不應(yīng)處理易揮發(fā)、易爆、易燃和有毒的介質(zhì)。管子可以自由膨脹。其缺點(diǎn)式管子內(nèi)壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少。根據(jù)材料的加工性能，流體的壓力和溫度，換熱器管程與殼程的溫度差，換熱器的熱負(fù)荷，檢修清洗的要求等因素決定采用哪一類型的列管式換熱器。換熱器內(nèi)流體通入空間的選擇（以固定管板式為例。不清潔和易結(jié)垢的流體易走管內(nèi)，因?yàn)楣軆?nèi)清洗比較方便。檢修。壓強(qiáng)高的流體易走管內(nèi)，以免殼體受壓，可節(jié)省金屬消耗量。有毒流體易走管內(nèi)，使泄露機(jī)會(huì)較少。被冷卻的流體易走管間，可利用外殼向外的散熱作用，以增強(qiáng)冷卻效果。由于流速和流量的不斷改變。在低Re

值（R＞100）下即可達(dá)到湍流，以提高對(duì)流傳熱e系數(shù)。因壁面溫度與α大的流體溫度相近，可以減少熱應(yīng)力。流體流速的選擇要通過經(jīng)濟(jì)衡算才能確定。此外，在選擇流速時(shí)，還要考慮結(jié)構(gòu)上的要求。例如，選擇高的流速，使管子數(shù)且一般管長都有一定的標(biāo)準(zhǔn)；單程變成多程使平均溫度降下來。這些也是選擇流速時(shí)應(yīng)考慮的問題。1-11-3避免在滯流下流動(dòng)。1-1Table1-1Thescopeofcommonuseincurrentvelocity流體種類m/sm/s

0.5～30.2～1.5

易結(jié)垢液體＞＞1＞＞0.5

氣體5～303～151-2

Table1-2Thespeedofthesafeadmissionoftheliquid乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油 丙酮/m/s

＜1 ＜2～1.5

＜101-3Table1-3Thedifferentoftheliquidincommonusecurrentvelocity/mPa.s最大流速/m/s

＞15000.6

1500～500 500～100100～3535～1＜10.75 1.1 1.5 1.8 2.4確定設(shè)計(jì)方案的原則滿足工藝和操作的要求。施來調(diào)節(jié)，而在設(shè)備發(fā)生故障時(shí)，檢修應(yīng)方便。滿足經(jīng)濟(jì)上的要求。以利用，要盡量節(jié)省熱能，充分利用，或者采取適當(dāng)?shù)拇胧┻_(dá)到降低成本的目的。保證安全。保證安全生產(chǎn)所需要的。第二章 列管式換熱器熱力計(jì)算穩(wěn)態(tài)傳熱Q=KA△tm（1）Q 熱負(fù)荷，W；K 總傳熱系數(shù)，W/m2?℃；A m2；△t 進(jìn)行換熱的兩流體之間的平均溫度，℃。m熱負(fù)荷等于冷流體所吸收的熱量，即Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1) (2)式中Q 換熱器的熱負(fù)荷，kJ/hW；W 流體的質(zhì)量流量，kg/h；H 單位質(zhì)量流體的焓，kJ/kg；c,h12表示換熱器的進(jìn)出口。比熱容時(shí)，即Q=WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1) （3）式中Cp 流體的平均比熱容，kJ/（t 冷流體的溫度，℃；T 熱流體的溫度，℃。若換熱器中有熱流體的相變化，即Q=Whγ=WcCpc(t2-t1) （4）式中Wh 熱流體）的冷凝速率，kg/h；γ 飽和蒸氣的冷凝熱，kJ/kg?？倐鳠嵯禂?shù)（1）兩流體通過管壁的傳熱包括以下過程[4]。b.通過管壁的熱傳導(dǎo)。c.管壁與流動(dòng)中的冷流體之間的對(duì)流傳熱。熱系數(shù)降低。在估算K值時(shí)一般不能忽略污垢熱阻。由于污垢層的厚度及導(dǎo)熱系數(shù)難以準(zhǔn)確地估計(jì)，因此通常選用污垢熱阻的經(jīng)驗(yàn)值，作為計(jì)算K值的依據(jù)，若管壁內(nèi)、外RsiRso表示。1/K=1/αo+do/αidi+Rso+Rsido/di+bdo/λdm(5)其中

αoαiRsi、Rso、dmbλ

管外流體傳熱膜系數(shù)，w/m2·℃；管內(nèi)流體傳熱膜系數(shù)，w/m2·℃；管壁內(nèi)、外側(cè)表面的污垢熱阻，m2·℃/w；m；管子壁厚，mm；管壁材料的導(dǎo)熱系數(shù)，w/m2·℃；平均溫度熱效果好，以逆流為列，推導(dǎo)出計(jì)算平均溫度的通式。m 1 2Δtˊ=(Δt+Δt)/2 (6)m 1 2Δt1=T1-t2Δt2=T2-t1式中(7)

T1,T2t1,t2mΔtˊmΦΔt

熱流體的進(jìn)出口溫度,℃；冷流體的進(jìn)出口溫度,℃；Δ tm= Φ Δ t Δ tm ˊ按逆流計(jì)算時(shí)的平均溫度差,℃；溫度差校正系數(shù),無量綱；,PR兩因素的函數(shù),即ΦΔt=f(P,R)t1)=冷流體溫升/兩流體的最初溫度差R=T2-T1t2-t1)=熱流體的溫降/冷流體的溫升溫度差校正系數(shù)圖是基于以下假設(shè)作出的。殼程任一截面上流體溫度均勻一致。管方各程傳熱面積相等。KCp流體無相變化。換熱器的熱損失可以忽略不計(jì)。對(duì)流傳熱膜系數(shù)無相變對(duì)流傳熱的傳熱膜系數(shù)管內(nèi)傳熱膜系數(shù)Re＞10000，0.7<Pr＜120,L/d＞60iii i in0.4n0.3管外傳熱膜系數(shù)o)Re0.55om iRe=2×103～1×106

Prni)0.14i w

(8)(9)有相變對(duì)流傳熱的傳熱膜系數(shù)[5]f f f 蒸汽在水平管外冷凝 ao=1.163×0.945 （λ3ρ2g/μG/ f f f （10）

1/3流體壓強(qiáng)降的計(jì)算管程流動(dòng)阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對(duì)于多程換熱器，其總阻力∑ΔPi等于直管算式為∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNp （11）式中、ΔP1ΔP2、Ft

分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強(qiáng)降，Pa；Φ25×2.5mm1.4Φ19×2mm1.5；Np ΔP1=

* (L/d) × ( ρ u2/2)（12）ΔP2=3ρu2/2 （13）殼程流動(dòng)阻力現(xiàn)已提出的殼程流動(dòng)阻力的計(jì)算公式雖然較多，但是由于流體的流動(dòng)狀況比較復(fù)雜，因此使計(jì)算得到的結(jié)果相差很多。下面殼程壓強(qiáng)降ΔP0

的公式，即∑ΔP=（ΔPˊ+ΔPˊ）FN （14）0 1 2 ss式中ˊ 流體橫過管束的壓強(qiáng)降1ˊ 流體通過折流板缺口的壓強(qiáng)降，2F 1.151.0sΔ P ˊ =Ffn(N+1)( ρ u2/2)1（15）

0c BΔ P ˊ = N2

（ 3.5-2h/D ） ρ u2/2（16）式中F 為0.4，正方形為0.3。f0 Reo＞500f0=5.0Re0-0.228；n n=1.1×n1/2c c管子按正方形排列n=1.19×n1/2cN 折流擋板數(shù)；BH 折流擋板間距，m；0u A計(jì)算的流速，m/s，而A=H(D-nd00 0 c010～100kPa，1～10kPa。第三章工藝流程LC92021.76Mpa進(jìn)入中壓分解分離器（V10，溶液在此閃蒸并分解，分離后尿液進(jìn)入中壓分解塔（E102A/，甲銨在E102A0.5Mpa蒸汽供熱，E102B用汽提塔蒸汽冷凝液分離器（V109）2.5Mpa蒸汽冷凝供熱。從中壓分解塔分離器頂部出來的含有氨和二氧化碳的氣體先送到真空預(yù)濃縮器來蒸發(fā)尿液中的部分水份，然后進(jìn)入中壓冷凝器（E106）用冷卻水冷卻，最終進(jìn)入中壓吸收塔C101。中壓吸收塔為泡罩塔，它用氨升泵（P105A/B）來的液氨和氨水泵（P107A/B）送來的氨水共同洗滌二氧化碳。中壓吸收塔頂部含有微量惰性氣氨進(jìn)入氨冷器（E109）冷凝成液氨，收集于氨收集器V10，不凝氣通過氨回收塔C10）進(jìn)入中壓惰性氣C103（E11氨水通過氨水泵（P107A/B）被送到中壓吸收塔。（P102A/B）加壓到15.5Mpa送到甲銨冷凝器（E10，返回合成圈。設(shè)計(jì)計(jì)算，以下是氨冷凝器所在工藝流程中的位置（3-。第四章 換熱器工藝過程計(jì)算設(shè)計(jì)任務(wù)和條件NH3工藝條件：殼程：操作壓力：1.62MPa管程：操作壓力：0.4MPa

溫度43℃～38℃（入/出）32℃～36℃（入/出）中：NH：流量：580m3/h 密度13Kg/m33設(shè)計(jì)過程列管式換熱器的選型和設(shè)計(jì)計(jì)算步驟試算并初選設(shè)備規(guī)格Q。定在定性溫度下的流體物性。計(jì)算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于0.8的原則，決定殼程數(shù)。KS，并確定換熱器的基本尺寸m（、L、n，或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格。計(jì)算管程、殼程壓強(qiáng)降距，或選擇另一規(guī)格的換熱器，重新計(jì)算壓強(qiáng)降直至滿足要求為止。核算總傳熱系數(shù)計(jì)算管程、殼程對(duì)流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻R和R，再計(jì)算總傳熱系數(shù)K/，比si soKKˊ/K=1.15～1.25（Kˊ-K）/K=15.5%～30%，則初選的換K[6]。工藝計(jì)算過程定性溫度下流體物性NH：ρ=13kg/m3 μ=0.918×10-5Pa·s λ=0.0215W/M·℃ γ=1373kJ/kg3Cp=0.67kJ/kg·℃ V=580m3/h循環(huán)水：ρ=995.7kg/m3 μ=80.07×10-5Pa·s λ=0.6176W/M·℃Cp=4.174kJ/kg·℃液氨：ρf=583kg/m3 λf=0.432kcal/m·h·℃ μf=0.306kg/m·hg=12.7×107殼程進(jìn)行計(jì)算。試算和初選換熱器的型號(hào)計(jì)算熱負(fù)荷和冷卻水流量 熱)+Q2(潛熱)Q1=WCp(T1-T2)=VρCp(T1-T2)=(580×13/3600)×0.67×103×(43-38)=7016.4wQ2=Wγ=Vργ=(580×13/3600)×1373×103=2875672.2wQ=Q1+Q2=7016.4+2875672.2=2882688.6wWH20=Q/CpΔt=2882688.6/(4.174×103×(36-32))=172.657kg/sVH2O=WH20/ρ=172.657/995.7=0.173m3/s計(jì)算兩流體的平均溫度差暫按單殼程、多管程進(jìn)行計(jì)算。逆流時(shí)平均溫度差為NH 43℃→38℃3水 36℃←32℃Δt 7℃ 6℃Δtˊ=(Δt+Δt)/2=6.5℃m 1 2而 R=(T-T)/（t-t）=1.25 P=（t-t）/（T-t）=0.3641 2 2 1 2 1 1 1P、R4—17ΦΔt=0.92Δt=ΦΔt×Δtˊ=0.92×6.5=5.98℃m m（3）初選換熱器型號(hào)根據(jù)兩流體的情況，假設(shè)K=1100W/M·℃需要考慮熱補(bǔ)償。據(jù)此，由換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)，有關(guān)參數(shù)如下表4-1：4-1Tab.4-1Heatexchangeisrelatedtodata參數(shù)D/mm公稱壓強(qiáng)/MPa管子尺寸/mm管長/m管程數(shù)

1000446.21.62Φ19×2126761=446m2。若采用此換熱面積1100W/M·℃。核算壓強(qiáng)降管程壓強(qiáng)降∑ΔP=(ΔP+ΔP)FN其中F=1.5 N=1

i 1 2 tpt p管程流通面積A=(п/4)d2n/N=0.785×0.0152×1267/2=0.2239m2i i pu=V/A=0.173/0.2239=0.8m/si s iRe=duρ/μ=0.019×0.8×995.7/(80.07×10-5)=14922.4i ii由第一章中的λ-Reλ=0.039所以ΔP=λ(L/d)×(ρu2/2)=0.039×(6/0.015)×(995.7×0.82/2)=4970.5Pa1ΔP=3ρu2/2=3×995.7×0.82/2=955.9Pa2則 =（4970.5+955.9）×1.5×1=29839.35Pa＜100Kpai殼程壓強(qiáng)降∑ΔP=（ΔPˊ+ΔPˊ）FN其中F=1.0 N=1

0 1 2 sss sΔPˊ=Ffn(N+1)(ρu2/2)1 0c B管子為三角形排列，F(xiàn)=0.5 n=1.1n1/2=1.1×12671/2=39c取折流擋板間距h=0.3m N=L/h-1=6/0.3-1=19BA=H(D-nd)=0.3×(1-39×0.019)=0.0777m20 c0u=V/A=580/3600/0.0777=2.07m/s0 0 0Re=duρ/μ=0.019×2.07×13/(0.918×10-5)=55696.1＞5000 00f=5.0Re-0.228=5.0×55696.1-0.228=0.4140 0所以ΔPˊ=0.5×0.414×39×（19+1）×13×2.072/2=4497Pa1ΔPˊ=N（3.5-2h/D）ρu2/2=19×(3.5-2×0.3/1)13×2.072/2=1534.6Pa2 B∑ΔP=(4497+1534.6)×1×1=6031.6Pa＜10kPa0計(jì)算表明，管程和殼程壓強(qiáng)降都能滿足題設(shè)的要求。核算總傳熱系數(shù)（1）管程對(duì)流傳熱系數(shù)αiRe=14922.4iPr=μCp/λ=80.07×10-5×4.174×103/0.6176=5.41iα=0.023λ/dRe0.8Pr0.4=0.023×(0.6176/0.02)×14922.40.85.410.4i i i=4061.6W/m2·℃殼程對(duì)流傳熱系數(shù)α0由于發(fā)生相變傳熱可有公式αˊ=0.945（λ3ρ2g/μGˊ）1/30 f f fgGˊ=W/(L(N)2/3)=Vρ/(L(N)2/3)=580×13/(6×12672/3)=10.7kg/sg t tαˊ=0.945（λ3ρ2g/μGˊ）1/30 f f fg=0.945×(0.4323×5832×12.7×107/(0.306×10.7))1/3=9635.2kcal/m2·h·℃α=1.163αˊ=1.163×9635.2=11205.7W/m2·℃0 0污垢熱阻查閱資料，管內(nèi)、外側(cè)污垢熱阻分別取為Rs=0.00017m2·℃/W Rs=0.00017m2·℃/WiK0

0管外側(cè)熱阻忽略時(shí)，總傳熱系數(shù)K為0K0=1/（1/α0+Rso+Rsid0/di+d0/di/αi）=1/(1/11205.7+0.00017+0.00017×0.019/0.015+0.019/(0.015×4061.6))=1272.3W/m2·℃1100W/m2·℃。在規(guī)定的流動(dòng)條件下，計(jì)算出的K0

為1272.3W/m2·℃，故所選擇的換熱器是合適的，安（K-K）/K×100%=（1272.3-1100）/1100×100%=15.7%。0第五章 換熱器主體設(shè)備工藝尺寸的確定管子的規(guī)格和排列方法粘度較大的液體宜采用較大的管徑。我國目前試用的列管換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)中僅為ФФ19mm×2mm[7]。6m，1.5m、2m、3m6m。系列標(biāo)準(zhǔn)中也采用這四種管長。此外管長和殼徑應(yīng)相適應(yīng)，一般去L/D為4～6（對(duì)直徑小的換熱器可取大些。如前所述，管子在管板上的排列方法有正三角形、正方形和轉(zhuǎn)角正方形等。正三角形排列的優(yōu)點(diǎn)有：相同殼程內(nèi)可排列更多的管子；管板的強(qiáng)度高；流體走短路的機(jī)會(huì)少，且管外流體擾動(dòng)較大，因而對(duì)流傳熱系數(shù)高。正方形排列的優(yōu)點(diǎn)是便于清洗列t（指相鄰兩管子的中心距，隨管子和管板的連接方法的不同而異。通常，脹管法取t=(1.3～1.5)d，且相鄰兩管外壁間距不應(yīng)小于6mm,即0t≥(d+6)t=1.25d0 0管程和殼程數(shù)的確定當(dāng)流體的流量較小或傳熱面積較大而需管數(shù)很多時(shí)，有時(shí)會(huì)使管內(nèi)流速降低，因而對(duì)流傳熱系數(shù)較小。為了提高管內(nèi)流速，可采用多管程。但是程數(shù)過多時(shí)，導(dǎo)致管內(nèi)流動(dòng)阻力增大，增加動(dòng)力費(fèi)用；同時(shí)多程會(huì)使平均溫度差下降；此外多程隔板使管1、2、46[8]。管程數(shù)m可按下式計(jì)算，即m=u/uˊ其中u 管程內(nèi)流體的適宜流速m/s；uˊ 當(dāng)溫度差校正系數(shù)Ф△t

低于0.8個(gè)內(nèi)徑相同而直徑較小的外殼中，然后把兩個(gè)換熱器串聯(lián)使用。折流擋板對(duì)流傳熱系數(shù)[9]。25%，過高或過低都不利于傳熱。h150、300600mm；150、200、300、480600mm。板間距過小，不便于制造和檢修，阻力也較大。板間距過大，流體就難于垂直的流過管束，使對(duì)流傳熱系數(shù)下降。外殼直徑的確定（對(duì)浮頭式換熱器而言）管板的直徑。根據(jù)[10]。另外，初步設(shè)計(jì)中也可用下式計(jì)算殼體的內(nèi)徑，即D=t(n-1)+2bc其中D 殼體內(nèi)徑，m；t 管中心距，m；n 橫過管束中心線的管數(shù)；cb 管束中心線上最外層的中心至殼體內(nèi)壁的距離，一般取b=(1～1.5)d；0m。nc

值可用下面公式估算，即管子按正三角形排列 n=1.1n1/2c管子按正方形排列 n=1.19n1/2c式中n為換熱器的總管數(shù)。5-1殼體外徑/mm 325Table5-1Hullstocksize400500600700 800900100011001200最小壁厚/mm 810 1214主要附件封頭：封頭有方形和圓形兩種，方形用于直徑小（一般小于400mm）的殼體，圓形用于大直徑的殼體[11]。擋板。（死角，凝液等。換熱器中流體進(jìn)、出口的接管直徑按下式計(jì)算，即D=(4V/∏u)1/2s式中V 流體的體積流量，m3/s；su 流體在接管中的流速，m/s；對(duì)液體u=1.5～2m/s對(duì)蒸汽u=20～50m/s對(duì)氣體u=(0.15～0.2)p/ρ (ρ為壓強(qiáng)，KP；ρ為氣體密度，Kg/m3)。a材料選用列管換熱器的材料應(yīng)根據(jù)操作壓力、溫度及流體的腐蝕性等來選用。在高溫下一少有的。目前常用的金屬材料有碳鋼、不銹鋼、低合金鋼、銅和鋁等；非金屬材料有缺，應(yīng)盡量少用[12]。5-2部件或零件名稱碳素鋼不銹鋼殼體、法蘭AF、AR、16MR3 3 n16M+0CNNiTir18 9Table5-2The部件或零件名稱碳素鋼不銹鋼殼體、法蘭AF、AR、16MR3 3 n16M+0CNNiTir18 9材料牌號(hào)法蘭、法蘭蓋 16M、A 16M+1CNiTin 3 N r 9膨脹節(jié)4AF、16MR膨脹節(jié)4AF、16MRr 91CNiTi3 nr 9擋板和支撐板AF31CNiTir 9螺栓16M40M40n nMBn