流量为2500kgh二甲胺换热器的设计毕业设计论文.doc

摘要 换热器又被叫热量交换器，是一种进行冷热流体之间的热量传送的设备，它是完成化工等生产过程中交换热量必须用到的设备，在工厂中意义非凡。换热器可以是一种独立的设备，例如加热器、冷却器和凝汽器等等。换热器是两种温度不同的物料在一个设备内相互交换热量，最终达到将物料冷却，或者将冷物料加热为目的的设备。换热器是化工生产中最最常用的一种机器，它的主要作用是进行几种介质之间的热量传递。常见的换热器有：浮头式换热器、固定管板式换热器、填料函式换热器、U型管式换热器、蛇管式换热器、双壳程换热器、单套管换热器、多套管换热器、外导流筒换热器、折流杆式换热器、热管式换热器、插管式换热器、滑动管板式换热器等1。本换热器是蒸汽换热器在成产中是非常常见的设备，该换热器有耐高压的优点、价格低廉、清洗方便不宜结垢的优点。设计任务说明书中所给定的条件是壳程介质为二甲胺，温度从一开始的49.96、0.9MPa进行冷凝冷凝，它的流量是2500kg/h。管程中的介质是水，冷却水温度从一开始的33升高到了43、压力保持在0.6MPa。完成了压降计算、强度计算、开孔补强、管箱短节壁厚计算等。在强度设计中，依据进行筒体、封头强度设计及校核，依据流量进行入口接管、出口接管等管口直径的选择，依据等面积补强法进行开口补强计算。本设计选择管板延长兼做法兰，依据中的弹性支撑假设对管板进行设计和校核，管板与换热管的连接方式为焊接，拉杆与管板为螺纹连接结构。同时，进行了卧式容器鞍座校核。本设计充分的利用材料，适用比较多的场合。在同样的换热器中此换热器十分的廉价、安全。所以该换热器在工厂中占有重要位置。关键字: 固定管板； 换热器； 不同物料；热交换； 补强AbstractHeat exchanger called heat exchanger again, it is a kind of cold and hot fluid between the heat transfer equipment, it is a complete exchange of heat must be used in the process of chemical production equipment, the special significance in the factory. Heat exchanger can be an independent device, such as a heater, cooler and steam condenser and so on. Temperature heat exchanger are two different materials in a heat exchanging equipment, eventually achieve the material cooling, or heating equipment for the purpose of cold material. Heat exchanger is by far the most commonly used in the chemical production of a machine, its main function is to heat transfer between several kinds of media. Common heat exchanger are: of floating head heat exchanger, the fixed tube plate heat exchanger, the stuffing box type heat exchanger, u-shaped tube heat exchanger, coil heat exchanger, single and double shell side heat exchanger tube heat exchanger and tube heat exchanger and diversion tube heat exchanger, rod baffle heat exchanger, heat pipe heat exchanger, heat exchanger intubation, sliding tube plate heat exchanger, etc1. This heat exchanger is steam condenser is very common in into during equipment, the heat exchanger has the advantages of resistance to high pressure, low cost, convenient cleaning is unfavorable and scale advantages.Design task description in the shell side of the given conditions is medium of dimethylamine, temperature of 49.96 , 0.9 MPa from the beginning to condensation condensation, its flow is 1500 kg/h. Tube side of the medium is water, cooling water temperature rose from the very beginning of 33 43 , pressure in a 0.6 MPa. Completed the pressure drop calculation, strength calculation, opening reinforcement, short tube box section wall thickness calculation, etc. In strength design, strength design basis for cylinder, head and checking, according to the inlet connection of traffic and exports over the selection of nozzle diameter, opening reinforcement method on the basis of equal area reinforcement calculation. The design of flange, tubesheet extended and do according to the hypothesis of elastic support for tube plate design and checking, tube plate and the heat exchange tube connections for welding, rod and tube plate to the threaded connection structure. At the same time, for the horizontal vessel saddle checking.This design make full use of material, is more occasions. At the same heat exchanger in the heat exchanger is very cheap and safe. So the heat exchanger occupies an important position in the factory.Key words: Fixed tube sheet； Heat exchanger； Different materials； reinforcing 目 录第一章 固定管板式换热器设计方案的选择 11.1换热器类型的选定 11.2换热器换热方式的选择 21.3流体进出口温度的确定 31.4换热器材料的选择 3第二章 工艺计算 42.1 设计条件 42.2 换热器的工艺参数 42.3 换热器的物性参数 42.4 换热器的设计温度 52.5 换热器的类型与流动空间的确定 52.5.2 选工艺尺寸计算 62.5.3 换热器核算 10第三章 结构设计 173.1壳体、管箱壳体和封头的设计 173.1.1壁厚的确定 173.1.2 管箱壳体壁厚的确定 183.1.3 标准椭圆封头的设计 183.2 管板与换热管设计 193.2.1 管板 193.2.2 换热管 203.3 进出口设计 213.3.1接管的设计 213.3.2 接管外伸长度 213.3.3 排气、排液管 213.3.4 接管最小位置 223.4 折流板或支持板 233.4.1 折流板尺寸 233.4.2 折流板和折流板孔径 233.4.2折流板直径及允许偏差 233.4.3 折流板的布置 243.4.4 折流板质量计算 243.5 防冲挡板 243.6 拉杆与定距管 253.6.1拉杆的结构和尺寸 253.6.2 拉杆的位置 263.6.3 定距管尺寸 263.7 鞍座选用及安装位置确定 26第四章 强度计算 314.1 壳体、管箱壳体和封头校核 274.1.1 壳体校核 274.1.2 管箱壳体校核 274.1.3 椭圆封头校核 284.2 接管开孔补强 284.2.1 蒸汽进出口开孔补强 284.2.2 管箱冷却水接管补强的校核 304.3 膨胀节 314.3.1 膨胀节 314.3.2 膨胀节计算 314.4 管板校核 334.4.1 结构尺寸参数 334.4.2 各元件材料及其设计数据 344.4.3 管子许用应力 354.4.4 结构参数计算 354.4.5 法兰力矩 364.4.6 换热管与壳体圆筒的热膨胀应变形差 374.4.7 管箱圆筒与法兰的旋转刚度参数 374.4.6 管子加强系数 374.4.7 旋转刚度无量纲参数 374.4.8 设计条件不同危险组合土况的应力计算 384.4.9 四种危险工况的各种应力计算与校核: 394.5 设计值总汇 41第五章 安装使用及维修 425.1 安装 425.2维护和检修 43第六章 结论 45参考文献 46致谢 47沈阳化工大学科亚学院学士学位论文第一章固定管板式换热器设计方案的选择 第一章 固定管板式换热器设计方案的选择1.1换热器类型的选定换热器是化工生产中最为常用的一种机器，它的主要作用是进行几种介质之间的热量传递。常见的换热器有：浮头式换热器、固定管板式换热器、填料函式换热器、U型管式换热器、蛇管式换热器、双壳程换热器、单套管换热器、多套管换热器、外导流筒换热器、折流杆式换热器、热管式换热器、插管式换热器、滑动管板式换热器等2。 图1-1 上图为向上流动的立式管程换热器 图1-2 上图为立式壳程换热器和水分配器 图1-3 上图为卧式壳程换热器根据设计要求，所选用的换热器为四管程固定管板式换热器。它的应用十分之广泛，且结构坚固，稳定性高，适应性广，好制造，生产成本低廉。1.2换热器换热方式的选择因为换热器的选择四个固定管板式换热器管的主要手段和多通道换热器传热和流动法、回流法、错流方法和平流方法3。常用的方法在工业和流法和回流法。热交换器的介质是水和二甲胺，蒸汽并不是很大，和二甲胺是通过汽化潜热传热，传热能力的各个方面的需求比较高，所以你可以选择回流的方法。1.3流体进出口温度的确定壳程:二甲胺，入口温度为49.96、0.9MPa冷凝，流量为2500kg/h。管程：冷却水，冷却水温度从33升到43、压力为0.6MPa因此冷热流体之间的交换温度为：冷却水入口温度：33;冷却水出口温度：43。二甲胺入口温度：49.96，汽相；二甲胺出口温度：49.96，液相； 1.4换热器材料的选择 二甲胺是一种剧毒物质，还能和氧化剂发生猛烈的反应。因为二甲胺走壳程，所以换热器的壳体、管板、换热管和折流板都要防腐蚀，可以选用0Cr18Ni9不锈钢材料。3沈阳化工大学科亚学院学士学位论文第二章工艺计算第二章 工艺计算工艺设计中包括了热力设计以及流动设计，其具体运算如下所述:2.1 设计条件 壳程介质为49.96的二甲胺蒸汽，管程介质为进口温度33，出口温度43的冷却水；壳程设计压力0.9MPa，管程设计压力0.6MPa；二甲胺处理量为2500kg/h。2.2 换热器的工艺参数管程水的进口温度=33管程水的出口温度=43管程水的工作压力=0.6MPa管程水的定性温度两流体的温度差壳程二甲胺的流量=2500kg/h壳程二甲胺的入口温度=49.96 汽相壳程二甲胺的出口温度=49.96 液相壳程二甲胺的工作压力=0.9MPa壳程二甲胺汽化潜热潜热2.3 换热器的物性参数两种流体定性温度下的物性参数如下表1：表1 流体定性温度下的物性参数 物性流体温度密度kg/m3粘度mPas比热容kJ/(kg)导热系数W/(m)二甲胺蒸汽49.96进9.5170.00971.7850.018749.96出620.10.1413.6650.208冷却水38992.60.684.1740.632.4 换热器的设计温度 一般情况下，我们所设计出的换热器的设计温度要比它的最大的使用温度高出20左右，所以壳体的设计温度应该为120；管程介质是水，最大的使用温度是43，则管程的设计温度为70。2.5 换热器的类型与流动空间的确定 两流体温度变化情况，热流体进口温度49.96，出口温度49.96;冷流体进口温度33，出口温度43。该换热器用水冷却主要决定,考虑多种因素,如清洁固定管板式换热器。选择二甲胺蒸汽壳程、冷却水管。这是因为：壳程的冷却液，便于散热和流体管程传热系数相匹配，因此可以减少管壁的温度，减少热应力，同时换热器通常会容易产生规模流体流经管程。2.5.1 估算传热面积二甲胺蒸气用量由题目可知，二甲胺蒸汽流量：m1=2500kg/h=0.694kg/sQ1=m1r=25007884/3600=5.475103KJ/s （2.1）注：m1蒸汽冷凝的质量流量（kg/s） r饱和蒸汽的冷凝热（kJ/kg）热负荷计算热负荷计算公式:m2=Q2/Cp2(t2-t1)式中：m2冷热流体的质量流量（kg/s）Cp2冷热流体的定压比热（J/(kg)） t1、t2冷流体的进、出口温度（）m2=Q2/Cp2(t2-t1)=5.475103 /(4.174(43-33)= 131.17kg/s=4.72212105kg/h。计算有效平均温度差t1=49.96-43=6.96t2=49.96-33=16.96对于逆流，有效平均传热温差：tm逆=(t1t2)/ln(t1/t2)逆流传热温差：tm逆=(6.9616.96)/ln(6.96/16.96)=11.27。对于传热面积进行计算传热面积:Ap=Q/Ktm逆式中：Ap 估算的传热面积（m2） K 假设传热系数（W/(m2)） tm逆 平均传热温差（）根据管程走循环水，壳程走二甲胺蒸气，总传热系数K现暂取：K=650W/m2则估算换热面积：Ap=Q/Ktm逆=5.475106/(65011.27)=747.4m22.5.2 选工艺尺寸计算管径和管内流速换热器的传热表面是由包管的大小规格，和对传热有很大的影响。对于径管，要使用小直的，传热面积单位体积较大，单位金属消费和减少传热面积，传热系数较大，但在生产过程中更麻烦，过程清洗后容易粘滞，规模也更困难。通常应该使用大直径管在大或肮脏的流体的粘滞性，应该使用小直径管道的清洁液。换热管直接与两种换热流体接触直接接触两种传热流体热交换管，所以必须考虑两个流体腐蚀工艺参数如温度、压力、介质和加工性能和经济和规范选择换热管材料。前面已经提到了，为了防止腐蚀二甲胺，应当采用不锈钢OCr18Ni9材料4。根据流程，选定水的流速为u=1.24m/s。选用192mm无缝光滑较高级冷拔传热管(不锈钢)。管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数:ns=V/(/4)di2u) （2-1）式中：ns单程管子数目；V管程流体的体积流量（m3/s）V=m2/=4.72212105kg/h/1000kg/m3=472.2m3/h=0.131m3/sdi传热管内径（m，di=0.015m）u管内流体流速（m/s。u=1.24m）因此，单程传热管数为：ns=V/(/4)di2u)=0.131/(0.7850.01521.24)=598.1599（根）按单程管计算，传热管长度为：L=Ap/d0ns （2-2）式中：L按单程计算的管子长度，m；d0管子外径，m；则所需的传热管长度：L=Ap/d0ns=7474/3.140.02599=29.730m我国生产的系列中换热管的无缝钢管长度分为1.5, 2, 3, 4.5, 6米等好几种。Np=L/l （2-3）式中：Np 管程数（整数）；L 按单程换热器计算的管子长度，m； l 选取的每程管子长度，m；传热管的长度为9m，根据实际计算，换热器的管程数计算如下：Np=L/l=30/9=3.3，Np=3.34传热管总管数：NT=NPns （2-4）注：NT传热管总管数；NT=5994=1389.32396（根）平均传热温差校正及壳程数如果在选择上选用双管程换热器，可加强管内表面传热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并损失部分传热温差。 平均传热温差计算公式：tm=ttm，逆 （2-5）式中：tm=折流下的平均传热温差，K； t=温差矫正系数 tm，逆=(R-1)(t2-t1)/ln(1-p)/(1-PR)tm=(R2+1)(1/2)(t2-t1)/ln 2-P(1+R-(R2+1)(1/2)/2-P(1+R+(R2+1)(1/2) 平均温差校正系数有：R=热流体的温降/冷流体的温降=(T1-T2)/(t2-t1)=(49.96-49.96)/(43-33)=0P=冷流体的温降/两流体最初温差=(t2-t1)/(T1-t1)=(43-33)/(49.96-33)=0.59由tm，逆=(R-1)(t2-t1)/ln(1-p)/(1-PR)和tm=(R2+1)(1/2)(t2-t1)/ln2-P(1+R-(R2+1)(1/2)/2-P(1+R+(R2+1)(1/2)平均传热温差：tm=(R2+1)(1/2)(t2-t1)/ln2-P(1+R-(R2+1)(1/2)/2-P(1+R+(R2+1)(1/2)=(43-33）/ln(2/(2-20.59)）=11.22t=tm/tm，逆=11.22/11.23=1平均传热温差系数大于0.8，故取单壳程合适。管子排列管安排方法常用的是三角形的数组，三角交错，交错数组广场，广场。等边三角形布置更紧凑，一定直径可以安排在壳管，和传热可以取得良好的成果，但在管外清洗是很困难的。广场和安排，可以使管外的清洁更方便，适合在壳程流体容易扩展，但在传热效果比普通三角形排列。上面的安排是一个三角形是最常用在交错,方便壳程流体清洁，不容易，而后者壳一侧的污垢可以合理的化学治疗方法。采用正三角形排列时，管子排列面积是一个正六边形，排在正六边形内的传热管数量为：NT=3a(a+1)+1若设b为正六边形对角线上的管子数目，则：b=2a+1注：NT排列的管子数目； a 正六边形的个数。采用正三角排列，当管子总数超过127根，即正六边形的个数a6时，最外层六边形和壳体间的弓形部分空间较大，也应配置传热管，可以排的管子数目见表格1。正六边形数目a正三角形排列六边形对角线上的管数b六边形内的管数每个弓形部分的管数第一列第二列第三列弓形部分的管数管子总数102133163636711233977424391225469848517132754792666131429631105907211531721116102823表格1 管子数目正三角形和转角正三角形排列有利于壳程物流的湍流，并且在管与管的间距距相等时，同一管板面积上可以排列最多的管数。虽然三角形排列的管间清洗比较困难，但由于二甲胺粘性小，不易结垢，因此本设计选择转角正三角形排列5。管心距采用胀接法固定时，管心距过小会造成胀接在挤压作用下发生变形，失去管子与管板之间的连接力。故采用焊接法。根据布管常用的管心距，当管子外径为19mm时，管心距可取25mm。因此本设计取单程中的管心距为25mm。各程相邻的管心距为38mm。壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按下式估算：D=1.05t(NT/)1/2 （2-6）式中：管板利用率。的取值范围如下：正三角形排列，2管程，=0.70.85,4管程以上，=0.60.8。估算出壳体内径后，需圆整到标准尺寸。卷制壳体的内径(公称直径)以400mm为基数，以100mm为进级档。取管板利用率=0.85壳体内径为D=1.05t(NT/)1/2=1.0532(1390/0.85)1/2=1358.7mm。 因此壳体内径初步计算圆整为D=1400mm。则横过管数中心线管的根数：NTC=1.1(N)1/2=1.1(1390)1/2=41.0142（根）折流板 圆形状的档板安排在水平换热器分为处处上下左右方向的方向种。上下方向安排会导致强烈的湍流，传热膜系数增加，通常是结构使用。水平隔板，以防止流体短路，切断了节段高度不应大于壳内径的35%。故选用圆缺上下方向排列取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%，则切去的圆缺高度为 h=0.201400=280mm。 对于卧式换热器，折流板间最小间距为壳体内径的35%，最大间距不宜大于壳体内径的2倍折流板数，取折流板间距B=0.35D，则B=0.351400=490mm。取B为500mm。NB=传热管长/折流板间距-1=9000/500-1=17（块）2.5.3 换热器核算 换热器的核算内容主要包括换热器的热流量、传热管壁温和流体阻力。壳程表面传热系数 工业上换热器以采用水平管束和垂直管束居多，且管表面液膜多为层流。在该种情况下一般用德沃尔基于努塞尔的理论公式和实测值，提出层流时的冷凝表面传热系数计算式如下。水平管束冷凝：=0（2/2g3）1/3=1.51Re-1/3 （2-7）式中：无量纲冷凝表面传热系数，W/(m2)；0 冷凝表面传热系数，W/(m2)；M=m1/Lns,Re=4M/ （2-8）式中：m冷凝液的质量流量，kg/s；l 传热管长度，m；ns当量管数。 当量管数ns与传热管布置方式及总管数有关，传热管布置为三角形错列，则可用下式求得：ns=2.08Nt0.495 （2-9）式中：NT换热器的传热管总数。由公式求得当量管数ns=2.0813900.495=74.79再通过公式，可得无量纲冷凝表面传热系数：=1.51(4m1/Lns1/)-1/3=1.51(40.694/(974.79)1/0.000141)1/3=9.749冷凝表面传热系数:0=()3/2/(2g13)1/3=(9.749)3/(0.0001412/620.129.810.2083)1/3=58773管内表面传热系数管程为流体无相变传热，则在通常情况下可用下式计算其表面传热系数:i=0.023(i/di)Re0.8Prn注:当流体被加热时n=0.4，当流体被冷却时n=0.3。该式的适用条件是：低粘度流体(10000；普朗特数Pr在0.6160之间; 管长管径之比l/d 50;定性温度可取流体进出口温度的算术平均值;特征尺寸取传热管内径d。雷诺数:Re=di2ui/可管程流体流通截面积Si=0.7850.0221390/2=0.218mm2求得管程流体流速u1=0.092/0.218=0.422m/s，求雷诺数Re=0.020.422998.1/(0.6810-3)=12388普朗特数Pr=cp/=(4.1741030.6810-3)/0.63=4.51i=0.0230.63/0.02(12388)0.84.510.4=2489W(m2K)污垢热阻和管壁热阻 由于材料加工范围广泛的操作条件不同，所以产生规律的污垢很难把握,结合人们的问题研究较少，所以目前主要由污垢热阻的选择测试数据。选择污垢热阻时应该非常小心，尤其是容易扩展的材料。因为在在这种情况下，污垢热阻通常占据大部分的传热阻力，它的价值对传热系数的影响。管外侧污垢热阻Rso=0.000176m2/W管内侧污垢热阻Rsi=0.00026m2/W管壁热阻取决于传热管壁厚和材料，其值为：Rw=b/w注：b传热管壁厚，m； w管壁热导率，m/W。常见金属材料的热导率见表格1。表格 1常见金属材料的热导率 温度0100200300400铝227.95227.95227.95227.95227.95铜383.79379.14372.16367.51362.86碳钢52.3448.8544.1941.8734.89不锈钢16.2817.4517.4518.49管壁热阻计算，不锈钢条件下的热导率为16.86W/(m)。所以Rw=0.0025/16.86=0.00015m2K/W传热系数 （2-10）式中：K 传热系数，W/(m2);0壳程表面传热系数，W/(m2);R0壳程污垢热阻，m2/W;Rw管壁热阻, m2/W ;Ri管程污垢热阻, m2/W;d0传热管外径,m;di传热管内径,m;dm传热管平均直径,m;i管程表面传热系数,W/(m2)。换热器的传热系数： （2-11）=1/(17/(248915)+(0.0002617/15)+(0.0001517/17)+0.000176+(1/58773)=1093.01W/(m2)传热面积裕度在规定热流量下，计算了传热系数Kc和平均传热温差后，则与Kc对应的计算传热面积为Ac=Q/Ktm=295.1m2根据Ac和Ap可求出该换热器的面积裕度:H=(Ap-Ac)/Ac （2-12）式中：H面积裕度；Ap实际传热面积（m2）Ac计算传热面积（m2）Ac=Ntd0l=13903.140.0195=414.6 m2换热器的面积裕度H为：H=(Ap-Ac)/Ac=(414.6-295.1)/295.1=17.9%为保证换热器操作的可靠性，换热器的面积裕度应为15%20%，由结果可知，本文设计的二甲胺换热器满足热流量要求。温度核算考虑到污垢热阻的影响，根据传热方程，有Tw=Tm-Q/Ah(1/h+Rh) （2-13）tw=tm-Q/Ac(1/c+Rc) （2-14）代入数据计算得： Tw =47； tw =43.3。管外侧冷凝膜温度为：(T1+tw)/2=(49.96+47.0)/2=48.5。管壁温度取为：t=( tw + Tw)/2=45.2。壳程壁温，可近似取壳程流体的平均温度，即T=49.96壳体壁温与传热管壁温之差为：t=T-t=6.81该温差非常小，因此不需设置温度补偿装置。压降校核流体流经换热器，其阻力应在允许的数值范围内，如果流体阻力过大，则应修正设计。列管式换热器允许压降如下表格2。表格2列管式换热器允许压降操作压力/Pa允许压力/Pap105(表压)p4000故为湍流。取管壁粗糙度=0.078mm，则/d=0.00522=0.184/Rei0.2=0.0145故pi=3715.9Pa；pr=2306.4Pa。管程压降为：pl=(3715.9+2306.4)41.5=36133.8Pa=36.1kPa。 (8) 壳程流体阻力当壳程装有弓形折流板时，计算流体阻力的方法较多。其中贝尔方法计算值与实用数据显示出很好的一致性。当是贝尔方法计算繁琐6。工程计算中常用的方法是埃索法，其解决问题的思路与贝尔法相同，当不及贝尔法细致。埃索法的计算阻力公式为：ps=(p0+pi)FsNs （2-17）式中：ps壳程总阻力，Pa；p0流体流过管束的阻力，Pa；pi流体流过折流板缺口的阻力，Pa；Fs壳程结构校正系数；液体时Fs=1.15，气体时Fs=1.0Ns壳程数。其中：p0=Ff0NTC(NB+1)u02/2pi=NB(3.5-2B/D)u02/2正三角形排列时：NTC=1.1NT0.5正方形排列时：NTC=1.19NT0.5 （2-18）式中：NT每一壳程的管子总数; NB折流板数目;B折流板间距;D换热器壳体内径;u0壳程流体横过管束的最小流速(按流通面积S0=B ( D-NTCdo )，