换热器设计项目说明指导书.doc

设计任务和设计条件

某生产过程步骤图所表示。反应器混合气体经和进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃深入冷却至60℃以后，进入吸收塔吸收其中可溶性组分。已知混合气体流量为237301，压力为6.9，循环冷却水压力为0.4，循环水入口温度为29℃，出口温度为39℃，试设计一列管式换热器，完成生产任务。

物性特征：混和气体在35℃下相关物性数据以下（来自生产中实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度
循环水在34℃ 下物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度
确定设计方案
1． 选择换热器类型
两流体温改变情况：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，考虑到这一原因，估量该换热器管壁温度和壳体温度之差较大，所以初步确定选择浮头式换热器。
2． 管程安排
从两物流操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但因为循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加紧污垢增加速度，使换热器热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。

浮头式换热器介绍
浮头式换热器特点是有一端管板不和外壳连为一体，能够沿轴向自由浮动。这种结构不仅完全消除了热应力影响，且因为固定端管板以法兰和壳体连接，整个管束能够从壳体中抽出，所以便于清洗和检修。故浮头式换热器应用较为普遍，但它结构比较复杂，造价较高。

确定物性数据
定性温度：对于通常气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度平均值。故壳程混和气体定性温度为
T= =85℃
管程流体定性温度为
t=℃

依据定性温度，分别查取壳程和管程流体相关物性数据。对混合气体来说，最可靠无形数据是实测值。若不含有此条件，则应分别查取混合无辜组分相关物性数据，然后按摄影应加和方法求出混和气体物性数据。
混和气体在35℃下相关物性数据以下（来自生产中实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度 =1.5×10-5Pas

循环水在34℃ 下物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度 =0.742×10-3Pas
算传热面积
1． 热流量
Q1=
=237301×3.297×(110-60)=3.91×107kj/h =1.086×107kw
2.平均传热温差 先根据纯逆流计算，得
=
3.传热面积 因为壳程气体压力较高，故可选择较大K值。假设K=320W/(㎡k)则估算传热面积为
Ap=

4.冷却水用量 m==

工艺结构尺寸
1．管径和管内流速 选择Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.35m/s。
2．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= 取618根
按单程管计算，所需传热管长度为
L=
按单程管设计，传热管过长，宜采取多管程结构。依据本设计实际情况，采取非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器管程数为
Np=
传热管总根数 Nt=642×2=1236
3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=
P=
按单壳程，双管程结构，查图3-9得

平均传热温差 ℃
因为平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程适宜。
4.传热管排列和分程方法 采取组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采取正方形排列。见图3-13。
取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相邻管管心距为44㎜。
管数分成方法，每程各有传热管642根，其前后关乡中隔板设置和介质流通次序按图3-14选择。
5．壳体内径 采取多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为
D=1.05t
按卷制壳体进级档，可取D=1400mm
6．折流板 采取弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径25%，则切去圆缺高度为
H=0.25×1400=350m
取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。
折流板数目NB=
7．其它附件
拉杆数量和直径按表选择（换热管Ф25=> 拉杆Ф16 换热管700根 =>拉杆16根）
壳程入口处，应设置防冲挡板
8．接管
壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为
m
圆整后可取管内径为300mm。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为

圆整后取管内径为360mm
换热器核实
1． 热流量核实
（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见式（3-22）

当量直径，依式（3-23b）得
=
壳程流通截面积，依式3-25 得

壳程流体流速及其雷诺数分别为

普朗特数

粘度校正

（2）管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有

管程流体流通截面积

管程流体流速

普朗特数

（3）污垢热阻和管壁热阻 按表3-10，可取
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下热导率为50w/(m·K)。所以
（4） 传热系数依式3-21有

（5）传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac为

该换热器实际传热面积为Ap

该换热器面积裕度为

传热面积裕度适宜，该换热器能够完成生产任务。

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3-42计算。因为该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水进口温度将会降低。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，因为传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作早期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利操作条件考虑，所以，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有

式中液体平均温度和气体平均温度分别计算为
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5872w/㎡·k
921.5w/㎡·k
传热管平均壁温 ℃
壳体壁温，可近似取为壳程流体平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 ℃。
该温差较大，故需要设温度赔偿装置。因为换热器壳程压力较大，所以，需选择浮头式换热器较为适宜。
3．换热器内流体流动阻力
（1）管程流体阻力

, ,
由Re=34706.8，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得，流速u=1.302m/s,
,所以，

管程流体阻力在许可范围之内。
（2）壳程阻力 按式计算
, ,
流体流经管束阻力

F=0.5

0.5×0.2397×38.6×(14+1)× =74976a
流体流过折流板缺口阻力
, B=0.45m , D=1.4m
Pa
总阻力
74976+43553=1.2×Pa
因为该换热器壳程流体操作压力较高，所以壳程流体阻力也比较适宜。

参数
管程
壳程
流率
923400
233801
进/出口温度/℃
29/39
110/60
压力/pa
0.4
6.9
物性
定性温度/℃
34
85
密度/（kg/m3）
994.3
90
定压比热容/[kj/（kg•k）]
4.174
3.297
粘度/（Pa•s）
0.742×
1.5×
热导率（W/m•k）
0.624
0.0279
普朗特数
4.96
1.773
设备结构参数
形式
浮头式
壳程数
1
壳体内径/㎜
1400
台数
1
管径/㎜
Φ25×2.5
管心距/㎜
32
管长/㎜
7000
管子排列
△
管数目/根
1
折流板数/个
14
传热面积/㎡
681.3
折流板间距/㎜
450
管程数
2
材质
碳钢
关键计算结果
管程
壳程
流速/（m/s）
1.302
5.06
表面传热系数/[W/（㎡•k）]
5872
921.5
污垢热阻/（㎡•k/W）
0.0006
0.0004
阻力/ MPa
0.042982
0.126
热流量/KW
10706.14
传热温差/K
48.3
传热系数/[W/（㎡•K）]
402
裕度/%
16.95%
参考文件：
1. 化工设备设计手册（上册） 化学工业出版社
2． 刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989年。
3． GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式
4． GB150——98钢制压力容器
5． 机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社 1992年。
6． 杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980
7． 化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。