二硫化碳换热器的设计.doc

化工原理课程设计
2011.9.10

化学化工学院

《化工原理》课程设计

设计题目：二硫化碳换热器的设计
设计者： 刘琦
学号： 1505090911
专业班级：化学工程与工艺0903班
学院： 化学化工学院
指导老师：符剑刚

2011年9月9日
化工原理课程设计任务书

专业 化学工程与工艺 班级 0903 姓名 刘琦
设计题目：列管式换热器设计
设计时间: 2011.8.29 ---2011.9.9
设计任务: 年处理30000吨二硫化碳的二硫化碳冷凝器
1.设备型式 水平列管式换热器
2.操作条件
（1）二硫化碳：冷凝温度50℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；
（2）冷却介质：自来软水，进口温度25℃，出口温度32℃
（3）允许压强降，不大于
（4）每年按330天计算，每天24小时连续运行；
(5) 设备最大承受压力，p=2.5Mpa
设计报告：
1. 设计说明书一份
2. 主体设备总装图（A1图纸）一份

目录
摘要 1
第一章 前言 2
第二章 列管式换热器设计方案 4
2.1列管式换热器类型的选择 5
2.1.1 固定管板式换热器 5
2.1.2 浮头式换热器 5
2.1.3 U形管换热器 5
2.1.4 滑动管板式换热器 6
2.2流体流动通道的选择 6
2.3换热器结构的计算 7
2.3.1热负荷Q： 7
2.3.2平均温度差 8
2.3.3估算面积 9
2.3.4 管子初选 9
2.3.5对流传热系数 9
2.3.6污垢热阻 13
2.3.7 总传热系数和计算所需面积 13
2.4压强降计算 14
2.4.1管程压强降： 14
2.4.2 壳程压强降 15
2.5列管式换热器其他结构设计 16
2.5.1管程结构 16
2.5.2壳程结构 17
2.5.3其他重要附件 18
2.6 换热器材质的选择 18
2.6.1 碳钢 19
2.6.2 不锈钢 19
第三章 列管式换热器的具体计算 20
3.1试算并初选换热器规格 20
3.1.1确定流体流动通道 20
3.1.2定性温度 20
3.1.3 估算传热面积 20
3.1.4 初选换热器规格 21
3.2核算总传热系数 22
3.2.1 计算管程的对流传热系数 22
3.2.2计算壳程对流传热系数 22
3.2.3 确定污垢热阻 23
3.2.4 核算总传热系数 23
3.3计算压强降 24
3.3.1 计算管程压降...................................................24
3.3.2 计算壳程压降...................................................25
3.4结构尺寸的确定 25
3.4.1筒体内径 25
3.4.2 换热器壁厚的计算 26
3.4.3 封头 27
3.4.4 管板 28
3.4.5 容器法兰 28
3.4.6 接管尺寸 28
3.4.7 接管法兰 29
3.4.8 管箱长度 30
3.4.9 折流板 30
3.4.10 拉杆与定距管 30
3.4.11 分程隔板与缓冲板 30
附录一: 换热器的明细表 32
附录二：本书符号说明 34
设计总结 37
参考文献 39

38
摘要
摘要:列管式换热器在化工、石油等行业中广泛应用。根据本次设计任务，二硫化碳流动温度为50℃，冷却水的进、出口量温度为25℃、32℃.计算一个年处理量为30000吨的二硫化碳冷凝器。通过计算，得到所需管程数为6，传热管长为6米，壳体直径为1.0米,传热面积为348.5平方米的的换热器。由此进行换热器的选择,并确定传热过程的流体流速等参数,传热面积为404.3平方米的的换热器。经过进一步核算，换热器压降，面积裕度，管壁温度均符合设计要求，。然后通过查阅资料合理计算确定封头、管箱、拉杆、定距管等结构尺寸和选取符合要求的辅助设备（主要是离心泵）。最后画出符合工程语言的设备总装图和带控制点的工艺流程图。
关键词：列管式 固定管板式换热器 设计计算

第一章 前言

在化工和石油化工厂中，传热既是最重要也是应用最多的过程。工厂运转是否经济常常取决于热或冷的利用和回收的效率。供气、供电和供冷等公用工程在生产过程中的应用，关键在于使热的转化和回收效率最高。
换热器是在具有不同温度的两种和两种以上流体之间传递热量的设备。在工业生产中，换热器的主要作用是使热量由温度较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要。换热器是化工、炼油、动力、食品、轻工、原子能、制药，航空及其他许多工业部门广泛使用的通用设备。在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%-20%；在炼油厂中，该项的投资约占总投资的35%-40%。
换热器的种类很多，有多种多样的结构每种结构形式的换热器都有其自身的结构特征及其相应的工作特性。在对换热器的选型时，有诸多因素需要考虑，主要包括流体的性质、压力、温度、压降及其可调范围；对清洗、维修的要求；材料价格及制造成本；动力消耗费；现场安装和检修的方便程度；使用寿命和可靠性等。对于所选择的换热器，应尽量满足以下要求：具有较高的传热效率，较低的压力降；重量轻且能承受操作压力；有可靠的使用寿命；产品质量高，操作安全可靠；所使用的材料与过程流体相容；设计计算方便，制造简单，安装容易，易于维护和维修。
在换热器中，应用最多的是管壳式（列管式）换热器，它是工业过程热量传递中应用最广泛的一种换热器。虽然列管式换热器在结构紧凑型、传热强度和单位传热面积的金属消耗量方面无法与板式或板翅式等紧凑式换热器相比，但列管式换热器适用的操作温度与压力范围较大，制造成本低，清洗方便，处理量大，工作可靠，长期以来，人们已在其设计和加工制造方面积累了许多的经验。
本次课程设计是根据生产任务要求确定选用换热器的传热面积，管子规格和排列方式，管程数和管壳数以及折流挡板，进而确定换热器的其他尺寸或选择换热器的型号。

第二章 列管式换热器设计方案
为了满足设计要求，设计方案拟定如下图2-1所示：
确定隔板间距并估计壳层传热系数

假设总传热系数K

估计管侧传热系数

计算壳径
计算管数

确定类型、管径，材料清单为壳管分配流体

确定传热面积
A=Q/K
确定壳、管程数计校
技术要求
定义目标
如果需要计算未指定的流速或温度需要做能量平衡

计算含垢因子在内的总传热系数

收集物理性质

设K=K0
设计成功

能否降低优化成本？
估计换热器成本

压降在规定范围内？

估计管侧和壳层压降

是

否

是

图2-1

化工原理课程设计
2011.9.10

2.1列管式换热器类型的选择
根据列管式换热器的结构特点，常将其分为固定管板式、浮头式、U形管式、填料函式、滑动管板式、双管板式、薄管板式等类型。
2.1.1 固定管板式换热器(代号G)
优点：结构简单、紧凑、能承受较高的压力，造价低，管程清洗方便，管子损坏时易于堵塞或更换；
缺点：管束与壳体的壁温或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将产生较大的热应力；
这种换热器适用于壳层介质清洁且不易结垢、并能进行清洗、管程与壳程两侧温差不大或者温差较大但壳层压力不高的场合。
2.1.2 浮头式换热器(代号P)
优点：管内和管间易于清洗，不会产生热应力；
缺点：结构复杂，造价比固定管板式换热器高，设备笨重，材耗量大，且浮头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求高。
这种换热器适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的 场合。
2.1.3 U形管换热器(代号Y)
优点：只有一块管板，管束由多根U形管束组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换选择依据来自于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第279页。
热器有温差时，不会产生热应力。
缺点：由于受到管曲率半径的限制，其换热管排布较少，管束最内层管间距较大，管板的利用率较低，壳程流体易形成短路，对传热不利。当管子泄漏损坏时，只有管束外围处的U形管才便于更换，内层换热管坏了不能更换，只能堵死，而且损坏一根U形管相当于坏两根管，报废率极高。
这种换热器适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢需要清洗、又不适宜采用浮头式和固定管板式的场合。特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、高压、腐蚀性大的物料。
2.1.4 滑动管板式换热器
优点：结构简单，造价低廉，必要时可在管箱增设隔板，强化传热。
缺点：填料泄漏时可导致管程和壳程的流体相混，故严禁用于两种流体不相容的场合。
2.2 流体流动通道的选择依据
不清洁或易结垢的流体，宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走管程，便于清洗；对于U型管管束，宜走壳程。
腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀。
压力高的流体走管程，以免制造较厚的壳体。
为增大对流传热系数，需要提高流速的流体的宜走管程，因管程流通截面积一般比壳程的小，且做成多管程也教容易。
公式2-1和2-2来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第225页。
两流体温差较大时，对于固定管板式换热器，宜将对流传热系数大的流体走壳程，以减小管壁与壳体的温差，减小热应力。
蒸汽冷凝宜走壳程，以利于散热、排出冷凝液，增强传热效果。
需要冷却的流体宜走壳程，以减小冷却剂用量。但温度很高的流体，其热能可以利用，宜走管程，以减小热损失。
粘度大或流量小的流体宜走壳程，因由折流挡板的作用 ，在低Re数下（Re>100）即可达到湍流。
在选择流动管道时，上述原则往往不能同时兼顾，应视具体问题抓住主要方面，一般首先考虑流体的压力降、防腐蚀清洗等要求，然后在校核对流传热系数和流动阻力，以便做出恰当的选择。
2.3 换热器结构的计算
2.3.1 热负荷Q的计算
2.3.1.1无相变传热的计算
......................（2-1)式中：——流体的质量流量，kg/s；
——流体的平均比定压热容，J/(kg.℃)
T——热流体的温度，℃
t——冷流体的温度，℃
下标1和2分别表示换热器的进口和出口。
公式2-3,2-4,2-5来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第229页。

公式2-6,2-7来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第231页。
2.3.1.2有相变传热的计算
.................................（2-2）
式中：——饱和蒸汽（即热流体）的冷凝速率，kg/s；
r——饱和蒸汽的冷凝热，J/kg
2.3.2平均温度差
2.3.2.1恒温传热
平均温度差计算公式：......................（2-3）
2.3.2.2变温传热（包含一侧恒温的情况）
逆流与并流的平均温差：
当>2时，.............(2-4)
当<2时，....................(2-5)
式中、——换热器两端热冷流体的温差，℃。
错、折流的平均温度：

式中 ——按逆流情况求的对数平均温差，℃；
——温差矫正系数， =f（P，R）
...................（2-6）
...........................（2-7）

表2-1数据来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第229页。

公式2-8来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第235页。

2.3.3估算面积
2.3.3.1 K值的经验数据
估算K值需要对其进行估记，常见的流体的K值如下表2-1：
K值经验数据表2-1
冷流体
热流体
传热系数K值/ W/(℃)
水
水蒸气冷凝
1420-4250
水
气体
17-280
水
水
850-1700
水
低沸点烃类冷凝
455-1140
水
有机溶剂
115-340
2.3.3.2面积估算
根据上表2-1查得的K的经验值K估
估算出换热器的面积A估：
由
得.........................................（2-8）
2.3.4 管子初选
管数.............................................（2-9）
管长............................................（2-10）
管程............................................（2-11）

公式2-12,2-13来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第248页。
2.3.5对流传热系数
2.3.5.1无相变流体在圆形直管道中做强制湍流的对流传热系数
对于低粘度流体（小于两倍常温的水的粘度）的计算公式： ....................（2-12）
当流体被加热时， n=0.4
当流体被冷却时， n=0.3
式中 、—流体的密度和粘度，kg/、Pa.s；
、—流体的导热系数和比热容，W/(.℃)、
J/(kg.℃)；
u—管内的流速，m/s；
—列管内径，m。
应用范围：Re>10 000,Pr=0.7-160,管长与管径之比，若可由 上式算出乘以
特征尺寸：管内径
定性温度：取流体进、出口温度的算数平均值。
对于高粘度液体（大于2倍常温水的粘度）的计算公式：
........................（2-13）
式中 是考虑热流方向的校正系数，可以用表示。公式2-14,2-15来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第257页。

指壁面温度下流体粘度，因壁温未知，计算需用试差法，故可取近似值。当流体被加热时=1.05；液体被冷却时，取=0.95。气体不论加热与冷却均取=1.0
应用范围：Re>10000,Pr=0.7-16700，
特征尺寸：管内径。
定性温度：除按壁温取值外，均取流体进、出口温度的算术平均值。
2.3.5.2无相变流体在管外做强制湍流时的对流传热系数
若列管换热器内装有园缺挡板（缺口面积为25%的壳体內截面积）时:
..............（2-14）
应用范围：
特征尺寸：当量直径。
定性温度：除按壁温取值外，均取流体进、出口温度的算术平均值。
若换热器的管间无挡板，管外流体沿管束平行流动时，则值仍可以用管内强制对流的公式计算，但需将式中的管内径将改为管间的当量直径。

公式2-16,2-17,2-18来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第257页。

2.3.5.3蒸汽在水平管外冷凝对流传热系数
对于蒸汽在水平管壁（管外、单管或管束）上的膜状冷凝传热系数：
................................（2-15）
式中——管子外径；
n——管束在垂直面上的列数，对单管n=1；
——饱和温度与壁面温度之差；
、、—特性温度下冷凝液的导热系数、密度和粘度
汽化潜热r由值决定，特性温度取膜温即
2.3.5.4蒸汽在垂直管外（或板外）的冷凝对流传热系数的计算
当 Re<2000 时，膜层内为层流，则
....................................（2-16）
l——垂直管的高度，m；
r——饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg；
定性温度：蒸汽冷凝热取饱和温度下的值，其余物性取液膜平均温度下的值。
当 Re>2000时，膜层内为湍流，则
.........................（2-17）
特征尺寸：l取垂直管或板的高度，定性温度和其余物性参表2-2数据来源于周涛主编《化工原理》，北京，科学出版社，第114页。
数与（*）相同。
冷凝液的液膜流动有层流和湍流之分，故在计算传热系数时应首先假设液膜的流动类型，求出后，需要计算Re数，检验是否在所假设的流型范围。Re数的计算公式：
...............................................（2-18）

2.3.6污垢热阻
沉积在传热壁面上的污物、腐蚀产物或其他杂质，构成管壁上的污垢。某些情况下，污垢热阻是总传热系数的控制因素。因此，确定适当的污垢热阻，是换热器的设计中很重要的一项内容。
污垢的热阻主要决定于它的导热系数和垢层厚度。污垢的种类很多，影响垢层厚度的因素又复杂，污垢的导热系数及污垢层厚度难以准确地估计，因此，通常选用污垢热阻的经验值。以下为污垢热阻的经验值表：
污垢热阻经验值表2-2
流体
污垢热阻/（10-4m2)
自来水，软化锅炉水
1.72
硬水
5.16
河水
3.44
蒸馏水
0.86
空气
0.26-0.53
溶剂蒸气，天然气，焦炉气
1.72
有机化合物气体
0.86
水蒸气（优质，不含油）
0.052
水蒸气（劣质，不含油）
0.09

公式2-19来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第227页。

2.3.7 总传热系数和计算所需面积
2.3.7.1 K值的计算
K值的计算公式：
................（2-19）
式中 —基于换热器外表面积的总传热系数，
W/(.℃)；
、—管外及管内的对流传热系数，W/(.℃)；
、、—换热器列管的外径、内径及平均直径，m；
b—列管管壁厚度，m；
—列管管壁的导热系数，W/(.℃)。
2.3.7.2 计算所得需要面积

2.3.7.3 面积裕量的计算
面积裕量=

2.4压强降计算
列管式换热器的设计必须满足工艺上提出的压强降要求。列管式换热器允许的压强降范围如下表所示：
允许压降范围表2-3
换热器的操作压强/Pa
允许的压强降
P<10 0000（绝对压强）

P=0-10 0000（表压）

P>10 0000(表压)

一般来说，液体流经换热器的压强降为10 000100 000Pa，气体为1000-10000Pa，流体流经列管式换热器因流动阻力所引起的压强降
2.4.1管程压强降：
对于多程列管换热器，管程压强降的计算式为：
...........................（2-20）
式中、——直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；
——结垢校正系数，量纲为一。对于的管取为1.4，对于的管子取为1.5；
——管程数；
——串联的壳程数。
上式中直管压强降可按流体在管中流动的阻力公式计算：；回弯管的压强降可由下面的经验公式2-21来源于周涛主编《化工原理》，北京，科学出版社，第130页。

式计算一般情况下，换热器进、出口阻力可忽略不计。
2.4.2 壳程压强降
当壳程无折流挡板时，流体顺着管束运动，壳程压强降可按流体沿直管流动的压强降计算，且仅以壳方的当量直径代替圆管直径。
当壳程装上折流挡板后，流体在其中作曲折流动，壳程压强降的计算方法有Bell法、Kern法和Esso法等。Esso法计算壳程压强降的公式，即：
................................（2-21）
式中 ——流体横过管束的压强降，Pa；
——流体流过折流挡板缺口的压强降，Pa；
——壳程压强降的结垢校正系数，量纲为一。
液体可取1.15，对气体或可凝蒸汽可取1.0。
又

式中 F——管子排列方式对压强降的校正系数，量纲为一。对管子三角形排 列F为0.5，对正方形错列F为0.4，对正方形直列F为0.3。
fo——壳程流体的摩擦因数，当时，

no——横过管束中心线的管数；
h——折流板间距，m；
D——换热器壳体内径，m；
NS——折流板数，,L为列管长度；
uo——按壳程流道截面积Ao计算的流速，m/s。
其中
2.5列管式换热器其他结构设计
2.5.1管程结构
2.5.1.1换热管布置和排列间距
常用换热管规格有，，，换热管管上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。对于多管程换热器，常采用组合排列方式。每程内都采用正三角形排列，而在各程之间采用正方形排列方式。
管间距t与管外径的比值，焊接时为1.25，胀接时为1.3-1.5
2.5.1.2管板
管板是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分开。管板与管子之间可以采用焊接或者胀接；管板与壳体的连接有可拆连接和不可拆连接两种。固定管板常采用不可拆连接。

2.5.1.3封头和管箱
封头和管箱位于壳体两端，其作用时控制及分配管程流体。当壳体直径较小时常采用封头，壳径较大的换热器多采用管箱结构，当所需换热面积很大时，可才用多管程换热器，此时在箱体内设置分程隔板。
2.5.2壳程结构
2.5.2.1壳体
壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进入和排出之用。介质在壳程内的流动方式有多种，单壳程型式应用的最为普遍，如壳侧传热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分割成双壳程型式。本次设计采用单壳程，多管程。
2.5.2.2折流板
在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增加流体速度，以增强传热；同时起到支撑管束、防止管束震动和管子弯曲的作用。汉族要有圆缺型、环盘型和孔流型。本次设计中采用弓型。
2.5.2.3缓冲板
在壳程进口接管处常装有防冲挡板，或称缓冲板，它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束震动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。

2.5.3其他重要附件
2.5.3.1法兰
在各种容器和管道中，由于生产工艺的要求，或考虑制造、运输，安装、检修的方便，常采用可拆的结构。常见的可拆结构有法兰连接、螺纹连接和插套连接。由于法兰连接有好的强度和气密性，而且适用尺寸范围较广，在设备和管道上都能应用，所以法兰连接用的最普遍。法兰连接分容器法兰连接和管法兰连接。
2.5.3.2 拉杆和定距管
折流板和支持板是用拉杆固定的，常用的拉杆有两种形式，一是拉杆定距管结构，适用于换热器外径大于或等于19mm的管束。二是拉杆与折流板点焊结构，适用于外径小于或等于14mm的管束。
2.6 换热器材质的选择
在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度、流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。

2.6.1 碳钢
价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用时合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。
2.6.2 不锈钢
奥氏体系不锈钢以1Cr18Ni9为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。

表3-1：来自刘光启，马连湘，刘杰主编《化学化工物性手册 无机卷》，北京，化学工业出版社，2002，第413页。
第三章 换热器的具体计算
3.1初选换热器
3.1.1确定流体流动通道
因为蒸汽冷凝宜走壳程，以利于散热、排出冷凝液，增强传热效果，所以二硫化碳走壳程水走管程。
3.1.2 定性温度
二硫化碳冷凝为恒温，故定性温度为；
水的定性温度
由定性温度，查表得到二硫化碳和冷却水在定性温度下的数据，如 下表3-1所示：
定性温度下水和二硫化碳的物性数据表3-1
物性
流体
温度 （0C）
密度 kg/m3
粘度 mPas
比热kJ/(kg0C)
导热系数W/(m0C)
二硫化碳
50
3.149
0.01
0.605
910-3
冷却水
28.5
996
80.0710-2
4.170
0.60
3.1.3 估算传热面积
1）、计算热负荷

2）、计算冷却水用量

3)、有效平均温度差

4）、选取换热器的传热系数K值
初步选取传热系数为

5）、估算传热系数

3.1.4 初步选定换热器型号
对于两流体的温差，故选固定管板式换热器。
1）、选取管径和管内流速
选用的无缝钢管，管内流速。
2）、计算单根管长和传热管数
可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
根
按单程管计算，所需的传热管长度为L

根据实际情况，选择管程为6，管长为6m,的列管式换热器，所以总管数为根。

换热器标准来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第366页。

根据换热器系列标准，初选换热器主要参数如下：
参数 数值 参数 数值
外壳直径D 1000mm 管子总数n 1148
传热面积A 404.3m2 管子排列方式 三角形错列
管程数NP 6 管长流通面积Si 0.0338m2
壳程数NS 1 折流挡板间距h 200mm
管长l 6m 折流挡板数NB 29
管子规格 管心距t 25mm
中心排管数nc 38

3.2 总传热系数核算
3.2.1 管程对流传热系数

因为，所以流体在圆形直管内作过渡流，所以 得到过渡流下的对流传热系数校正系数

3.2.2 壳程对流传热系数
计算壳程流通截面积
壳程内气体流速
管子是三角形错列排列的当量直径为

3.2.3 污垢热阻和管壁热阻
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
管壁热阻计算，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m·K)

3.2.4 总传热系数的计算
由上可得换热器总传热系数K计为

所以，，换热器传热面积为404.3m2,,有12%的富余。
3.3 压降核算
3.3.1计算管程压降
（结垢校正系数，管程数，壳程数）
取碳钢的管壁粗糙度为0.2mm，则，
查得摩擦阻力系数

对的管子有

故, 管程压降在允许范围之内。
3.3.2 计算壳程压降
按式计算
, ,
流体流经管束的阻力

F=0.5

流体流过折流板缺口的阻力

总阻力

筒体内径计算来源于夏清，陈常贵主编《化工原理》，天津，天津大学出版社，2008，第366页。

公式3-2选择来源于董大勤《化工设备机械基础》，北京，化学工业出版社，2003

3.4结构尺寸的确定
3.4.1筒体内径
对于筒体内径的计算，现在给出它的计算公式：
D=t(nc -1)+2.............................................（3-1）
式中 t——管中心距 ，，t=25mm
nc ——横过管束中心线的管数，正三角形排列；
D——壳体内径，m；
——管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，取；
则 圆整后取D=1000mm
3.4.2 换热器壁厚
对于换热器的壁厚计算，现给出它的计算公式：
............................................（3-2）
式中 t——筒体的理论计算壁厚，mm；
P0——筒体的计算压力，MPa；
Di——筒体的内径，mm；
——钢板在设计温度下的许用应力，MPa；
——焊接接头系数，其值小于或等于1。
筒体选择热轧碳素钢Q235-C，则，采用双面焊缝则
腐蚀裕量的给定依据来源于鲍伟光的《在用压力容器强度校核中腐蚀裕量的选取》

表3-2数据来源于

封头选型依据来源于《钢制压力容器用封头标准》，第14页。

式中 C1——最小负偏差，mm； C2——腐蚀裕量，mm
钢板厚度负偏差表3-2
钢板厚度，mm
2
2.2
2.5
2.8-3
3.2-3.5
3.8-4.0
4.5-5.5
负偏差，mm
0.18
0.19
0.2
0.22
0.25
0.3
0.5
钢板厚度，mm
6-7
8-25
26-30
32-34
36-40
42-50
52-60
负偏差，mm
0.6
0.8
0.9
1.0
1.1
1.2
1.3
取C1=0.8mm,C2=2mm
圆整后取
3.4.3 封头（公式出自《化工容器设计》）
综合高度和厚度以及节省成本原则选择椭圆形封头，封头材料选用Q235-C
采用标准椭圆形封头（a/b=2） K=1

C1=0.8mm,C2=2mm
表3-3数据选自钱颂文主编《换热器设计手册》，北京，化学工业出版社，2002，第162页

容器法兰选至《压力容器法兰分类与技术条件》，2000，第7页

非金属垫片数据来源于（

圆整取
封头总高
(DN<2000mm,h0取25mm)
根据JB/T4746-2002，选择DN=1000mm，总深度H=275mm，内表面积 S=1.1625m2,容积V=0.1505m3的EHA型椭圆形封头。
3.4.4 管板
固定管板式，壳体与管板采用焊接型式,管板兼作法兰。
管板材料为16Mn，管板型号如下：
管板型号表3-3

DN
D

1.6
MPa
1.6
MPa
1000
mm
1160
mm
1115
mm
1076
mm
1000
mm

规格

b
1063
mm
1000
mm
27
mm
M24X32
46
mm
60
mm

3.4.5 容器法兰
根据JB/T4700-2000，容器法兰选择16MnR
根据JB/T4704-200非金属轻垫片，垫片选择DN=1000mm,PN=2.5MPa,外径D=1065mm，内径d=1015mm，厚度为3mm的石棉橡胶垫片

接管选型依据主要来源于中华人民共和国化学工业部发布的《补强管标准》，1990，第八页
3.4.6 接管尺寸
3.4.6.1 壳程进口接管
取壳层进口接管内二硫化碳蒸汽流速为u1=10m/s，二硫化碳气体密度为

根据HGT21630-1990， 取B型补强管DN=250mm，，质量m=9.5kg/100mm
3.4.6.2 壳程出口接管
取壳层出口接管内二硫化碳液体流速为u2=0.5m/s,二硫化碳液体密度为

根据HGT21630-1990，取B型补强管DN=65mm，，质量m=1.2kg/100mm
3.4.6.3管程接管
取管程内水的流速为u=1m/s，水密度为

根据HGT21630-1990，取B型补强管DN=200，，质量m=6.6kg/100mm
为方便计算，管程进出口的接管取为一样。

表3-4的数据来源于中华人民共和国工业和信息化部发布的《HGT20592-2009钢制法兰》，2009，第64页

折流板的数据来源于《GB151-1999管壳式换热器》第74页

3.4.7 接管法兰
采用板式平焊法兰，法兰选择如下：
法兰的选型数据表3-4
参数
壳程接管DN=50
管程接管DN=200
壳程接管DN=250
法兰外径
140mm
320mm
375mm
螺栓孔中心圆直径
110mm
280mm
335mm
螺孔直径
14mm
18mm
18mm
法兰厚度C
16mm
22mm
24mm
法兰内径
61.5mm
222mm
276mm
螺栓
4XM12
8XM16
12XM16
3.4.8 管箱长度
现有管箱的计算公式：
L=L2+H+250=750mm
（为接管位置尺寸，H为封头高度，250为焊点和开孔点的最小距离）
3.4.9 折流板
用弓形折流板，取折流板间距200mm，则折流板数为：6000/200-1=29,切口尺寸取h/D=0.25（切口高度与直径之比）则h=250mm
折流板外径
折流板厚度与壳体直径及折流板间距有关，查表得最小厚度为4mm，取厚度6mm

分程隔板的数据来源于

表3-5的数据来源于钱颂文主编《换热器设计手册》，北京，化学工业出版社，2002，第203页

缓冲板的数据来源于《GB151-1999管壳式换热器》第78页

3.4.10 拉杆与定距管
换热管外径为19mm，选择拉杆