浮头式换热器毕业设计样本.doc

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摘 要
换热器是化工、 动力、 冶金、 能源、 航天等各种工程领域中普遍使用的基本设备, 虽然使用历史已久, 可是依然处于不断改进和发展之中。本换热器是用来实现焦化厂中的贫油和富油之间的热交换器, 从而实现贫油的热能再利用。考虑到工艺需求以及价格, 采用了浮头式换热器。换热器的设计能够分为工艺计算和机械设计两个部分, 在工艺设计部分, 根据给定的设计参数假设传热系数, 计算换热器的换热面积以及初步确定换热器型号、 换热管、 管程和壳程数、 折流板间距和数目以及内径等工艺尺寸, 然后进行热力核算和压力降核算, 确定面积裕度和换热器压力降均在合理范围之内, 否则, 要重新设定传热系数, 重复上述过程, 直至经过核算。机械设计部分分为两步, 第一步: 根据第一部分已设计出的工艺尺寸设计筒体、 管箱、 接管、 折流板以及各部分之间的连接等结构和尺寸; 第二步: 依据GB150、 GB151的规定进行强度校核, 其中主要包括对管板、 壳体与换热管进行的强度校核, 校核经过后根据所设计结构参数绘制图纸。经过复算与校核, 使所设计的换热器能够满足生产工艺的要求。

关键词: 浮头式换热器 工艺计算 机械设计 强度校核

目 录
绪 论 1
1 我国焦化厂粗苯生产技术生产现状 1

2 我国焦化厂粗苯生产技术发展趋势 2
1 换热器 3
1.1概述 3
1.2工作流体特性 3
1.3传热的一般概念 3
1.4 换热器的分类 3
1.4.1 根据传热方式分类 4
1.4.2根据生产中的使用目的分类 5
1.4.3详细分类 5
1.5几种换热器的特点及使用 6
1.5.1管壳式换热器 6
1.5.2 板式换热器 6
1.6换热器在化学工业中的应用 7
1.7选择换热器类型 8
2 焦化厂贫富油换热装置工艺计算 10
2.1主要设计参数及技术指标 10
2.2热力计算 10
2.2.1确定物性参数 10
2.2.2初步选定换热器类型以及尺寸 11
2.2.3估算换热面积 11
2.2.4初选换热器的型号 12
2.3热力核算 14
2.3.1传热系数的计算 14
2.3.2管外给热系数 16
2.3.3传热面积核算 17
2.4换热器的内压降核算 19
2.5换热器壁温计算 22
2.5.1 换热管壁温计算 22
2.5.2 圆筒壁温的计算 23
2.6换热器主要结构尺寸和计算结果 24
3 换热器结构设计与强度设计 25
3.1壳体与管箱厚度的确定 25
3.1.1壳体和管箱材料的选择 25
3.1.2圆筒壳体厚度的计算以及校核 25
3.1.3管箱厚度计算 26
3.2开孔补强计算 29
3.2.1壳体上的开孔补强 29
3.2.2前端管箱开孔补强计算 32
3.2.3外头盖开孔补强计算 35
3.3换热管 37
3.3.1 换热管的排列方式 37
3.3.2布管限定圆 38
3.3.3分程隔板形式选定 39
3.3.4排管 39
3.3.5换热管束的分程 41
3.3.6换热管与管板的连接 41
3.4法兰和垫片选型 41
3.4.1固定端的壳体法兰、管箱法兰及垫片 41
3.4.2 外头盖法兰、垫片与浮头垫片 43
3.4.3接管法兰形式与尺寸 44
3.5管板设计 46
3.5.1管板的选择 46
3.5.2管板与壳体的连接 52
3.6接管 52
3.6.1接管与筒体、管箱壳体的连接 52
3.6.2排气、排液管 53
3.6.3接管外伸长度 53
3.7接管位置的最小尺寸 53
3.7.1壳程接管位置的最小尺寸 53
3.7.2 管箱接管位置的最小尺寸 54
3.8折流板设计 55
3.8.1折流板的型式和尺寸 55
3.8.2折流板的排列 55
3.8.3折流板的布置 56
3.8.4折流板重量计算 56
3.9拉杆与定距杆 57
3.9.1拉杆的结构形式 57
3.9.2 拉杆的直径、数量及布置 58
3.9.3定距管 59
3.10防冲板 59
3.11保温层 60
3.12浮头盖计算 60
3.12.1管程压力作用下（内压）浮头盖的计算 62
3.12.2 壳程压力作用下（外压）浮头盖的计算 64
3.13钩圈 66
3.14鞍式支座选择 66
总 结 69
参考文献 70
专题论文 71
翻译部分 79
英文原文 79
中文翻译 89
致 谢 94

绪 论
本设计所涉及到的换热器是以焦化厂中粗苯工段的贫油和富油的热交换为目的的, 工艺背景是炼焦煤气中苯族烃的回收工段。
煤是中国重要的能源, 除了燃烧利用其热能外, 还能够经过综合加工利用, 生产各种化学产品。炼焦化学工业就是实现煤的综合利用的一种途径, 是一种非常重要的煤化工项目, 对炼焦煤气中的芳香烃加以提取再利用, 而芳香烃是一种重要的化工原料。因此, 煤的综合加工对合理利用中国煤炭资源, 提高经济收益具有重要的现实意义。良好的换热设备对提高粗苯工段效益有着非常重要的影响, 故选择合适的换热器至关重要。
1 中国焦化厂粗苯生产技术生产现状
近十多年来, 中国的焦炭总产量翻了一番还多, 1997年达到了历史最高峰的13902万t。从1993年起, 中国的焦炭产量已连续居世界第一位。中国历年来焦炭产量见表1。中国也是世界焦炭出口大国, 中国出口焦炭1520万t, 占世界焦炭出口总量2510万t的60％以上。
粗苯作为焦炭的副产品, 其生产、 市场变化与焦炭产业的发展息息相关。随着中国钢铁工业的快速发展, 焦炭生产也突飞猛进地快速发展。据统计, 中国焦炭总产量为1.41亿吨, 达到1.77亿吨, 同比增长25.8%; 达到2.25亿吨左右, 同比增长27%。中国焦炭产量的大幅增长为粗苯生产的发展提供了可靠的先决条件。
由于肥煤、 主焦煤等煤种的不同, 焦炭生产过程中的粗苯回收率也有所不同。焦化厂的规模、 所建化工产品回收装置技术水平的差异, 致使各厂家在炼焦中的粗苯回收率有所不同。一般情况下, 原有焦炭年产量100万吨的焦化厂粗苯回收量一般在1万吨左右, 新建焦炭年产最100万吨的焦化企业粗苯回收量为1.3万吨左右。总体来看, 大型焦化厂的粗苯收率在0.9％-1.3％。按照大型焦化厂的粗苯收率低限值计算, 中国焦炭生产1.77亿吨, 应回收粗苯159万吨左右。但由于中国小型焦化厂众多, 焦炭年产量20万吨以下的小型焦化厂大多数没有化工产品回收装置, 致使应该在焦炉气中回收的粗苯白白放空烧掉。按照上述60%的回收率数据估算, - 全国的粗苯产量分别为76万吨、 96万吨和122万吨。 、 中国粗苯产量同比增长都在26%以上, 和焦炭生产同步增长。上述粗苯产量主要集中在焦炭年产量在100万吨以上的31家大型焦化厂家。
由于粗苯是苯系家族的混合物, 不能单独使用, 需要深加工才能为客户最终消费。粗苯产品的这-特性决定了其市场出路主要是销售到下游精苯生产厂家, 只有少量产品进入溶剂、 农药生产厂家。当前国内对粗苯进行深加工制成纯苯的生产厂家主要分为两大类。一类是酸洗法生产纯苯, 另一类是采用苯加氢工艺生产纯苯。酸洗法生产投资少、 见效快, 生产装置易建设, 国内大多数精苯生产装置采用该生产工艺。可是, 酸洗法工艺生产的苯的纯度低, 而且不能有效分离甲苯、 二甲苯。苯加氢工艺则不同, 装置投资大、 建设周期长, 可是生产技术先进, 生产的苯纯度高, 与石油苯产品性能基本没有差异, 能实现与甲苯、 二甲苯等的有效分离, 代表了粗苯加工精制的发展方向。
当前中国酸洗工艺纯苯生产能力为88.5万吨/年, 但由于产品销路不畅, 企业开工率不高, 大部分企业以销定产, 装胃平均负荷不足50%。 中国酸洗工艺生产纯苯产量为55万吨, 消费粗苯70万吨左右。国内河南神马尼龙化工公司、 宝钢焦化公司、 石家庄焦化公司等企业是粗苯加氢生产纯苯工艺的代表, 消费粗苯25万吨, 随着新建项目的陆续投产, 预计将消费粗苯约35万吨。
  近年来, 由于国际石油市场价格价格不断上涨, 导致以石油为原料的石油苯与苯加氢生产的焦化苯原料成本差距加大, 苯加氢生产的焦化纯苯比石油苯的生产成本至少低1500元/吨, 高额利润吸引了市场对粗苯资源的重视, 外商从 起加大了对中国粗苯资源的战略性收购, 造成中国粗苯出口数量的不断增大。 出口量为1.50万吨, 达到1.95万吨, 进一步增加到6.57万吨。
2 中国焦化厂粗苯生产技术发展趋势
1、 产需逐年增长。
粗苯收率和全国焦化行业的回收率逐年提高。当前, 国家对焦化行业的宏观控制措施是: 坚决关停小炼焦、 土炼焦, 4m以下的炼焦炉限期停产关闭; 鼓励采用先进的炼焦工艺, 建设大型焦化厂; 强制焦化企业必须配套建设化工产品回收装置, 不能只焦不化, 实现环保达标排放, 在限期内不达标的予以关停; 提高焦化生产的准入门槛, 达不到规模化生产、 工艺落后的生产装置一律不准建设。在这一系列政策的指导下, 全国已关闭了1600余家小型焦化厂, 而大型焦化厂正在掀起新一轮的建设热潮, 山西、 山东、 安徽、 内蒙、 云南、 新疆等省都正在建设或计划建设年产200万t以上的大型焦化厂。这一批大型焦化厂全部配套建设化工产品回收装置, 而且粗苯收率相对较高。其中山东兖州国际焦化公司年产200万吨焦炭, 回收粗苯量达2.7万吨, 收率达到1.35％。随着大型焦化厂的陆续建成投产、 粗苯收率的提高以及全国焦化行业粗苯回收率的提高, 估计 焦化企业中粗苯回收比例会提高到70％以上。预计 粗苯产量将达到145万吨左右, 同比增长20%。
2、 粗苯深加工将向大型精苯生产装置逐转移。
国内小型粗苯深加工的精苯装置多采用酸洗法生产工艺, 不但无法实现多种化工产品的有效分离和环保达标排放, 而且产品质量低, 生产成本高, 销售价格上不去, 很难与大型精苯装置竞争。大型精苯装置采用苯加氢生产工艺, 能耗低、 成本低、 产品质量好、 销售价格高、 竞争能力强, 代表了当今粗苯深加工的发展方向。当前, 有实力的焦化企业或化工企业都在争取建设大型精苯装置, 如河南神马尼龙化工公司、 宝钢焦化公司、 石家庄焦化公司、 太原化工集团公司筹都在建设或计划建设10万吨/年以上的大型粗苯深加工的精苯装置。随着这些大型装置的建成投产, 粗苯深加工将向大型先进生产企业集中, 小型酸洗法的精苯装置将会逐步被淘汰。

1 换热器
1.1概述
在工程中, 将某种流体的热量以一定的传热方式传递给另一种流体的设备, 称为换热器。在换热器中, 至少有两种温度不同的流体参与传热。一种流体温度较高, 放出热量。另一种流体温度较低, 吸收热量。可是有的热交换器中也有多种温度不同的流体在其中传热的, 例如空分装置中的可逆式板翅式换热器。换热器作为一种利用能源与节约能源的有效设备, 在余热利用、 太阳能利用和地热能利用等方面起着重要的作用。
1.2工作流体特性
在换热器中参加传热过程的流体, 分别称为热流体和冷流体, 通称工作流体。虽然有很多场合, 工作流体的种类和参数已为工艺条件所确定, 可是也有许多场合是可有设计者进行选择和确定的。无论什么情况, 了解工作流体的特性, 都是非常重要的。一般而言, 对工作流体的基本要求是:
来源充分, 输送方便, 价格便宜, 能就近解决。
使换热器在给定的热负荷下所需的传热面积比较小。因而所用的流体应该是: 密度、 比热、 导热系数大; 在高温工作时的工作压力低; 在沸腾或冷凝过程中汽化潜热大。
1.3传热的一般概念
热量从高温度区移动的过程称为热量传递, 称为传热。热力学第二定律指出, 凡是有温差存在的地方, 就必然有热量传递, 故在几乎所有的工业部门, 如化工、 能源、 冶金、 机械、 建筑等都设计传热问题。特别是化学工业中, 因为化学生产中的很多过程和单元操作, 都需要进行加热和冷却, 而且化工设备的保温 生产过程中的热能合理利用以及废热的回收等都涉及传热问题。
一般化工生产中对传热过程的要求主要有一下两种情况: 其一是强化传热过程, 比如各种换热设备中的传热; 其二是削弱传热过程, 如对设备或管道的保温, 以减少热损失。
化工传热过程既能够连续进行, 也能够间歇进行。对于前者, 传热系统中能量不发生积累, 称为稳态传热, 稳态传热的特点是传热速率在任何时刻都为常数, 而且系统中个点的温度仅随位置变化而与时间无关; 对于后者, 传热系统中的各点温度既随位置又随时间而变化, 称为非稳态传热。
根据传热的机理不同, 热量传递有三种基本方式: 热传导、 对流和热辐射, 在实际传热过程中, 热量传递能够以一种方式进行, 也能够以两种或三种方式同时进行。
本次设计根据对流传热机理所设计, 即对流传热是指流体流过固体壁面( 流体温度和壁面温度不同) 时的传热过程称为对流传热。
1.4 换热器的分类
换热器的类型随着工业发展而扩大, 早期的换热设备由于制造工艺和科学水平的限制, 多有结构简单、 换热面积小和体积较大等特征, 如夹套式和蛇管式等。后来, 由于制造工艺的发展, 提出了一种管壳式的换热器。这种换热器的特点是单位体积设备所能提供的换热面积要大得多, 传热效果也好。它成为长期以来在化工生产中所使用的典型的换热设备。本世纪二十年代, 开始出现板式换热器, 并应用于食品工业。三十年代初, 瑞典首次制成螺旋板换热器。用于航空发动机的散热器。上述这些新型的高效式换热器还存在一定的问题, 六十年代左右, 由于制造工艺上得到进一步的完善, 这些类型的换热器重新又获得发展, 在化工生产中应用也愈加广泛。随着近代科技的发展( 如高温高压、 高速、 低温、 超低温) 等, 又促使了高强度、 高效率的紧凑换热器层出不穷。虽然如此, 所有的换热器依然能够按照它们的一些共同特征来加以区分。
按照用途来分: 有预热器( 或加热器) 、 冷却器、 蒸发器等等。
按照制造换热器的材料来分: 有金属的、 陶瓷的、 塑料的、 石墨的、 玻璃的等等。
按照温度状况来分, 有: 温度工况稳定的换热器, 热流大小以及在指定热交换区内的温度不随时间而变; 温度工况不稳定的换热器; 传热面上的热流和温度都随时间改变。
按照热流体和冷流体的流动方向来分, 有:
顺流式( 或并流式) : 两种流体平行的向着同一方向流动。
逆流式: 两种流体也是平行流动, 可是它们的流动方向相反。
错流式( 或叉流式) : 两种流体的流动方向互相垂直交叉, 当交叉次数在四次以上时, 能够根据两种流体流向的总趋势将其看成逆流或顺流。
混流式: 两种流体在流动过程中既有顺流部分, 又有逆流部分。
1.4.1 根据传热方式分类
在化工生产中, 由于用途、 工作条件和载热体的特性等的不同, 对换热器提出了不同的要求, 出现了各种不同形式和结构的换热器。以下可将换热器按下列方式进行分类:
直接传热式换热器
一种不需传热壁面,由冷流体与热流体直接接触进行换热的操作过程的换热器,此类换热器常见于工业生产中。这种换热方式的优点是设备结构简单, 传热效率高。可是直接接触式换热的机理比较复杂, 在进行传热的同时往往伴随着传质的过程。
间壁传热式换热器
在化工生产中经常遇到的是冷、 热流体不允许混合的换热问题, 此时常常将冷、 热流体用固体壁面隔开, 使二者互不接触, 热量由热流体经过壁面传给冷流体, 冷、 热流体经过管子、 板等壁面进行热量交换的传热操作过程的换热器,是最普通的也最常见的换热器冷、 热流体都是流体,能够是空气、 烟气、 蒸汽、 水。这是本文重点进行讨论的换热器类型。如图1.1:

图1.1
蓄热式换热器
蓄热式换热器是在蓄热器中实现热交换的一种换热方式。蓄热器内装有固体填充物( 如耐火砖等) , 冷、 热流体交替流过蓄热器, 利用固体填充物来积蓄和释放热量, 从而达到换热的目的。一般在生产中采用两个并联的蓄热器交替使用。其缺点是设备体积庞大, 且不能完全避免两种流体的混合, 因此这种换热器的使用范围有限。它属于间歇传热,在废热再生器中是切实可行有效的回收废热的方式,常被用于回收燃烧气体的废热以及蒸汽等用量不均时作为调节手段。
1.4.2根据生产中的使用目的分类
能够分为冷却器、 加热器、 冷凝器、 汽化器等。
1.4.3详细分类
按结构分类: 浮头式换热器、 固定管板式换热器、 双壳程换热器、 单套管式换热器、 多套管式换热器、 外导流筒式换热器、 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。
按管板的形状分类: 螺旋板式换热器、 板式换热器、 板翅式换热器、 板壳式换热器、 板式蒸发器、 板式冷凝器、 印刷电路板式换热器、 穿孔板式换热器。
按密封形式分类: 此类换热器多用于高温、 高压的装置中, 主要类型有螺旋锁紧环式换热器、 薄膜密封型换热器、 钢垫圈型换热器、 密封盖板式换热器。
按强化传热原件分类: 螺纹管换热器、 波纹管式换热器、 异形管换热器、 表面多孔管式换热器、 螺旋扁管式换热器、 螺旋槽管式换热器、 环槽管式换热器、 纵槽管式换热器、 翅管式换热器、 螺旋绕管式换热器、 T型翅片管式换热器、 新结构高效换热器、 内插物换热器、 锯齿管换热器。
空冷式换热器分类: 干式换热器、 湿式换热器、 干湿联合式换热器、 电站换热器、 表面蒸发式换热器、 板式换热器、 能量回收换热器、 自然对流换热器、 高压空冷器。
折流杆换热器结构与浮头式换热器、 U形管式换热器和固定管板式换热器基本相同, 其差别是将折流板用折流环所取代, 流体流过折流杆时形成卡曼漩涡, 来实现湍流而强化传热。
外导流筒换热器结构与浮头式换热器基本相同, 所不同的是壳程进出口接管与导流筒不同。在进出口处增大壳体直径, 使流体流动改变, 并使传热管能够排满整个壳体, 从而使旁路泄露和进出口死区减少, 效率增加, 压降减少。
1.5几种换热器的特点及使用
在实际设计选型中,往往是已知高温流体与低温流体的两侧进出口温度,在做工艺设计选型时,需要考虑的是在尽可能小的换热面积下,有尽可能大的换热速率,以及较低的设备造价及施工费。另外,在操作运行及维护、 清洗较方便的前提下考虑换热器的设计选型。
1.5.1管壳式换热器
管壳式换热器是最常见的普通结构,它包括:固定管板式换热器、 U 型管壳式换热器、 带膨胀节式换热器、 浮头式换热器、 分段式换热器、 套管式换热器等。
固定管板式换热器具有结构简单、 重量轻、 造价低等优点; 缺点就是由于热膨胀而引起管子拉弯。U型管壳式换热器就是克服此缺点将管子做成”U”型,一端固定, 另一端活动,使得换热器不受膨胀的影响,结构较简单,重量轻,其缺点是不能机械清洗、 管子不便拆换、 单位容量及单位质量的传热量低,适用于温差大、 管内流体介质比较干净的场合。
带膨胀节式换热器可解决膨胀问题,用膨胀接头的结构,故适用温差大的流体和高压流体,因为可将接头拆下来进行清洗,因此可处理易结垢流体,而对低压气体则不适宜,但其缺点就是制造复杂。
浮头式管壳换热器,其浮头不与外壳相连,可自由伸缩,这样既解决了热膨胀的问题,也方便清洗,检修时可将管芯抽出即可。
对于固定管板、 列管、 套管式换热器每一外壳容积为1m³时,其传热面积约为30-40㎡。对U 型管壳式换热器、 浮头式换热器每一外壳容积为1m³时,其传热面积为70㎡左右。
1.5.2 板式换热器
由于板式换热器的传热面上能够压出凹凸形排液槽,在较低的雷诺数条件下既可出现紊流状态,故换热系数较高,一般可达3000-5000K/㎡·h·℃,与同样流速下的管壳式换热器相比,此值约为管壳式换热器的传热系数的3-5倍,虽然,这时板式换热器的阻力会大一些,如在同样耗功的条件下相比,则板式换热器的放热系数比管壳式的高一倍左右。 
由于板式换热器的结构紧凑、 空隙小、 因而单位体积的传热面积增大,其安装面积约为管壳式的1/2-1/3,可节省占地面积与施工费用,每一外壳容积为1m³时,其传热面积为80㎡左右,另外,板式换热器容易增减换热面积,对于管壳式换热器在需要增加液体的处理量时,原有热交换器的传热面积几乎不可能增加,但板式换热器的传热面积却很容易增加,从而增加处理能力,另外,板式换热器只有传热板的外壳板暴露在大气中,因此,散热损失可忽略不计,也不需保温措施。 
板式换热器在运行维护方面的特点之一就是装拆比较方便,甚至能够不必完全拆开,仅把压紧螺栓松开就可抽出板片清洗、 更换垫圈,以至更换板片。这对于换热介质容易产生沉积的物料就显得尤为重要。 
允许用的温度和压力方面:用于板式换热器靠每两板片之间的垫圈,来防止物料泄漏,因而它的密封周边的总长非常长,防止垫圈泄漏是板式换热器的一个重要环节,垫圈能承受。
1.6换热器在化学工业中的应用
在工业生产中, 为了实现物料之间热量传递过程的一种设备, 统称为换热器。它是化工、 炼油、 动力、 原子能和其它许多工业部门广泛应用的一种通用工艺设备。对于迅速发展的化工、 炼油等工业生产来说, 换热器尤为重要。一般在化工生产的建设中, 换热器约占总投资的10～20%。
在化工生产中, 为了工艺流程的需要, 往往进行着各种不同的换热过程: 如加热、 冷却、 蒸发和冷凝等。换热器就是用来进行这些传递过程的设备, 经过这种设备, 以便使热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体, 以满足工艺上的需要。换热器随着使用目的的不同, 能够把它分成为: 热交换器、 加热器、 冷却器、 冷凝器、 蒸发器和再沸器等。由于使用的条件不同, 换热设备又有各样的形式和结构。另外, 在化工生产中有时换热器作为一个单独的化工设备, 有时则把它作为某一工艺设备中的组成部分, 如氨合成塔中的下部热交换器、 精馏塔底部的再沸器和顶部的回流冷凝器或分凝器等。其它如回收排放出去的高温气体中的废热所用的废热锅炉, 有时在生产中也是不可缺少的。总之, 换热器在化工生产中的应用是十分广泛的, 任何化工生产工艺几乎都离不开它。
在换热设备中, 应用最广泛的是管壳式换热器。当前这种换热器被当作为一种传统的标准换热器, 在许多工业部门中被大量地使用。特别在化工生产中, 无论是国内还是国外, 它在所有的换热设备中, 仍占主导地位。同时在近代的许多化工生产中, 如裂解、 合成及聚合等, 大都要求在高温和高压下进行。如高压聚乙烯要求操作压力高达250MPa左右, 新”德士古”制氢法要求操作温度在750～1500范围。这些条件下, 要进行热交换是很不容易的, 特别在有腐蚀存在的情况下, 实现热交换更是困难。而管壳式结构, 它具有选材范围广, 换热表面清洗较方便, 适应性强, 处理能力大, 能承受高温和高压等特点。因此, 能不断扩大它的使用范围。由于现代化工厂的生产规模日益增大, 换热设备也相应向大型化方向发展, 以降低动力消耗, 减少占地面积和金属消耗。管壳式结构的换热器也能满足这一要求。
近十余年来, 另一种高效、 紧凑式的新型换热设备之一, 即板式换热器, 已发展成为一种重要的化工设备。虽然当前它还处于发展阶段, 但它在化工和石油化工生产中已推广应用。它适用的介质相当广泛, 从水到高粘度的非牛顿型液体, 从含有小直径固体颗粒的物料到含有纤维的物料, 均可处理。从生产工艺上说, 它能够用作液体的加热、 冷却 冷凝或蒸发, 单体的气提, 溶液的浓缩、 聚合、 脱气、 混合和乳胶的干燥等。
近年来, 由于铝及铝合金钎焊技术的发展和不断完善, 促使另一种高效、 紧凑式的新型换热器, 即板翅式换热器得到广泛的应用。虽然首先采用这种形式的换热器是为了满足飞机上中间冷却器的要求, 但由于它具有体积小, 质量轻, 效率高和适应的温度范围广等突出的优点, 从而在化工、 石油化工和其它许多工业部门中, 也得到了迅速地推广应用。现在, 板翅式换热器又成功地应用于天然气加工过程中, 如进料气冷却器、 部分冷凝器、 底部蒸发器和压缩机的中间冷却器等。其它在航空、 车辆和船舶等方面亦已开始推广应用。
当前螺旋板换热器在化工生产中的应用也日趋广泛。在磷酸生产流程中, 由于使用了这种形式的换热器, 在清洗时可不停车, 每次清洗只需切换磷酸和水的通道即可。螺旋板换热器在国内首先较普遍地用在小化肥生产中半水煤气的预热器和氨合成塔下部的换热器, 当前已逐步推广应用的到其它化工生产工艺中, 在很多焦化厂中已经开始普及用螺旋板式换热器来作为贫富油换热器了。
在化工生产过程中, 除了遇到高温、 高压、 高真空和深冷等一些操作条妥善地解决这个问题, 而提出和使用了一些新型材料的换热器。如玻璃、 石墨和聚四氟乙烯等非金属材料以及钛、 钽和锆等稀有金属材料制作的换热器, 以达到耐热, 耐压和防腐的效果。玻璃换热器应用于生产中, 当前还刚刚开始, 并已推广应用到制药工业中。石墨换热器已在许多国家中得到广泛地应用, 如用来处理盐酸、 硫酸等腐蚀性介质。另外, 还可用于化肥、 有机合成和农药等多种工业中。
在其它新型换热器的应用中, 值得提出的为热管。它是一种新型的传热元件, 在六十年代中才开始应用于宇宙航行, 但当前它的发展已日趋完善, 且逐步推广应用于其它工业部门。它能利用小的表面积传递大的热量, 因此它能充分体现换热器的一种优良的设计。
在化工生产中所使用的换热器种类和形式很多的, 但完善的换热设备至少应满足下列几种因素:
1.保证达到工艺所规定的换热条件;
2.强度足够及结构可靠;
3.便于制造、 安装和检修;
4.经济上要合理。
1.7选择换热器类型
当前很多焦化厂所使用的贫富油换热器主要有管壳式换热器和板式换热器, 管壳式换热器主要用的是浮头式换热器, 因为贫富油的温差相对比较大, 而压力不是很高, 使用浮头式换热器能很好的消除温差应力。传统的焦化厂均使用浮头式换热器。
近些年, 随着板式换热器技术的改进, 很多板式换热器表现出她优良的性能, 焦化厂中的贫富油换热器当前主流的是螺旋板式换热器。
螺旋板式换热器主要由螺旋板、 接管、 密封板组成, 结构简单, 材料利用率高, 结构上分可拆式螺旋板和不可拆式螺旋板二种, 流量在Re>500时可连湍流状态, 因此比管壳式换热器传热效率高1倍以上。
一、 优点
1、 能够做到全逆流流动, 传热效率高, 比管壳式换热器高1倍以上;
2、 结构紧凑, 单位体积传热面积180㎡/  ;
  3、 结构可靠;
4、 不易污塞;
5、 成本低;
6、 适用温度t≤300℃,压力一般不大于2.5Mpa;
7、 螺旋板式换热器适用于化工、 较轻介质场合。
二、 缺点     
1、 焊缝较长, 易泄漏, 易产生压力腐蚀;
2、 易结垢场合严禁使用。
鉴于焦化厂环境恶劣, 而贫油中的低凝固点的成分很容易结垢, 而浮头式换热器便于清理污垢, 而我选择的设计压力又比较大, 如果用螺旋板式换热器, 焊缝过长, 可能产生压力腐蚀, 并发生泄漏, 而且浮头式换热器在抵抗温差效应方面有较好的效果, 经过综合考虑, 我认为使用浮头式换热器利大于弊, 因此, 我选择浮头式换热器作为焦化厂的贫富油换热器。

2 焦化厂贫富油换热装置工艺计算
2.1主要设计参数及技术指标
本设计换热器为焦化厂年产150千吨贫油和富油的热交换装置, 其主要设计参数与技术指标如下:
1、 贫油流量: 17123.29kg/h
2、 贫油操作压力: 4.0Mpa
3、 贫油入口温度: 170℃; 出口温度: 110℃
4、 富油操作压力: 4.0Mpa
5、 富油入口温度: 70℃; 出口温度: 120℃
由以上所述可得到表2.1:
表2.1
介质
贫油
富油
入口温度
170℃
70℃
出口温度
110℃
120℃
压力
4.0Mpa
4.0Mpa
流量
17123.29 kg/h

2.2热力计算
2.2.1确定物性参数
定性温度:
定性温度能够取流体进出口的平均温度:
管程贫油的定性温度:
(2.1)
壳程富油的定性温度:
(2.2)
已知焦化厂贫油在140℃下的物性参数:

富油在85℃下的物性参数:

2.2.2初步选定换热器类型以及尺寸
初步确定使用浮头式换热器; 选用φ19×2的锰合金钢16; 虽然贫油在冷凝时容易结构, 可是由于连续处于高温环境, 故不易结垢, 因此选择贫油走管程, 富油走壳程; 初定管程流速为0.4m/s, 设计压力为4.0Mpa; 壳程的设计压力为4.0Mpa。
2.2.3估算换热面积
(1)贫油产生的热流量( 忽略热损失) :

(2) 富油流量:

(3)平均传热温差:
( 2.3)
( 4) 温差校正系数:
( 2.4)

由《化工原理》p235查得: , 取单壳程, 得到平均传热温度:
℃ ( 2.5)
( 5) 根据《炼焦化学产品回收与加工》取得经验值K=340W/():
估算传热面积为:
(2.6)
2.2.4初选换热器的型号
取贫油流速为:
=0.4m/s,
根据《过程设备设计》P257选择换热管的尺寸。采用小的管径, 能够使单位体积的传热面积增大、 结构紧凑、 金属消耗量减少、 传热系数提高。据估算, 将同直径换热器的换热管由改为, 其传热面积能够增加40%左右, 节约金属20%以上。虽然小管径的流体阻力大, 不便清洗, 容易结垢堵塞, 可是由于换热器的管程介质在高温下不易结垢, 故选择小管径, 以提高换热效率, 选择的换热管。
根据《化工工程师技术全书》, 采用正三角形排管方式, 对于的换热管采用管心距:
( 2.7)
取单管程:
管数:
根 ( 2.8)
管长:
( 2.9)
由于管长太长, 容易堵塞、 弯曲、 且换热器外形太细长, 需要用多管程。根据《换热器设计手册》, 取单程管长为l=3m,则管程数为:

取管程数为4, 换热管数约为:

鉴于采用多管程设计, 计算中心排管数:

取Nc=18根
估算壳体直径
取=0.6, 壳体直径:
( 2.10)
根据《化工设备设计》圆整后: D=600mm
折流板:
采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％, 则切去的圆缺高度h为:

折流板间距B为:

折流板数目为:

取
折流板圆缺面水平装配。
计算接管尺寸:
取富油的流速为: , 对于壳程而言, 管内径:

根据《过程装备成套技术》管的公称直径选择=80mm
对于管程而言:

根据《过程装备成套技术》管的公称直径选择:

2.3热力核算
2.3.1传热系数的计算
以外表面为基准的传热系数的计算公式:
( 2.11)
其中:
( 1) 管程传热膜系数:

( 2) 管程流体流通截面积:

( 3) 管程的实际流速:

故初选型号时所选取的贫油流速过高, 重新选定:
取=0.2 m/s, 则单程管数为:

单程管长:

每程管长为: l=3.5m, 则管程数为:

管数为 110根
由于总管数没有变动, 因此, 壳体直径D=600mm。
折流板的圆缺高度: h=150mm
折流板间距:

折流板数目=6块
壳程的接管直径不变: =80mm
管程的接管直径:

根据《过程装备成套技术》选=200mm
管内雷诺数:
( 2.12)
, 苯-甲苯的流动状态为过渡流, 计算管程给热系数时, 要先按照湍流时的公式进行计算, 再乘以校正系数, 得到实际的给热系数。
校正系数为:
( 2.13)
管内的普朗特常数为:

按照湍流情况下的计算公式来计算关内的给热系数:
( 2.14)
则管内的实际给热系数为:

2.3.2管外给热系数
壳程的当量直径:

管间截面积:

管外流速:

管外雷诺数为:

管外普朗特准数:

管外给热系数:

2.3.3传热面积核算
1、 污垢热阻/管壁热阻:
管外侧的污垢热阻系数为: ·K/W
管内侧的污垢热阻系数为: ·K/W
已知选用的换热管, 故已知管壁厚为: b0.002m
选用的换热管材料是16Mn, 已知16Mn的热导率为: 21.8W/m·K
因此, 实际的传热系数为:
=

2、 传热面积校核:
( 2.15)

因此, 与设计要求不符合, 重新选定K的经验值, 重新计算。
3、 重新计算壳体直径:
取K=150 W/(), 则估算换热面积值为:

单程管数n不变: n=54.22根
管长:

单程管长设为: l=4m, 则所需要的管程数为:

换热管总数大约为:

取四根备用换热管, 以防止其中几根换热管发生堵塞后, 仍能正常工作。
估算壳体直径D:

取与之相近的壳体公称直径: D=800mm
相应的折流板圆缺高度为: h=0.25D=200mm
相应的折流板间距为: B=0.8D=0.8=640mm, 取标准间距B=600mm。
对应的折流板数为:

4、 传热面积重新校核:

因此, 估算面积符合高于设计要求, 可行。
2.4换热器的内压降核算
(1)管程流动阻力
(2.16)
其中, 结垢校正因数;
串联的壳程数, ;
管程数, ;

,
分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降,Pa
根据《换热器》可知
( 2.17)
因此, 能够计算
( 2.18)
=

=2.4
由于采用多管程设计, 根据《热交换管专用设备》能够知道, 局部阻力系数:
ζ=3-4,
, 分别为直管和回弯管中因摩擦阻力而引起的压力降, 取管壁粗糙度为=0.2mm, 传热管的相对粗糙度=0.2/15=0.013,已知=4003, 由《换热器设计》λ-Re关系图中能够查得:
λ=0.011, 取ζ=3, 因此:

根据《换热器设计》在1Pa之间, 因此, 管程流动阻力在允许范围之内。
( 2) 壳程流动阻力:
( 2.19)
采用正三角形排管方式, 此时Fs=0.5, Ns=1; 则能够求得:

其中:
——流体横过管束的压降, Pa;
——流体横过折流板缺口的压降, Pa;
F——管子的排列方法对压降的校正系数。正三角形排列是取F=0.5, 正方形排列时取F=0.3, 组合排列时取F=0.4。
——壳程流体的摩擦系数, 当Re>500时:

Nc——横过管束中心线的管子数; 采用多管