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1、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
2、 =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．
3、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
4、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℃
5、 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
6、 = 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
7、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
8、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
9、 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
10、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
11、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
12、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
13、)/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，
14、 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
15、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
16、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。
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