换热器乙醇冷凝器设计书

1 换热器乙醇冷凝器设计书 一、主要内容及基本要求 （一）设计原始资料 1 设备类型：精馏塔顶产品全凝器 2 操作条件： （ 1）产品：乙醇纯度 95%，其它为水（质量分数，下同），常压饱和温度下冷凝； （ 2）冷却介质：井水，入口压强 口温度 30 ，出口温度 40 ； （ 3）允许压强降：不大于 30 （ 4）换热器损失的热负荷：以总传热量的 3%计； （ 5）生产地区为湖南岳阳，每年按 330 天计算，每天 24 小时连续运行。 （二）设计任务及要求 1 设计方案的选择及流程说明 根据任务设计书的要求，确定设计方案和工艺流程。 2工艺设计计算 选择适宜的换热器并进行核算，主要包括物料衡算和热量衡算、热负荷及传热面积的确定、换热器概略尺寸的确定、总传热系数的校核等。（注明公式及数据来源） 3结构设计计算 选择适宜的结 构方案，进行必要的结构设计计算。主要包括管程和壳程分程、换热管尺寸确定、换热管的布置 、管板形式及连接方式、管板与壳体的链接、折流板的设置、封头与壳程接管、壳体直径及厚度等。（注明公式及数据来源） 4辅助设备的选型与计算 流体阻力的计算及其输送机械的选择。 5绘制工艺流程图、换热器的装配图 绘制工艺流程图一张、换热器装配图一张（一主视图、一俯视图、一剖面图及两个局部放大图；设备技术要求、主要参数、接管表、 部件明细表、标题栏）。图纸手工或 制均可，图号大小视情况而定。 6编写设计说明书 设计说明书的撰写应符合规范与要求。 2 二 、进度安排 序号 各阶段完成的内容 完成时间 1 设计动员、搜集阅读资料、拟定设计方案 12 月 10 日 17 日 2 设计计算、绘制设计图纸 12 月 18 日 31 日 3 撰写设计说明书 1 月 1 日 16 日 4 设计小结及答辩 1 月 7 日 三、应收集的资料及主要参考文献 （ 1）上海医药设计院化工工艺设计手册（上、下）（ M）北京：化学工业出版社，1989 （ 2）刘福华，林慧珠工程制图（ M）北京： 石油化工出版社， 2009 （ 3）柴诚敬化工原理（ M）北京：高等教育出版社， 2009 （ 4）陈敏恒，丛德滋，方图南等化工原理（第三版）（ M） 北京：化工工业出版社，2006 （ 5）贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）（ M）天津：天津大学出版社， 2002 （ 6）申迎华，郝晓刚化工原理课程设计（ M）北京：化工工 业出版社， 2009 （ 7）时钧，汪家鼎，余国琮等化学工程手册（ M） 北京：化学工业出版社， 1996 （ 8）钱颂文 . 热交换设计手册（ M），北京：化学工业出版社， 2002. （ 9）卢焕章等 . 石油化工基础数据手册（ M），北京：化学工业出版社， 2002. （ 10）化工设备手册编辑委员会 . 化工设备图册（ M），北京：化学工业部设备设计技术中心站， 1998. 3 第 二 章 概述与设计方案 的选择 1、概述 热器简介 换热器就是用于存在温度差的流体间的热交换设备，换热器中至少有两种流体，温度较高则放出热量，反之则吸收热量。 工艺流体之间的热量传递是大多数化工过程中的一个重要组成部分，在化工过程和有关工业中使用换热器的主要类型如下：（ 1）套管式换热器：最简单的类型，用于冷却和加热；（ 2）列管式换热器：用于各 种用途；（ 3）板框式换热器（板式换热器）：用于 4 加热及冷却；（ 4）空气冷却器：用于冷却和冷凝；（ 5）直接接触式冷却器：冷却和急冷。 列管式和板式，各有优点，列管式是一种传统的换热器，广泛应用于化工、石油、能源等设备 ;板式则以其高效、紧凑的特点大量应用于工业当中。 其中列管式 换热器 又可以分为固定板式换热器、浮头式换热器、填料函式换热器、 U 型管式换热器、 釜式换热器。 热器的 种类及 特点 管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备，它具有结构简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗 方便，适应性强等优点，应用最为广泛。管壳式换热器根据结构特点分为以下几种： （ 1） 固定管板式换热器 固定管板式换热器 它由壳体、管束、封头、管板、折流挡板、接管等部件组成。其结构特点是， 两端的管板与壳体连在一起， 管束两端固定在管板上， 这类换热器结构简单， 紧凑， 价格低廉， 每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便 ， 但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于 50 且壳方流体较清洁及不 易 结垢的物料。 带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体温差小于 70 且壳方流体压强不高于 600 双管程固定管板换热器 5 （ 2） 浮头式换热器 浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高。 （ 3） 填料涵式换热器 填料涵式换热器管束一端可以自由膨胀， 不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力 ， 与浮头式换热器相比，结构简单，造价低， 管束可从壳体内 抽出，管内、管间均能进行清洗，维修方便。 但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃，易爆的流体。 且填料函耐压不高，一般 小于 填料函式换热器适用于管、壳壁温差较大或介质易结垢，需经常清理且压力不高的场合 。 带膨胀节的固定管板换热器 6 填料函式换热器 （ 4） U 型管式换热器 热管为 管子两端固定在同一管板上。 管束可以自由伸缩，当壳体与 U 型换热管有温差时，不会产生温差应力。 其优点是结构简单，管间清洗方便，但管内清洗比较困难， 利用 率较低 ， 壳程易短路 ， 报废率较高 。因而 U 型管式换热器适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢，而管程介质清洁不易结垢以及高温、高压、腐蚀性强的场合。一般高温、高压、腐蚀性强的介质走管内，可使高压空间减小，密封易解决，并可节约材料和减少热损失。 蛇管式换热器是管式换热器中结构最简单，操作最方便的一种换热设备，通常按照换热方式不同，将蛇管式换热器分为沉浸式和喷淋式两类。 7 套管式换热器是由两 种不同直径的直管套在一起组成同心套管，其内管用 管与外管互相连接而成，其优点是结构简单，能耐高压，传热面积可根据需要增减，适当地选择管内、外径，可使流体的流速增大，两种流体呈逆流流动，有利于传热。此换热器适用于高温，高压及小流量流体间的换热。 2、设计方案 的选择 2 1 换热器型式的选择 8 在乙醇精馏过程中塔顶一般采用的换热器为列管式换热器，故初步选定在此次设计中的换热器为列管式换热器。 列管式换热器的型式主要依据 换热器管程与壳程流体的温度差来确定。 在乙醇精馏的过程中乙醇是在常压饱和温度下 冷凝， 进出口温度都为饱和温度 。 冷却介质为水，入口温度为 30 ，出口温度为 40 ，两流体的温度差不是很大，再根据概述中各种类型的换热器的叙述 ， 综合 以上可以选用固定管板式换热器 。 2 2 流体流动空间的选择 在列管式换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流体流经壳程，取决于多种因素。 不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。 腐蚀性的流体宜走管程，以免时管子和壳体同被腐蚀，且管程便于检修与更换。 压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。 被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外的 散热作用，增强冷却效果。 饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗 有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。 流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变，在低 00）下即可达到湍流，以提高传热系数。 若两流体温差较大， 宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与 大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。 综合以上的选择原则可以确定水走管程，乙醇走壳程比较适宜。 2 3 流体流速的选择 流体流速的选择 涉及到传热系数、流 动阻力及换热器结构等方 面。 增大流速，可加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。因此，一般需通过多方面权衡选择适宜的流速。表 1至表 3列出了常用的流速范围，可供设计时参考。选择流速时，应尽可能避免在层流下流动 。 表 1 管壳式换热器中常用的流速范围 9 流体的种类 一般流体 易结垢液体 气体 流速， m/s 管程 30 壳程 15 表 2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速 液体粘度，s 1500 1500 500 500 100 100 35 35 1 1 最大流速， m/s 3 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度 液体名称 乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮 安全允许速度，m/s 1 2 3 10 由于使用的冷却介质 是井水，比较容易结垢，乙醇则不易结垢。 水和乙醇的粘度都较小，参考以上三个表格数据可以初步选定管程流速为 s，壳程流速为 7m/s。 2 4 流体出口温度的确定 冷却介质水的入口温度 30 ，出口温度为 40 ， 故，可以求得 水的定性温度 为 ：( 3 0 4 0 ) / 2 3 5 热流体乙醇 在饱和温度下冷凝，故可以确定入口温度和出口温度相同， 故乙醇的定性温度 。 2 5 管程数和壳程数的确定 10 当换热器的换热面积较大而管子又不能很长时，就得排列较多的管子 ，为了提高流体在管内的 流速， 需将管束分程。但是程数过多，导致管程流动阻力加大，动力能耗增大，同时多程会使平均温差下降，设计时应权衡考虑。管壳式换热器系列标准中管程数有 1、 2、 4、 6 四种。采用多程时，通常应使每程的管子数相等。 管程数 N=u/v 式中 u 管程内流体的适宜流速； V 管程内流体的实际流速。 第 三 章 工艺设计计算 11 1 确定物性数据 水的定性温度为 ( 3 0 4 0 ) / 2 3 5 ，乙醇的定性温度为 两流体在定 性温度下的物性数据 物性 流体 C温度3/度 黏度）（比热容）（导热系数 / 乙醇 43 35 994 热负荷 及传热面积的确定 1、计算热负荷 冷凝量12626Kg/h=s 乙醇气化和冷凝是相反的过程，查得乙醇气化潜热 63g 故知 乙醇的冷凝潜热 r=863g 热负荷 Q=1863= 2、计算冷却水用量 换热器损失的热负荷：以总传热量的 3%计； 则损失的热负荷量 %Q=据热量衡算 可以求得水带走的热量为 可得 的流量可由热量衡算求得 ,即 22/(40s 3、计算有效平均温度差： 逆流温差 07 8 . 2 逆取经验传热系数 根 据管程走循环水，壳程走乙醇，总传热系数 K 5、估算换热面积 12 23 ，逆mp 3 换热器概略尺寸的确定 1、 管径和管内流速 选用 25 高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 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 94/根） 按单程管计算，所需的传热管长度为 L= 17 . 05 按单程管设计，传热管 适中 ， 可以用单 管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长 l=6m， 则该换热器的管程数为 N=250 1=250(根） 3、 平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数有 : R=0 P= 040 单壳程， 单 管程结构，查得 t平均传热温差 4 3 4 3 1 塑 由于平均传热温差校正系数大于 时壳程流体流量较大，故取单壳程合适 。 4、壳体内径 则横过管数中心线管的根数 ） 在计算壳体内径时可用公式： D=t )1( ： 13 D=32（ 18+50=594卷制壳体的进级档，可取 D=600式 固定管板式换热器的规格如下： 公称直径 D 600称换热面积 S 程数 1 管数 n 250 管长 L 6m 管子直径 管子排列方式正三角形 5、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 20%，则切去的圆缺高度为h=00=120 取折流板间距 B= B=00=180取 B=200 折流板数 N=传热管长 /折流板间距 000/2009（块） 4 面积与总传热系数 核算 1、壳程表面传热系数 3131322o* ）（ 9 600/126264(4(1311* 327)/()( 31322331312213*0 管内表面传热系数 14 有公式： d 管程流体流通截面积 0 7 （ 2m 管程流体流速 0 . 94/2 4 7 4 7)9940 . 3 C).(/4 4 19 . 2 74 3、 污垢热阻和管壁热阻 管外侧污垢热阻 W/ 20 0 2 下水和河水的性质相近，井水的污垢热阻可取河水值。 所以 管内侧污垢热阻 W/ 0 2 2 钢在该条件下的热导率为 m K)。所以 0 00 0 . 2 90 02 4、传热系数 K 依传热系数公式 C)(/(15、传热面积裕度 15 可得所计算传热面积 ： 23 00 2 ）（该换热器的面积裕度为 % 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 1、计算管程压降 1 （） 取碳钢的管壁粗糙度为 而 24747i，于是 0 72 对 的管子有 1,1, 30 , 管程压降在允许范围之内。 2、 计算壳程压降 16 按式计算 ( , 112)1(2 F=2251( 壳程流体流速及其雷诺数分别为： 取 3576000 气气 8 N (29+1)2 =8587体流过折流板缺口的阻力 2) , B= D= 3 7 42 (292 阻力 374=169610于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。 第 四 章 换热器结构设计 17 1、 采用卧式换热器 卧式换热器相对立式换热器，其占地面积虽然大一些，但其传热系数高不易积气，易于安装和维修等 。 为了减少液膜在列管上的包角及液膜的厚度，管板在装配时留有 1%左右的坡度，或者将其轴线与设备水平线偏转一定的角度 。 其计算公式为： 52)30s td o得： r c s 2、 随蒸汽冷凝，流通截面积逐渐缩小，以保持蒸汽的流速。 3、 冷凝器的组合方式：单台。 4、 冷凝器内部安装折流板 在对流传热的换热器中，为了加强壳层流动的速度和湍流程度，以提高传热效率，再在壳层内可安置折流板，折流板还起支撑 的作用。 5、 通入蒸汽前要用一排气管排出里面的空气和不凝气，但传热冷凝过程中必须关闭。 1、 采用光滑管 光滑管结构简单，制造容易。缺点是它强化传热的性能不足。为了提高换热器的传热系数，可采用结构形式多样化的管子，如异性管，翅片管，螺纹管等。 2、 选用 的管子。 3、 管长 我国生产的无缝钢管长度一般为 6m，故系列中换热管的长度分为 ,3, 米几种， 本设计中采用 6米长的管子。 4、 管子的排列形式 管子的排列方法常用 的有正三角形直列，正三角形错列，正方形直列和正方形错列。 18 a b c 正三 角形排列比较紧凑，在一定的壳径内可排列较多的管 子，且传热效果好， 但管外清洗较为困难。而正方形排列，管外清洗方便，适用于壳程中的流体易结垢的情况，其传热效果较正三角形差些。以上排列方式中最常用的是正三角形错列，用于壳侧流体清洁，不易结垢，后者壳侧污垢可以用化学处理掉的场合。 本设计中采用正三角形错列的排列方式，而在隔板两侧采用正方形直列。 5、 管数 标准管数为 250根。 2 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。 根据经验公式： 隔板中心到离其最近一排管中心距离 S=t/2+6=32/2+6=22 各程相邻管的管心距为 4。 1、 管板的作用：固定作为传热面的管束，并作 为换热器两端的间壁，将管程流体分隔开来。 2、 管板上的管孔数：即为壳体中的传热系数（包括圆缺形板区安置的）。 3、 管板上的孔间距不宜过大，避免布管疏松，不利传热；也不宜过小，避免焊接时 19 引起较大的应力，影响焊接质量，另外也不利于清扫壳程管束。 4、 管板与壳体连接采用不可拆式，即直接焊在壳体上，稍微延伸，兼作法兰，便于对胀口进行检查和维修以及清洗管子。 5、 管板直径与厚度 管板与壳体直径应保持一致。 管板厚度与材料强度，介质压力，温度和压差，温差以及管子和外壳的固定方式和受力因素 有关。对于管子与管板胀接时，为保证胀接的可靠性，子与管板焊接时，由于焊接可以达到甚至超过 管子本身的强度，只要管子强度足够，管子厚度可不受限制，而由焊接工艺及焊接变形等要求来确定。 本设计中选用由于管子与管板采用 ，但焊接式，故取 。 6、 管子在管班上的固定方法，必须保证管子和管板连接牢固，不会在连接处产生泄漏。连接方式一般有三种：胀接法，焊接法，胀焊并用法；一般采用的事胀接法和焊接法。由于焊接法在高温高压下仍能使用，保持连接的紧密性，管孔加工要求低节约空的加工工时，同时焊接工艺比胀接工艺简单等优点，故本设计中采用焊接法。根据标准规定，管子外径为 25板孔的直径为 许偏差 ；相邻孔中心距 32孔中心距偏 差：相邻孔间 ，任意孔间 ；支撑板孔直径 许偏差 。 管子露出管板的长度 2l ， 采用 1、 采用圆缺形性折流板。 2、 圆缺形折流板在卧式换热器中的排列分为圆缺上下方向和圆缺左右方向两种。上下方向排列者可造成液体的剧烈湍动，增大传热膜系数，这种结构最为常用。故本设计中选用圆缺上下方向排列。 3、 圆缺折流板的圆缺高度一般为 10 %至 40%设计中采用 h=20%0% 60020 4、 允许折流板的间距与管径有关，取折流板间距 B= 20 则 B=60080 B 为 200 折流板数目 9210 折流板间距 传热管长折流板圆缺面水平装配 5、 折流板外径为 60095 6、 折流板厚度为 5壳体厚度计算： 212 其中 00D ， , t ， （双面焊缝）， 21 故 考虑到开孔的削弱及安全，以及开孔的强度补偿措施，取壳体厚度为 11 1、 壳程流体进口接管：取接管内气体流速为 m/s，则接管内径为 16 3600/1262644 m 圆整后可取接管规格为 。 2、 管程流体进出口接管：取接管内液体流速 s，则接管内径为 2 1 9 4/D m 圆整后可取接管规格为 。 3、 壳层流体出口接管 ，为方便计算，取与 壳 程进口管规格相同。 4、 接管的外伸长度 50 21 由于椭圆形封头制造方便，结构合理，用材较少，故本设计采用标准椭圆形封头： 47 3 32 6 0 07 3 2 21 为了与筒体配套和焊接方便，标准椭圆形封头内径为 600度为 10面高度 为 120径高度为 30量约为 1、 壳层流体进出口接管法兰，查表得： 3 2 8,3 5 0,4 0 0,2 5 0 21 ，200,20 个，直径螺栓重量 焊缝 0,8 2、 管层流体进出口接管法兰，查表得： 1 6 8,2 0 0,25,1 2 0 21 ，200,20 个，直径螺栓重量 焊缝 0,30 化工设备中的支座是支撑设备位置用的一种必不可少的部件，在某些场合 ， 支座还可以承受设备操作时的震动，地震载荷，风雪载荷等。支座的结构形式和尺寸往往取决于设备的型号，载荷情况及构造材料。常用的有：悬挂式支座，支撑式支座和鞍式支座。本设计中采用鞍式支座，以满足卧式冷凝器的要求。查表得选用 200400D ， 200400 1、 拉杆数量与直 径选取，本换热器壳体内径为 600其拉杆直径为 12 拉杆数量不得少于 10。壳程入口处，应设置防冲挡板。 2、 其他附属部件可根据国家标准的有关规定及容器设计规范进行选用，计算和制造。 22 第五 章 计算结果总汇表 换热器主要结构尺寸和计算结果列表如下： 项目 结果 单位 换热器公称直径 D 600 换热器管程数 n p 1 热器管子总数 250 根 换热器单管长度 L 6 m 换热器管子规格 换热器管子排列方式 正三角形错列 心距 t 32 隔板中心到最近 管中心距 S 22 各程相邻管管心距 2S 44 管板厚度 T 22 折流板间距 B 200 折流板个数 29 根 折流板外径 595 折流板厚度 5 壳体厚度 d 11 壳程流体进口接管规格 10400 壳程流体出口接管规格 10400 管程流体进出口接管规格 6212 封头厚度 d 10 封头内径 600 封头曲面高度 120 封头直径高度 30 传热负荷 Q 23 乙醇 蒸汽流量 Kg/s 循环水流量 Kg/s 初选总传热系数 600 W/初步估算传热面积 A 程流速 u m/s 壳程传热系数 o 1327 W/程传热系数 i W/传热系数 K W/需传热面积 际传热面积 热面积裕度 F 程压降 层压降 16961 24 第六章 设计评述 (1)通过分析管壳式换热器壳程传热与阻力性能特点 ,说明在采用能量系数 /来评 价强化传热时 ,应更着眼于提高其换热性能。 本设计中： C)(/2 = 1+ 2+ 3+ 4=24231，性能良好。 （ 2） 本设计通过对面积校核，压降校核，等计算可知均满足要求，且传热效率 符合要求 ，能很好的完成任务。 （ 3） 经济 和 环境效益评价 ： 生命周期方法是一种针对产品或生产工艺对环境影响进行评价的过程 ,它通过对能量和物质消耗以及由此造成 的废弃物排放进行辨识和量化 ,来评估能量和物质利用对环境的影响 ,以寻求对产品或工艺改善的途径。这种评价贯穿于产品生产、工艺活动的整个生命周期 ,包括原材料的开采和加工、产品制造、运输、销售、产品使用与再利用、维护、再循环及最终处置。本设计中使用水作冷却剂，无污染，耗资少，无有害气体产生，整个过程简单，易操作，环境和经济效益良好。 （ 4） 本设计中面积，传热系数，压降等均有比较好的裕度保证，即使生产使用中出现比较大的误差，设备结构也能保证不出现打的安全损伤的事故，具有良好可靠的安全保证。 25 第七章 个人小结 本次课程设计是理论联系实际的桥梁，是我们学习化工设计基础的初步尝试。通过课程设计，使我们能综合运用本课程和前修课程的基本