管壳式换热器工艺设计说明书

1 管壳式换热器工艺设计说明书 由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。如图 1，苯经泵抽上来，经管道从接管 却水则由泵抽上来经管道从接管 C 进入换热器管程。两物质在换热器中进行交换，苯从 80被冷却至 55之后，由接管 环冷却水则从 30升至 50，由接管 P U M P P U M P 2H E A T H 8 工艺流程草图 列管式换热器，又称管壳式换热器，是目前化工生产中应 用最广泛 2 的传热设备。其主要优点是：单位体积所具有的传热面积大以及窜热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围广，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置上多采用列壳式换热器。如下图所示。 根据列管式换热器结构特点的不同，主要分为以下几种： 固定管板式换热器 固定管板式换热器，结构比较简单，造价较低。两管板由管子互相支承，因而在各种列管式换热器中，其管板最薄。其缺点是管外清洗困难，管壳间有温差应力存在，当两种介质温差较大时，必须设置膨胀节。 固定管板式换热器适用于壳程介 质清洁，不易结垢，管程需清洗及温差不大或温差虽大但壳程压力不高的场合。 固定板式换热器 浮头式换热器 浮头式换热器，一端管板式固定的，另一端管板可在壳体内移动， 3 因而管、壳间不产生温差应力。管束可以抽出，便于清洗。但这类换热器结构较复杂，金属耗量较大；浮头处发生内漏时不便检查；管束与壳体间隙较大，影响传热。 浮头式换热器适用于管、壳温差较大及介质易结垢的场合。 填料函式换热器 填料函式换热器，管束一端可以自由膨胀，造价也比浮头式换热器低，检修、清洗容易，填函处泄漏能及时发现。但壳程内介质有外漏的可 能，壳程中不宜处理易挥发、易燃、易爆、有毒的介质。 U 形管式换热器，只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管内不便清洗，管板上布管少，结垢不紧凑，管外介质易短路，影响传热效果，内层管子损坏后不易更换。 U 形管式换热器适用于管、壳壁温差较大的场合，尤其是管内介质清洁，不易结垢的高温、高压、腐蚀性较强的场合。 4 所设计的换热器用于冷却苯，苯：入口温度 80，出口温度 55；水：入口温度 30，出口温度 43；该换热器的管壁温和壳体 壁温之差满足 55 50，两流体温度差不大。加上固定管板式换热器结构简单、造价低廉，所以本设计选用固定管板式换热器，且不需考虑热补偿。 本设计为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，苯走壳程。 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据 (包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集 )的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注 意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； 5 3. 迅速准确的进行工程计算的能力； 4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。 完整的课程设计由说明书和图纸两部分组成。说明书是设计的书面总结，也是后续设计工作的主要依据，应包括以下主要内容： 1. 动员和布置任务； 2. 阅读指导书和查阅资料 3. 设计计算 ,绘图和编写说明书； 6 整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须注明出处；图表应能简要表达计算的结果。 将纯苯液体从 80 冷却到 55 ，其流量为 20000kg/h。冷却介质采用35 的循环水。 要求换热器的管程和壳程压降不大于 10设计能完成上述任务的列管式换热器。 苯的定性温度： T=80+552 = 水的定性温度： t=35+432 =39C 分别查得苯和水在定性温度下的物性数据如下表 纯苯 水 / kg/ W/(m. ) / p/ ） 按逆流计算） 4380 7 略热损失） Q=1200003600 103 (80105 略热损失） 3 参照传热系数 K=450W/（ ） 则估算传热面积为： A 估 = 于考虑安全系数和数值的近似性，常取实际传热面积是计算值的 试验取实际面积 为估算面积的 实际面积为： A 实 =选用 长 l=3m。 总管数： 错误 !未指定书签。 根实 程流速： u= 8 单程流速较低，为提高传热效果，考虑采用多管程。 列管式换热器中常用流速范围 流体的种类 一般液体 易结垢流体 气体 流速 /（ m/s) 管程 1 530 壳程 15 按管程流速的推荐范围，选管程流速为 u=s，所以管程数为 m=uu = 取双管程 因管程为双程，故采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用 正方形排列。 管子于管板采用焊接结构。 据下表， 管外径d0/9 25 32 38 管心距 a/5 32 40 48 分程隔板两侧相邻的管心距 ac/8 44 52 60 故管心距取 a=25=32板两侧相邻管心距 4多管程结构壳体内径按下式估算 D=式中为管板利用率，取值范围如下 正三角形排列 2管程 =管板利用率 =壳体内径为 9 D=378壳体标准圆整取 D=400热器长径比推荐范围 610内，壳卧式放置。 实际排管数目为 102根，扣除 4根拉杆，则实际换热管数为 98根。 取管板厚度为 40管子与管板焊接时伸出管板长度为 3以换热器的实际传热面积为 A=n 1 2 =98 (3 2 2程实际流速 v / 管板布置图： 10 采用弓形折流挡板，取弓形折流挡板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去圆缺高度为： h=400=100壳程为单相清洁流体，所以折流板缺口水平上下布置。缺口向上的折流板底部开一 90 小缺口，以便停车时排干净器内残液。 取折流板间距 B=150以选用单壳程可行。 t 逆 的计算 管内传热系数 Re= =(10=14874 Pr= =(103 10 / 式子计算 a=体被加热，则 n=0.4 / 868W/( ) 管外传热膜系数 12 按式子计算 1031 106时 ( / w)管子按正三角形排列，则传热当量直径为 2 (44234 2222 壳程流通截面积： S= d0/t)=0 1 3 2 m 壳程流体流速： u= 0 0 0 Re= = 2 4 1 0 5103 5 85 1 Pr= = 3 壳程中苯被冷却，取 ( / w) W/(m. ) 污垢热阻和管壁热阻 从表中查 得，管内、外侧热阻分别取： R i /W， OR /W， ， 取碳钢导热系数 W/（ m. ） 总传热系数 K K= 1 W/( ) 13 所需传热面积 A=Q/（ K = 25 m 前面已经算出换热器额实际传热面积 A= A /A= 换热器壁温可由下式估算 m) / (a1+已知 9660 a W/（ ） 2868 W/（ ） T + t m=2 换热器平均壁温为： 壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度，即 65 。壳体壁温与换热器壁温 之差为： t= 知 ， ， s， 5585（湍流）。对于 碳钢管，取管壁粗糙度 d由上图 1 14 i (3 22 K P i 75( 已知 15.1 1 有 ( 21 2)1(21 管子按正三角形排列 F= b=n 折流挡板间距： B=流挡板数： 19壳程流通截面积： o 壳程流速： 0000 83 6 3 2 2 所以： 19(1 2 K P o 106 9 0 8 6 83 1 3 8( 从计算结果可看出，本设计设计换热器的管程和壳程的压力降都能满足设计要求，均小于 10 初次接触化工原理课程设计，还荒谬地以为是像其他课程一样是实 15 验类的，听课的时候也一头雾水，根本不知道该做什么，该怎么做，无从下手，只是觉得好难。有一段时间都在观望。 所以自己设计的时候只能是 根据老师提供的模板，用新的数据代替旧的数据，其他的公式完全照抄，花了一天时间，终于把计算部分完成了。裕度 15，在合理范围内，但是，一看压力降，彻底崩溃了， 12多千帕，天啊，完全不合理。再细看模板和自己的设计的时候，发现了很多问题，我的设计根本是行不同，果真用这设计的话，也是谋财害命。 所以我决定重新来过。这时离交作业还有三天，做出来的裕度居然一直都在 50以上，重新分析计算的过程中也出现了几次错误，由于急于求成，算出来后的结果偏离太多，检查才发现部分数据出现了错误，而且老师给的模板里面也有一些错误，这样照 搬下去的一些公式就除了问题了，只好静下来认真地理解和消化原有的一些公式，这样又一次重新算过。因此，有花了一天的时间在计算上。 其实，在整个过程中，虽然遇到了很多问题，也犯了不少错误，但是自己真的学到了很多东西，比如 如如何使自己的设计更加合理，这就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法，才能达到事半功倍的效果。我觉得，如何查找数据也很重要，假如自己查不到数据，接下来的工作完全没办法做，假如查的数据是错误的，那设计出来的东西也是错误的，而且很可能导致严重的后果。所以， 没有什么事我们做不到的，关键的是，我们是否有用心去做。 第一次做课程设计，我们大都是在摸索中前进，走了不少曲折的路。 16 加上可利用文献资源有限、时间有限，这次设计仍存在许多地方需要去改进与完善。但是我相信，只要我不断努力学习研究，