原油常二线浮头式换热器结构设计.doc

原油常二线浮头式换热器结构设计第一章 换热器基本知识1.1、传热在化工生产中的应用传热，即热量传递，是自然界中普遍存在的现象。传热与化工过程的关系尤为密切。因为无论生产中的化学过程（化学反应操作），还是物理过程（化工单元操作），几乎都伴有热量的传递。传热在化工生产过程中的应用主要有以下几方面：（1）、物料的加热、冷却或冷凝，使物料达到指定的温度和相态，以满足反应、加工、储存等的要求；（2）、在某些单元操作（如蒸发、结晶、蒸馏和干燥等）中，都需要输入或输出热量，才能使这些单元操作正常的进行；（3）、化工生产中热能的合理利用和废热的回收；（4）、化工设备和管道的保温，减少热量（或冷量）的损失。传热设备不仅在化工厂的设备投资中占有相当大的比例，而且它们所消耗的能量也是很大的。化工生产过程中对传热的要求可分为两种情况：一是强化传热，如各种换热设备中的传热，要求传热速率快，传热效果良好；另一种是削弱传热，如设备和管道的保温，要求传热速率慢，以减小热损失。传热是一门内容很广的学科，应用于许多工程领域。这里讨论的重点是传热基本原理和典型传热设备在天然气处理厂的应用。1.2、传热的基本方式根据传热机理的不同，热传递有三种基本方式：热传导、热对流和热辐射。传热可以依靠一种方式进行，也可以以两种或三种方式同时进行。（1）、热传导热传导又称导热。由于物质的分子、原子或电子的运动使热量从物体内高温处向低温处的传递过程称为热传导。一切物体，不论其内部有无质点的相对运动，只要存在温度差，就必发生热传导。可见热传导是静止物体内的一种传递方式。气体、液体和固体的热传导各不相同。在气体中，热传导是由分子不规则的热运动引起的；在大部分液体和不良导体的固体中，热传导是由分子的动量传递所致；在金属固体中，热传导起因于自由电子的运动，因此良好的导电体也是良好的导热体。热传导不能在真空中进行。（2）热对流（对流传热）热对流是指流体中质点发生相对位移而引起的热量传递。热对流仅发生在液体和气体中。由于引起流体质点相对位移原因的不同，对流可分为强制对流和自然对流。由于泵、风机或其它外力作用而引起的流体流动称为强制对流，在强制对流情况下进行的热量传递过程称为强制对流传热。由于流体各部分温度的不均而形成了密度的差异，使流体发生相对运动而传热，这种过程称为自然对流传热。在流体中发生强制对流传热的同时，往往伴随着自然对流传热。习惯上把流体与固体壁面间的传热，统称为对流传热。（3）、热辐射（辐射传热）因热的原因物体发出辐射能的过程，称为热辐射。它是一种通过电磁波传递能量的过程。具体的说，物体将热能转变为辐射能，电磁波的形式在空间传递，当遇到另一个能吸收辐射能的物体时，即被其部分地或全部地吸收而变为热能。辐射传热就是不同物体间相互辐射和吸收能量的总结果。因此辐射传热不仅是能量的传递，还同时伴有能量形式的转换。热辐射不需任何介质作媒介，即可在真空中传播。这是热辐射与其它传热方式不同的特点。应指出，只有在物体的温度较高时辐射传热才能成为主要的传热方式。实际上，传热过程往往不是以某种传热方式单独出现的，而是两种或三种传热方式的组合。例如化工厂普遍使用的间壁式换热器中冷、热流体间的换热，主要是以热对流和热传导相结合的方式进行传热。1.3、典型的间壁式换热器化工生产中最常见的是冷、热两种流体间的热交换。一般情况下，两种流体被固体壁面（传热面）所隔开，它们分别在壁面的两侧流动。固体壁面构成间壁式换热器。换热器是实现传热过程的基本设备。一、套管式换热器套管式换热器是由直径不同的两根直管同心套在一起组成的，热、冷流体分别流经内管和环隙，进行热的传递。内管壁表面积为传热面积。二、管壳式换热器图6-5 套管式换热器1内管 2外管图6-6 双层管壳式换热器1隔板 2壳体 3管束 4管板管壳式换热器主要由壳体、管束、管板、隔板、防冲板和封头等部件构成。一种流体在换热器的管束内流动，该流体称为管程（或管方）流体；另一种流体在管束外流动，该流体称为壳程（或壳方）流体。若管程流体在管束内只流过过一次，则称为单程管壳式换热器。若流体在管束内来回流过多次，则称为多程（二程、四程等）换热器。图 为双程管壳式换热器，器内隔板将封头与管间板的空间（称为分配室）等分为二，管程流体先流过一半管束，流到另一分配室后折回再流过另一半管束，最后从接管流出换热器。由于两流体间的传热是通过管壁进行的，故管壳式换热器的传热面积是管束管壁的全部表面积，即：SndL式中 S传热面积，m2；n 管束的管数；d管径，m；L管长，m。应予指出，因管径d可以分别用管内径di、管外径d0或管平均直径dm来表示，故对应的传热面积分别为管内侧表面积Si、管外侧表面积S0和管内、外侧的平均表面积Sm。对于一定的传热任务，确定换热器的传热面积是设计换热器的核心。1.4、换热管的排列方式流体横向流过管束时，由于管与管之间的影响，情况较复杂。管束的几何条件，如管径、管间距、排数及排列方式等都影响对流传热系数。通常管子的排列方式有正三角形、转角正三角形、正方形和转角正方形四种。（a） (b) (c) (d) （a）正三角形 （b）转角正三角形 （c）正方形 （d）转角正方形图6-7 管子排列方式1.5、换热器的分类化工生产中所用的换热器很多，通常可按其用途分类，也可按传热原理及换热方法分类。（一）、按换热器的用途分类1、加热器加热器用于将流体加热到所需的温度，被加热的流体在加热过程中不发生相变化。2、冷却器冷却器用于冷却流体至所需的温度，冷却过程中流体无相变化。3、蒸发器蒸发器用于加热液体，使之蒸发气化。4、再沸器再沸器是蒸馏过程的附属设备，用于加热已被冷凝的液体，使之部分气化。5、冷凝器和分凝器冷凝器和分凝器用于冷凝饱和蒸汽，使之放出潜热而凝结或部分凝结为液体。（二）、按换热器传热原理分类1、间壁式换热器 间壁式换热器又称间接式换热器或表面式换热器。在此类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，使它们不互相混合，热量由热流体通过壁面传给冷流体。这类换热器的种类很多，其中管壳式换热器应用最广。2、混合式换热器混合式换热器又称直接接触式换热器。在此类换热器中，冷、热流体直接接触，互相混合传递热量。它主要用于气体的冷却和蒸汽的冷凝。该类换热器传热效果好、结构简单、易于防腐蚀，但是它适用于冷、热流体允许混合的场合。3、蓄热式换热器蓄热式换热器又称回流式换热器或蓄热器。它是借热容量较大的固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。通常，在生产中采用两个并联的蓄热器交替的使用。蓄热器结构简单，可耐高温，因此多用于高温气体热量的回收和冷却。其缺点是设备体积庞大，且不能完全避免两流体的混合，所以这类设备在化工生产中使用较少。（三）、按换热器所用材料分类1、金属材料换热器金属材料换热器由金属材料制成，常用的金属材料有碳钢、合金钢、不锈钢、铜、铝等。因金属材料的导热系数较大，其传热效率较高。2、非金属材料换热器非金属材料换热器由非金属材料制成，常用的材料有塑料、石墨、陶瓷、玻璃等。因非金属材料的导热系数较小，其传热效率较低。这类换热器用于具有腐蚀性物系的换热。1.6、间壁式换热器的类型按照换热面的型式，间壁式换热器主要有管式、板式和翅片式三种类型。一、管式换热器（一）、蛇管式换热器蛇管式换热器可分为两类。1、沉浸式蛇管换热器蛇管多以金属管弯制而成，或制成适应容器要求的形状，沉浸在容器中。两种流体分别在蛇管内、外流动进行热量交换。蛇管换热器的优点是结构简单，造价低廉，能承受高压，可用耐腐蚀材料制造。其缺点是容器内液体湍动程度低，管外对流传热系数较小。为提高传热系数，可在容器内安装搅拌器。2、喷淋式换热器喷淋式换热器多用作冷却器。蛇管成行的固定在支架上热流体在蛇管内流动，自最上管进入，由最下管流出。冷水由最上面的淋水管流下，均匀地分布在蛇管上，并沿其两侧下降至下面的管子表面，最后流入水槽而排出。冷水在各管表面上流过时，与管内流体进行热交换。这种设备常放置在室外空气流通处，冷却水在空气中汽化时可带走部分热量，提高了冷却效果。它与沉浸式换热器相比，具有传热效果较好、耐高压、便于检修和清洗等优点，缺点是喷淋不易均匀。（二）、套管式换热器套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管，然后用“U”形弯管将多段套管串联而成。每一段套管称为一程，程数可根据传热要求而增减。每程的有效长度为4m6m。若管子过长，管中间会向下弯曲，使环隙中的流体分布不匀。套管换热器的优点有：构造简单；能耐高压；传热面积可根据需要增减，应用方便；若适当选择两管的直径，可使两流体的流速增大，且两流体可作逆流，对传热有利。这种换热器的缺点为：管间接头多，易泄漏；占地较多，单位传热面消耗金属量大。因此它较适用于流量不大、所需传热面积不多而要求压强较高的场合。（三）、管壳式换热器管壳式（又称列管式）换热器是目前化工生产中应用最广泛的换热设备。它与前述几种换热器相比，主要优点是：单位体积所具有的传热面积大及传热效果好；而且结构简单，操作弹性较大，可用多种材料制造，适用性较强等，尤其在高温、高压和大型装置上多采用管壳式换热器。在管壳式换热器中，由于管内、外流体温度不同，管束和壳体的温度也不同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温度差较大，由于有热应力而可能引起设备变形、管子弯曲，甚至破裂。因此，当两流体的温差超过50时，就应采取热补偿的措施。根据热补偿方法的不同管壳式换热器主要有以下几种。1、固定管板式固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，因此它具有结构简单和造价低廉的优点。但是壳程清洗和检修困难，因此要求壳程流体必须是洁净而不易结垢的物料。当两流体的温差较大时，应考虑热补偿。在外壳的适当部位上焊上一个补偿圈当外壳和管束热膨胀不同时，补偿圈发生弹性变形（拉伸或压缩），可以适应外壳和管束不同的热膨胀程度。这种热补偿方法简单，但不宜应用于两流体温差过大（应不大于70）和壳程流体压强过高（一般不高于600Pa）的场合。1挡板 2补偿圈图6-8 具有补偿圈的固定管板式换热器2、“U”管式换热器“U”管式换热器每根管子弯成“U”形，流体进、出口分别安装在同一端的两侧，封头内用隔板分成两室，因此每根管子可以自由伸缩，与其它管子及壳体均无关。这种类型换热器的结构也较简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。其主要缺点是：管内清洗较困难，因此要求管程流体须是洁净和不易结垢的物料；此外因管子须一定的弯曲半径，故管板的利用率较低。1“U”形管 2管程隔板图6-9 “U”形管式换热器3、浮头式换热器浮头式换热器其一端管板不与外壳连为一体，该端称为浮头。当管子受热时，管束连同浮头可以自由伸缩，与外壳的膨胀无关。这种结构不但完全消除了热应力的影响，而且由于固定端的管板以法兰形式与壳体联结，整个管束可以从壳体中抽出，因此便于清洗和检修，故浮头式换热器应用较于普遍，但他的结构较为复杂，造价较高。1、内浮头 2、换热管 3、隔板图6-10 浮头式换热器二、板式换热器（一）、夹套式换热器夹套换热器是最简单的板式换热器。它是在容器外壁安装夹套而成，夹套与器壁之间形成的空间为加热介质或冷却介质的通路。夹套式换热器主要用于反应过程的加热或冷却。在用蒸汽进行加热时，蒸汽由上部接管进入夹套，冷凝水由下部接管流出。作为冷却时，冷却介质（如冷却水）由夹套下部接管进入，由上部接管流出。这种换热器结构简单，但其传热面受容器壁面的限制，且传热系数也较小。为提高传热系数，可在容器内安装搅拌器，为弥补传热面的不足，也可在容器内安装蛇管。（二）、螺旋板式换热器（三）、平板式换热器三、翅片式换热器在传热面上加装翅片，不仅增加了传热面积，而且增强流体的扰动程度，故可强化传热过程。翅片式换热器有翅片管换热器和板翅换热器两类（一）、翅片管换热器翅片管换热器的构造特点是，在管子表面上装有径向或轴向翅片。当两种流体的对流传热系数相差很大时，在传热系数较小的一侧加翅片可以强化传热。例如用水蒸汽加热空气，该过程的热阻主要在空气侧的对流传热方面。因此在空气侧加装翅片，可以强化换热器的传热效果。一般来说，当两种流体的对流传热系数之比为3：1或更大时，宜采用翅片管式换热器。翅片的种类很多，按翅片的高度可分为低翅片和高翅片两种。低翅片一般为螺纹管，适用于两流体的对流传热系数相差不太大的场合。高翅片适用于管内外对流传热系数相差较大的场合，现已广泛地应用于空气冷却器上。（二）、板翅式换热器板翅式换热器是一种更为紧凑、轻巧、高效的换热器。板翅式换热器的结构形式很多，但是基本结构元件相同，即在两块平行的薄金属板间夹入波纹状或其它形状的金属翅片，两边以侧条密封，组成一个换热基本单元。将各基本单元进行不同的叠积和适当的排列，并用钎焊固定，即可制成并流、逆流或错流的板束（又称芯部），然后将带有流体进、出口的集流箱焊到管板上，即成为板翅式换热器。我国目前常用的翅片形式有光直形翅片、锯齿形翅片和多孔形翅片三种。板翅式换热器的主要优点有：（1）、总传热系数高，传热效果好。由于翅片促进了流体的湍动并破坏了热边界层的发展，故其传热系数很高，并且大部分热量通过翅片传递，因此提高了传热效果。（2）、结构紧凑，轻巧牢固。单位体积设备提供的传热面积一般能达到2500m2/m3，最高可达4300 m2/m3。它通常用铝合金制造，故质量轻。在相同的传热面积下，其质量约为管壳式换热器的十分之一。波形翅片不单是传热面，又是两板间的支撑，故强度很高。（3）、适应性强，操作范围广。铝合金不仅导热系数高，而且在零度以下操作时，其延性和抗拉强度都较高，故操作范围广，可在200至绝对零度范围内使用，适用于低温和超低温的场合。它既可用于各种情况下的热交换，也可用于蒸发和冷凝。在操作方式上可以为逆流、并流、错流或错、逆流同时并进等。此外还可用于多种介质在同一设备内进行换热。板翅式换热器的缺点有：（1）、设备流导小，故易堵塞，压强降也较高，且换热器清洗和检修很困难，故处理的物料应洁净或需预先净制。（2）、由于隔板和翅片都由薄铝板制成，要求介质对铝不腐蚀。1.7、换热器的基本操作及故障处理一、换热器的基本操作1、加热 化工生产中所需的热能可由各种不同的热源，采用不同的加热方法获得。物料在换热器内被加热，必须由中间载热体通过传热面把热量传给物料，因此在加热的操作过程中，需要注意以下几点：（1）、蒸汽加热。蒸汽加热必须不断排除冷凝水，否则冷凝水积于换热器，使传热效果变差，加热不能正常进行。采用蒸汽加热时，还必须经常排出不凝性气体，否则会大大降低蒸汽给热效果。（2）、热水加热。热水加热一般加热温度不高，加热速度慢，操作稳定。只要定期排出不凝性气，就能保证正常操作。（3）、烟道气加热。是利用燃料在加热炉或其它炉子中燃烧所产生的烟道气，通过传热面加热物料。特点是加热温度高，热源容易获得，但温度不易调节，大部分热量被废气带走，因此在操作过程中随时注意被加热物料的液位高度、流量和蒸汽产量，做到定期排污。（4）、导热油加热法。由于蒸汽加热的温度受到一定的限制，当物料加热需要超过180时，一般采用导热油加热，其特点是温度高（可达400），黏度较大，热稳定性差，易燃，温度调节较为困难。操作时必须严格控制热油炉出炉温度，定期检查进、出口管及介质流道是否结垢，做到定期排污、定期放空、过滤或更换导热油。2、冷却 在化工生产过程中常用的冷却介质是水、空气、丙烷等。（1）、水冷却。用水冷却的优点是容易获得。缺点是水温受季节和水源变化的影响，在操作过程中，应定期检查水的温度，根具实际温度调节用水量。（2）、空气冷却。用空气作为冷却剂的优点是容易获得。缺点是传热系数小，需要大的传热面积，由于水源及水质污染等问题，空气作为冷却剂已日益广泛。在操作上要根据季节气候的变化调节空气用量。（3）、丙烷冷却。当物料需要的温度用冷却水无法达到时，可采用丙烷作为冷却剂。特点是温度低，无腐蚀性，在操作时应严格控制丙烷介质中进水，防止结冰堵塞介质通道，要定期换热器进、出口温度以及丙烷蒸发器液位、压力等。3、冷凝 被冷却的物质由气态变为液态的过程称为冷凝。如果冷凝操作需在减压下进行须注意蒸汽中不凝性气体的排出。4、换热器的正确使用 换热器是化工生产中的主要设备之一，安全正确的操作才能使其安全运行，发生较大的效能。换热器有多种结构形式，在此，只介绍列管式换热器的使用。（1）、投产前应检查压力表，温度计，安全液位计以及有关阀门是否齐全好用。（2）、输进蒸汽前先打开冷凝水排放阀门，排除积水和污垢；打开放空阀，排除空气和不凝性气体。（3）、换热器投产时，先打开冷态工作液体阀门和放空阀向其注液，当液面达到规定液位时缓慢或分数次开启蒸汽或其它加热剂阀门，做到先预热后加热，防止骤冷骤热损坏换热器，降低使用寿命。（4）、经常检查冷热两种工作介质的进出口温度、压力变化，发现温度、压力有超限度变化时，要立即查明原因，消除故障。（5）、定时分析介质成分变化，以确定有无内漏，以便及时处理。（6）、定时检查换热器有无泄漏，外壳有无变化及震动现象，若有应及时处理。（7）、定时排放不凝结气体和冷凝液，根据换热效率下降情况及时除掉污垢，提高传热效率。二、列管式换热器常见故障与处理方法表6-2 列管式换热器常见故障与处理方法故障名称产生原因处理方法传热效率下降1、列管结垢和堵塞2、壳体内不凝气或冷凝液增多3、管路或阀门有堵塞1、清洗管子2、排放不凝气或冷凝液3、检查清理发生振动1、壳程介质流速太快2、管路振动所引起3、管束与折流板结构不合理4、机座刚度较小1、调节进气量2、加固管路3、改进设计4、适当加固管板与壳体连接处发生裂纹1、焊接质量不好2、外壳歪斜，连接管路拉力或推力过大3、腐蚀严重，外壳壁厚减薄1、清除补焊2、重新调整找正3、鉴定后修补管束和胀口渗漏1、管子被折流板磨破2、壳体和管束温差过大3、管口腐蚀或胀接质量差1、用管堵堵死或换管2、补胀或焊接3、换新管或补胀第二章 设计计算 在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需要的传热面积。工艺设计中包括了热力设计以及流动设计，其具体运算如下所述：2.1 设计条件表2-1 常二线与原油的操作参数原 油常 二 线设计压力（Mpa）进口温度（C）出口温度（C）流 量（kg/h）进口温度（C）出口温度（C）流 量（kg/h）901101051401104.21041.6表2-2 常二线与原油的物性参数名称平均温度（）比热kJ/kgk导热系数W/（mk）密度kg/ m3粘度（*10-3）PaS热阻（*10-3）K/w原油1003.150.1219005.470.49常二线1252.170.1238400.340.372.2 核算换热器传热面积2.2.1 流动空间的确定冷热流体在换热器内的流动路径，需进行合理安排，通常依据的原则有：1 不洁净和易结垢的流体宜走易于清洗的一侧。对于固定管板式、浮头式换热器，一般应将易结垢流体流经管程；对于U型管式换热器，易结垢流体应走壳程。2 具有腐蚀性的流体宜走管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀，节约耐腐蚀材料用量，降低成本。3 压强高的流体宜走管程，因为管径小，耐压力高，并避免采用耐压的壳体和密封措施。4 具有饱和蒸汽冷凝器的换热器，应使饱和蒸汽走壳程。因为饱和蒸汽比较清洁，传热系数与流速无关且冷凝液容易排出。5 被冷却的流体走壳程，便于散热，有毒的走管程，减少泄漏的机会。6 为提高流体流速，以增大传热系数，宜将流体走管程，可降低管壁与壳壁的温差，减少热应力。7 流量小而粘度大的液体走壳程，因为壳程内流体在折流板作用下，流通截面和方向均不断变化，在较低雷洛数下就可以达到湍流，有利于提高传热系数。根据以上原则选择被冷却的常二线走壳程，被加热的原油走管程。2.2.2 换热器热负荷计算 热负荷： 式中：冷热流体的质量流量，kg/s； 冷热流体的定压比热，J/(kgk)； 冷流体的进、出口温度，k； 热流体的进、出口温度，k。理论上，实际上由于热量损失，通常热负荷应该取max（，）。故。 2.2.3 平均温度差的计算选取逆流流向，这是因为逆流比并流的传热效率高。其中为较小的温度差，为较大的温度差。 因为 ，故可取2.2.4 估算传热面积 查表选得；考虑到所用传热计算式的准确程度及其他未可预料的因素，应使所选用的换热器具有换热面积留有裕度10%-25%，故有，根据查选型手册，即老师发给的照片参数。可选换热器的型式为：，且为达到所需换热面积，应采用四台同类换热器串联。所选浮头式换热器的规格参数以及其工艺计算常用参数可参考下表 表2-3 所选浮头式换热器规格DNPN管长管程数 型 号计算传热面积m2 规 格管程出入口公称直径mm壳程出入口公称直径mm设备净重充水水重mmMpa m kg kg800 1.6 4.5 4121.3 200 20061602840表2-4 工艺计算常用参数公称直径DN（mm）管程中心排管数换热管数管程平均通道面积（m2）弓形折流板缺口弓高（）8004143520.0276以上表格依据老师发的参数照片和换热器设计手册P32表1-2-25及P57（1.2.3）2.2.3 总传热系数K的校验管壳式换热换热器面积是以传热管外表面为基准，则在利用关联式计算总传热系数也应以管外表面积为基准，因此总传热系数K的计算公式如下： 式中：总传热系数，； 分别为管程和壳程流体的传热膜系数，； 分别为管程和壳程的污垢热阻，； 分别是传热管内径、外径及平均直径，m； 传热管壁材料导热系数，； 传热管壁厚，m。2.2.3.1管程流体传热膜系数 其计算过程如下： ； ，因时为过渡流状态，故流体处于过渡流状态； ；当流体在管内流动为过渡流的时候，对流传热系数可先按湍流的公式计算，然后把计算结果乘以校正系数，即可得到过渡流下的对流传热膜系数。先计算校正系数：；而湍流情况下的计算如下：由于，故原油为高黏度的流体，故应用Sieder-Tate关联式，即式（4-20）： 工程上，当液体被加热时，取，当液体被冷却时，取，而管程流体原油是被加热的，则有；故管内流体传热膜系数为：；此处计算依据化工原理（王志魁第三版）P143-1442.2.3.2 壳程流体传热膜系数： 其计算过程如下：换热器内需装弓形折流板，根据GB151-1999可知，折流板最小的间距一般不小于圆筒内直径的1/5，且不小于，故根据浮头式换热器折流板间距的系列标准，即据换热器设计手册P28表1-2-20可取折流板间距。 因为壳体选择为卷制圆筒，根据GB150-1999可知壳体内径。管间流速是根据流体流过管间最大截面积计算：其中：管外径，即25， 为换热管中心距，此时选择换热管在管板上的排列方式为正方形排列，因为这样便于机械清洗，查GB151-1999得。；当换热管呈正方形排列时，其当量直径为；同时：； ；故可用化工原理P191式4-67求，即：与都已经算出，而平均直径，同时查钢管壁热导率为（见化工过程及设备课程设计第二版匡国柱P56表3-10），则有故，合适。2.2.4 校核平均温差与平均温差有关参数的计算如下： ；根据R、P值，查温度校正系数图（即化工单元过程及设备课程设计第二版匡国柱P48图3-9）可得温度校正系数，因此有效平均温度差为： 。2.2.5 校核换热面积：实际传热面积：；校核：；为了保证换热器的可靠性，一般应使换热器的面积裕度大于或等于15%-25%，由上可知所选换热器面积满足要求。此处计算依据换热器设计手册P762.3 压力降的计算 流体流经换热器因流动引起的压力降，可按管程压降和壳程压降分别计算。2.3.1 管程压力降管程压力降有三部分组成，可按下式进行计算：其中：流体流过直管因摩擦阻力引起的压力降，Pa； 流体流经回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa； 流体流经管箱进出口的压力降，Pa； 结构校正因数，无因次，对的管子，取为1.4；对的管子，取为1.5； 管程数； 串联的壳程数。其中，、的计算式如下：；式中：管内流速，； 管内径，； 管长，； 管内流体密度，； 摩擦系数，无量纲，可由下式求取。由于，在范围内，且由于管为钢管即粗糙管，故可采用下面公式求取： 经查换热器设计手册P56表1-3-1允许的压力降范围，可知上述压力降符合要求。以上计算依据换热器设计手册P772.3.2 壳程的压力降 当壳程装上折流板后，流体在管外流动为平行流和错流的耦合。尽管管束为直管，但流动却变得复杂化。由于制造安装公差不可避免地存在间隙，因而会产生泄漏和旁流，而流体横向冲刷换热管引起的旋涡，也使流动变得更加复杂。由于流动的复杂性，要准确地分析影响这种复杂流动的各种因素，精确地计算压力降是相当的困难。 下面通过埃索法来计算： 式中：流体横过管束的压力降，Pa； 流体通过折流板缺口的压力降，Pa； 壳程压力降的结垢修正系数，无因次，对液体可取1.15；对气体可取1.0。其中：； ；式中：管子排列方法对压力降的修正系数，对三角形排列。对正方形排列，对转置正方形排列； 壳程流体摩擦系数，当时，； 横过管束中心线的管子数，对三角形排列；对正方形排列； 按壳程流通截面计算的流速，； 折流板的数量。其中：因此 ； ； ； ，取整为19。则有 ；可知此时的压力降在合理范围之类。2.4 换热器壁温计算2.4.1 换热管壁温计算符号说明：以换热管外表面积为基准计算的总传热系数,W/（m）； 污垢热阻，/w； 分别为热、冷流体的的平均温度，； 分别为热流体的进、出口温度，； 分别为冷流体的进、出口温度，； 流体的有效平均温差，；以换热管外表面积为基准计算的给热系数， W/（m）。热流体侧的壁温： ；冷流体侧的壁温： ；所以 。2.4.2 圆筒壁温的计算由于圆筒外部有良好的保温层，故壳体壁温取壳程流体的平均温度：到此换热器的工艺计算告一段落，其中工艺计算的主要目的是计算出其换热面积，选出相应的换热器型式，因此，接下来应该是进行换热器的结构设计和强度计算。第三章 换热器结构设计与强度计算 在确定换热器的换热面积后，应进行换热器主体结构以及零部件的设计和强度计算，主要包括壳体和封头的厚度计算、材料的选择、管板厚度的计算、浮头盖和浮头法兰厚度的计算、开孔补强计算，还有主要构件的设计（如管箱、壳体、折流板、拉杆等）和主要连接（包括管板与管箱的连接、管子与管板的连接、壳体与管板的连接等），具体计算如下。3.1 壳体与管箱厚度的确定 根据给定的流体的进出口温度，选择设计温度为200；设计压力为1.6Mpa。3.1.1 壳体和管箱材料的选择 由于所设计的换热器属于常规容器，并且在工厂中多采用低碳低合金钢制造，故在此综合成本、使用条件等的考虑，选择16MnR为壳体与管箱的材料。16MnR是低碳低合金钢，具有优良的综合力学性能和制造工艺性能，其强度、韧性、耐腐蚀性、低温和高温性能均优于相同含碳量的碳素钢，同时采用低合金钢可以减少容器的厚度，减轻重量，节约钢材。（依据换热器设计手册P38主要材料）3.1.2 圆筒壳体厚度的计算焊接方式：选为双面焊对接接头，100%无损探伤，故焊接系数；（依据过程设备设计郑津洋P116）根据GB6654压力容器用钢板P313化工设备用刚和GB3531低温压力容器用低合金钢板规定可知对16MnR钢板其。假设材料的许用应力（厚度为616mm时），依据GB150 P16壳体计算厚度按下式计算为： ；设计厚度；名义厚度（其中为向上圆整量）；查其最小厚度为10mm，则此时厚度满足要求，且经检查，没有变化，故合适。3.1.3 管箱厚度计算 管箱由两部分组成：短节与封头；且由于前端管箱与后端管箱的形式不同，故此时将前端管箱和后端管箱的厚度计算分开计算。3.1.3.1 前端管箱厚度计算 前端管箱为椭圆形管箱，这是因为椭圆形封头的应力分布比较均匀，且其深度较半球形封头小得多，易于冲压成型。此时选用标准椭圆形封头，故，且同上，则封头计算厚度为：； 设计厚度；名义厚度（为向上圆整量）； 经检查，没有变化，故合适查JB/T47462002钢制压力容器用封头P14表B.1中EHA椭圆形封头可得封头的型号参数如下：表3-1 DN800标准椭圆形封头参数DN(mm)总深度H(mm)内表面积A()容积(m3) 封头质量（）8002250.75660.079659.3 短节部分的厚度同封头处厚度，为12mm。3.1.3.2 后端管箱厚度计算由于是浮头式换热器设计，因此其后端管箱是浮头管箱，又可称外头盖。外头盖的内直径为900mm，这可在“浮头盖计算”部分看到。选用标准椭圆形封头，故，且同上，则计算厚度为：；设计厚度；名义厚度（为向上圆整量）； 经检查，没有变化，故合适。查JB/T47462002钢制压力容器用封头可得封头的型号参数如下：表3-2 DN900标准椭圆形封头参数DN(mm)总深度H(mm)内表面积A()容积(m3) 封头质量（）9002500.94870.111374.1 短节部分的厚度同封头处厚度，为12mm。3.2 开孔补强计算 在该台浮头式换热器上，壳程流体的进出管口在壳体上，管程流体则从前端管箱进入，而后端管箱上则有排污口和排气口，因此不可避免地要在换热器上开孔。开孔之后，出削弱器壁的强度外，在壳体和接管的连接处，因结构的连接性被破坏，会产生很高的局部应力，会给换热器的安全操作带来隐患。因此此时应进行开孔补强的计算。 由于管程与壳程出入口公称直径均为200mm，按照厚度系列，可选接管的规格为，接管的材料选为20号钢。依据GBT17395-2008无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差P113.2.1 壳体上开孔补强计算3.2.1.1 补强及补强方法判别：补强判别：根据GB150表8-1，允许不另行补强的最大接管外径是，本开孔外径为219mm，因此需要另行考虑其补强。开孔直径，满足等面积法开孔补强计算的适用条件，故可用等面积法进行开孔补强计算。依据过程设备设计P1623.2.1.2 开孔所需补强面积计算： 强度削弱系数； 接管有效厚度；开孔所需补强面积按下式计算：；3.2.1.3 有效补强范围有效宽度B：有效高度：（a）外侧有效高度为：；（b）内侧有效高度为： ；见换热器设计手册P142表1-6-63.2.1.4 有效补强面积壳体多余金属面积： 壳体有效厚度：则多余的金属面积为：接管多余金属面积： 接管计算厚度：； 接管多余金属面积：；接管区焊缝面积（焊脚取为6mm）：；有效补强面积：；所以开孔后不需另行补强3.2.2 前端管箱开孔补强计算3.2.2.1 补强及补强方法判别：补强判别：根据GB150表8-1，允许不另行补强的最大接管外径是，本开孔外径为219mm，因此需要另行考虑其补强。开孔直径，满足等面积法开孔补强计算的适用条件，故可用等面积法进行开孔补强计算。3.2.2.2 开孔所需补强面积计算： 强度削弱系数； 接管有效厚度；开孔所需补强面积按下式计算：3.2.2.3 有效补强范围有效宽度：有效高度：（a）外侧有效高度为：；（b）内侧有效高度为： ；3.2.2.4 有效补强面积管箱多余金属面积： 管箱有效厚度：则多余的金属面积为：接管多余金属面积： 接管计算厚度：； 接管多余金属面积：；接管区焊缝面积（焊脚取为6mm）：；有效补强面积： ；所以不需要另行补强3.2.3 外头盖开孔补强计算 外头盖上的排污口与排气口接管材料也为20号钢，选用规格为，主要是通过采用厚壁接管进行补强。见GBT17395-2008无缝钢管尺寸P113.2.3.1 开孔所需补强面积 其开孔直径； 强度削弱系数； 接管有效厚度； 开孔所需补强面积： ；3.2.3.2有效补强范围有效宽度：有效高度：（a）外侧有效高度为：；（b）内侧有效高度为： ；3.2.3.3 有效补强面积外头盖多余金属面积： 外头盖有效厚度：则多余的金属面积为：；接管多余金属面积： 接管计算厚度：； 接管多余金属面积：；接管区焊缝面积（焊脚取为4mm）：；有效补强面积： 由此可知已经达到了补强的目的。3.3 水压试验设试验温度为常温，则有；试验时器壁金属温度下材料的许用应力，Mpa设计温度下材料的许用应力，Mpa查GB150-1998 P16表4-1中16MnR在200下=170Mpa=156Mpa则校核水压试验时圆筒的薄膜压力：试验压力下圆筒的压力，Mpa圆筒的有效厚度，mm 液压试验时应满足常温下材料的屈服极限（依据GB1501998表4-1=345Mpa）满足条件3.4 换热管 换热管的规格为，材料选为20号钢。3.4.1 换热管的排列方式换热管在管板上的排列有正三角形排列、正方形排列和正方形错列三种排列方式。各种排列方式都有其各自的特点：正三角形排列：排列紧凑，管外流体湍流程度高；正方形排列：易清洗，但给热效果较差；正方形错列：可以提高给热系数。在此，选择正方形排列，主要是考虑这种排列便于进行机械清洗。查GB151-1999 5.6.3.2可知，换热管的中心距S=32mm，分程隔板槽两侧相邻管的中心距为44mm；同时，由于换热管管间需要进行机械清洗，故相邻两管间的净空距离（S-d）不宜小于6mm。3.4.2 布管限定圆布管限定圆为管束最外层换热管中心圆直径，其由下式确定：查GB151-1999 5.6.3.3可知，b=5，b1=5，bn=14，故b2= bn+1.5=15.5，则。3.4.3 排管(依据换热器设计手册P164)排管时须注意：拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘，在靠近折流板缺边位置处布置拉杆，其间距小于或等于700mm。拉杆中心至折流板缺边的距离应尽量控制在换热管中心距的（0.51.5）范围内。多管程换热器其各程管数应尽量相等，其相对误差应控制在10%以内，最大不能超过20%。相对误差计算：； 其中：各程的平均管数；各程中最小或最大的管数。 实际排管如下所示：由上图可知，经过实际排管后发现，每个管程的布管数目分别是73，111，111，73，而各管程的平均管数为47，因此可知各程管数的相对误差是：3.4.4 换热管束的分程 在这里首先要先提到管箱。管箱作用是把从管道输送来的流体均匀地分布到换热管和把管内流体汇集在一起送出换热器，在多管程换热器中管箱还起改变流体流向的作用。 由于所选择的换热器是4管程，故管箱选择为多程隔板的安置形式。而对于换热管束的分程，为了接管方便，采用平行分法较合适，且平行分法亦可使管箱内残液放尽。3.4.5 换热管与管板的连接 换热管与管板的连接方式有强度焊、强度胀以及胀焊并用。 强度胀接主要适用于设计压力小4.0Mpa；设计温度300；操作中无剧烈振动、无过大的温度波动及无明显应力腐蚀等场合。 除了有较大振动及有缝隙腐蚀的场合，强度焊接只要材料可焊性好，它可用于其它任何场合。 胀焊并用主要用于密封性能要求较高；承受振动和疲劳载荷；有缝隙腐蚀；需采用复合管板等的场合。在此，根据设计压力、设计温度及操作状况选择换热管与管板的连接方式为强度焊。这是因为强度焊加工简单、焊接结构强度高，抗拉脱力强，在高温高压下也能保证连接处的密封性能和抗拉脱能力。3.5 管板设计 管板是管壳式换热器最重要的零部件之一，用来排布换热管，将管程和壳程的流体分隔开来，避免冷、热流体混合，并同时受管程、壳程压力和温度的作用。由于流体只具有轻微的腐蚀性，故采用工程上常用的16MnR整体管板。（依据换热器设计手册P38材料）3.5.1 管板与壳体的连接由于浮头式换热器要求管束能够方便地从壳体中抽出进行清洗和维修，因而换热器固定端的管板采用可拆式连接方式，即把管板利用垫片夹持在壳体法兰与管箱法兰之间。3.5.2 管板计算（依据GB151-1999 P29） 符号说明： 在布管区范围内，因设置隔板槽和拉杆结构的需要，而未能被换热管支承的面积，对正方形排列，；隔板槽一侧的排管根数；换热管中心距；隔板槽两侧邻管的中心距；管板布管区面积，；对多管程正方形排列换热器，；管板布管区内开孔后的面积，；一根换热管管壁金属的横截面积，；固定端管板垫片压紧力作用中心圆直径，；根据所选的垫片的尺寸，且选择其压紧面型式为GB150图9-1法兰型式的a-1 P89，可知密封面宽度；则，故；管板布管区当量直径，；换热管外径，；设计温度时，管板材料的弹性模量，Mpa；设计温度时，换热管材料的弹性模量，Mpa；系数，按和查GB151图24；管束模数，Mpa； 管束无量纲刚度，Mpa；换热管有效长度（两管板内侧间距），；换热管与管板胀接长度或焊脚高度，；换热管根数；无量纲压力，；当量压力组合；Mpa；管板设计压力，Mpa；壳程设计压力，Mpa；管程设计压力，Mpa；换热管与管板连接拉脱力，Mpa；许用拉脱力，查GB151，Mpa；系数，；管板计算厚度，；换热管管壁厚度，；管板刚度削弱系数，一般可取值；管板强度削弱系数，一般取；系数，；换热管轴向应力，Mpa；换热管稳定许用压应力，Mpa；设计温度时，管板材料的许用应力，Mpa；设计温度时，换热管材料的许用应力，Mpa；管板厚度计算过程如下：3.5.2.1管板名义厚度计算：； ； ； ； ； ； 查GB150可知，； 则 ；式中L应为换热管的有效长度，但由于管板厚度尚未计算出，暂估算管板厚度为50mm进行试算，待管板厚度算出再用有效长度核算，。；当中的的计算如下： ； ；查GB151-1999可知，则，（lb为折流板间距）同时由于前面换热管的材料选为20号钢，故， ；由于此时不能保证与在任何时候都同时作用，则取；故，故；根据和查GB151图23，图24 P47可知，则管板计算厚度为： ；管板的名义厚度应不小于下列三部分之和，即式中Cs和Ct分别是指壳程、管程的腐蚀裕量；而h1是指壳程侧管板结构槽深，为0；h2是指管程隔板槽深，为4mm。此时应根据得到的管板名义厚度，重复以上步骤，使得管子有效长度对应于管板厚度。依据GB151-1999 P28 5.6.6.2；故，查图可知不变，则；3.5