用水冷却甲苯的列管式换热器设计

1、一、设计题目：用水冷却甲苯的列管式换热器设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：（ 1）选择适宜的列管式换热器； （2）核算；（3）在 A3 图纸中绘制换热器结 构图、管板结构图、折流结构图设计说明书一份、 A3 图纸一张；2、操作条件处理能力：甲苯进料量： 110000吨 /年操作时间： 8000 小时年 甲苯：入口温度 90，出口温度 60；操作压力 （ 0.40.6）MPa 水： 入口温度 30，出口温度 50操作压力（ 0.40.6）MPa允许压降不大于 0.1 Mpa，厂址：宁波地区。三、设备型式列管式换热器四、设计项目 （说明书格式 ）1、封面、任务书、目录。2、设计方案简介：对确

2、定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。3、换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积，并初选换热器规格4、核算总传热系数，计算压力降5、换热器的主要结构尺寸设计。6、绘制水冷却甲苯的列管式换热器设计的换热器装配简图。7、对本设计进行评述。8、参考文献目录1 设计方案简介 11.1工艺流程概述 错误！未定义书签。1.2选择列管式换热器的类型 错误！未定义书签。1.2.1 列管式换热器的分类 41.2.2 类型的确定 31.3 流动路径的选择 52 换热器的工艺计算及选型 52.1 确定物性数据 52.2 初算换热器的传热面积 62.3 初选换热器规格 63 换热器核算 73.1 压力降的核算 73.

3、1.1 管程压力降 83.1.2 壳程压力降 83.2 总传热系数的核算 94 固定管板式换热器的主要结构尺寸设计 94.1 壳体壁厚的确定 94.2 管子拉脱力计算 94.3换热器的主要结构尺寸设计参数 105 换热器装配简图 126 设计评述127 参考文献121 设计方案简介1.1 工艺流程概述 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，甲苯经泵抽上来，经管道从接管 A 进入换热器壳程；冷却水则由泵 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，甲苯从 90被冷却至 60之后，由接管 B 流出；循环冷却水则从 30升至 50，由

4、接 管 D 流出。C7HPUMPPU MP2H2O图 1 工艺流程草图1.2 选择列管式换热器的类型 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。1.2.1列管式换热器的分类 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

5、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。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，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。填函式换热器 填函式换热器，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。

6、U 形管式换热器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。1.2.2 类型的确定 所设计的换热器用于冷却甲苯，甲苯：入口温度 90，出口温度 60；水： 入口温度 30，出口温度 50 ；该换热器的管壁温和壳体壁温之差满足 Tm-tm=75-40=35 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

7、式换热器，且不需考虑热补偿。1.3 流动路径的选择 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，甲苯走壳程。2 换热器的工艺计算及选型2.1 确定物性数据水的定性温度 t 30 50 40 ，甲苯定性温度 T 90 60 75，查得水、甲 22苯在各自定性温度下的物性数据：表 1 定性温度下各流体物性 1密度/(kg/m3)比热容/(kJ/( kg )黏度/(Pas)导热系数 /(w/m )水992.24.1740.656 10-30.6338甲苯812.61.867-30.350 10-30.1452.2 初算换热器的传热面积计算

8、热负荷和冷却水流量313750kg / h110000 103 Whh 80003Q=Whcph(T1-T2)=13750 1.867 103(90-60)/3600=213930WWcQ2139330 3600 9226kg/hc cpc (t2 t1) 4.174 103 (50 30)计算两流体的平均温度差。先按单壳程单管程进行计算，逆流时的平均温 度差为t2t1tm 2 t 1t2 ln t140 3034.7640ln有关参数 RT1 T2t2 t190 60 30 1.550 30 20 1.5t2 t150 3090 300.3330根据 R，P值，查化工原理1P-280图 4-

9、19可读得，温度校正系数 =t0.92， 则平均温度差 tm=tm=t34.76 0.92=31.98按经验数值初选总传热系数 K0(估)2选取 K0(估) =450W/(m2 )初算出所需传热面积 S Q 213930 14.86m2K tm 450 31.982.3 初选换热器规格对于易结垢的流体， 为方便清洗，采用外径为 25mm的管子。由于 Tm-tm=35， 因此不需考虑热补偿。再由换热面积，查换热器设计手册2P-17 表 1-2-1，选定 G273-2-2.5-11.1 型换热器，有关参数见下表 2。表 2 所选换热器结构基本参数公称直径 /mm： 300公称压强 /MPa： 1.

10、6 公称面积 /m2：15.27管程数： 2管子尺寸 /mm： 252.5管长 /m：6管子总数： 37 管子排列方法： 正三角形排列查化工设备机械基础 3p-215表 7-10，壳体直径为 159325 时，拉杆数量为4 个。由换热器设计手册 2P-18 式 1-2-1，计算实际传热面积：So=nd(L-2 -0.006)=(37-4) 3.14 0.025 (6-2 0.05-0.006)=15.27m2 若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为KoSo tm21393014.81 31.984382W/(m2)3 换热器核算3.1 压力降的核算3.1.1管程压力降pi=(p1 +p2

11、)FtNp其中， Ft=1.4，Np=2。管程流通面积 Aidi 24Nnp 4 0.022 Nnp 4 0.022 323 0.005181m2uiVs9226Ai 3600 992.2 0.0051810.51m/ sReidiui0.02 0.51 992.20.656 10 315430 4000(湍流 )设管壁粗糙度 =0.1mm，/di=0.1/20=0.005，查化工原理 1 P-54图 1-27 第 章中 -Re 关系图中查得： =0.036，所以p1l u 0.036 6 992.2 0.51 1393Pa1 d 2 0.02 2p2u22992.2 0.5122387Pa则

12、pi=(1393+387) 1.42=4984Pa3.1.2壳程压力降po=(p1 +p2)FsNs其中， Fs=1.15，Ns=1， p1Ff onc (NB1)查化工原理 1P-284：管子为正三角形排列， F=0.5。nc=1.1 n=1.1377查换热器设计手册 2 P-14表 1-2-3，取折流挡板间距 h=0.2m， NB L 1 6 1 29B h 0.22 壳程流通面积 Ao=h(D-n cdo)=0.2( 0. 3-70.025)=0.025m2 13750uo0.19m/so 3600 812.6 0.025Reo9082 500douo0.025 0.19 812.60.

13、425 10 3fo=5.0Reo-0.228=5.09082-0.228=0.63所以p1 Ff onc (NB1)uo220.5 0.63 7 (29 1)812.6 0.1922970Pa222h uo2 0.2 812.6 0.19 2p2 NB (3.5) o 29 (3.5 ) 922PaD 2 0.3 2po=（970+922）1.15=1088Pa计算表明，管程和壳程压强都能满足题设（不大于 0.1 MPa）的要求。3.2 总传热系数的核算 管程对流传热系数 i Rei=15430（湍流）4.32Pri cp4.174 103 0.656 10 3i 0.6338i 0.023

14、 Rei0.8 Pri0.4 0.023 0.6338(15430)0.8(4.32)0.4 2935 W/(m2 ) di0.02壳程对流传热系数 o 由化工原理 1P-253 式 4-77a计算，即 o 0.36 (deuo )0.55(cp )1/3 ( )0.14 o de w 查化工设备机械基础 3p-208 表 7-5，取换热器列管之中心距 t=32mm，则 流体通过管间最大截面积为A。=hD(1- do )=0.20. 3(1- 0.025) 0.013m2t 0.032Vs13750uos 0.36m/so A 3600 812.6 0.013de4(t22 2 3.14 2d

15、o2 ) 4(0.0322 0.0252 )444 4 0.027m do3.14 0.025Reodeuo0.027 0.36 3812.6 225670.35 10 3Procp 1.867 103 0.35 10 3 4.510.145壳程中甲苯被冷却，取 ( w )0.14 0.95，所以o 0.36 0.145(22567)0.55(4.51)1/ 3 0.95 752 W/(m 2 )o 0.027污垢热阻参考化工原理 1附录 p-355表 22，污垢系数取为 0.52m2K/kW ，则 管、内外侧污垢热阻分别为 Rsi= 0.000066m2/W，Rso= 0.000112m2

16、/W 总传热系数 Ko管壁热阻可忽略时，总传热系数 Ko 为Ko 11 25 250.000112 0.000066752 20 2935 201 Rso Rsi do doodii di=513W/(m2) 由上面计算可知，选用 该型号的换热器时要 求过程的总传热系数为 22438W/(m2)，在规定的流动条件下，计算出的 Ko为 513W/(m2)，有K O 513O 1.17 (1.15 1.25)KO 438故所选的换热器是合适的，其安全系数为 513 438 100%=17.1%。4384 固定管板式换热器的主要结构尺寸设计固定管板式换热器的主要构件有封头、筒体法兰、管板、筒体、折流

17、板(或支 撑板)、接管、支座等。4.1 壳体壁厚的确定选取设计压力 pc=1.6Mpa，壳体材料为 Q-235B，查化工设备机械基础3 p-311附录 9得，其相应的许用应力 t=113 Mpa；查化工设备机械基础 3p-96 表 4-8，焊缝系数 取为 0.85，Di=300mm，故计算厚度：ptcDi1.6 300 2.5mm2 tpc2 113 0.85 1.6根据化工设备机械基础 p-97，取 C2=1.0mm，负偏差 C2取 0.25 mm。 圆整后， n=4mm，即壳体壁厚为 4mm。4.2 管子拉脱力计算 根据化工设备机械基础 p-205，取胀接长度 l=50mm； 根 据 化

18、工设 备 机 械 基础 p-295 附表 1-1，查 地 碳钢 线 膨 胀 系 数l=11.2 10-6mm/(mm)，弹性模量 E取为 200103 Mpa； 根据化工设备机械基础 p-218,表 7-11，许用拉脱力取为 4 Mpa。 在操作压力下，管子每平方米胀接周边上所受到的力pf dol其中， f 0.866t2do2 0.866 322252 396 mm24 o 4P=0.6Mpa，l=50mm，qp0.6 3963.14 25 500.06MPa 温差应力导致管子每平方米胀接周边上所受到的力qt22t(do2 di 2)4dol其中， tE(tt ts ) ， As=D 中n=

19、 3084=3868mm2其中， t1 At，As=D 中n=3084=3868mmAs2 2 2 2 2At(do2 di 2)n(252 202) 37 6535mm24411.2 10 6 0.2 106 35 则tt 65351386829.15MPa2229.15 (252 202 )4 25 501.31Mpa又因 qp与 qt 作用方向相同，都使管子受压，则管子的拉脱力：Q=qp+qt=0.06+1.31=1.37Mpaq=4.0 Mpa因此，拉脱力在许用范围内4.3 换热器的主要结构尺寸设计参数表 2 主要结构尺寸设计参数换热器型式：固定管板式换热器面积 /m2：15.27工艺

20、参数名称壳程管程物料名称甲苯水操作压力 /MPa0.40.60.40.6操作温度 /90（进口） /60（出口）30（进口） /50（出口）流量 /kg/h137509226流体密度 /kg/ m3812.6992.2流速 /m/s0.260.51传热量 /W213930总传热系数 W/（m2）513对流传热系数 W/（m 2）7522935污垢系数 /W/（m2）0.0001120.000066压力降 /Pa10884984推荐使用材料碳钢碳钢壳径 D(DN)300mm管尺寸252.5mm管程数 Np2管长 L6m管子总根数37（拉杆 4）管排列方式正三角形排列中心排管数 nc7管心距32mm5 换热器装