原油常二线浮头式换热器结构设计

1、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

2、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

3、、 原子或电子的运动使热量从物体高温处 向低温处的传递过程称为热传导。 一切物体， 不论其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

4、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。

5、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

6、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 别流经管和环隙，进行热的传递。管壁表面积为传热面积二、管壳式换热器1 2图6-5套管式换热器1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。若管程流体在管束只流过过一次， 则称为单程管壳式换热器。若流体在管束来回流过多次，则称为多程（二程、四

7、 程等）换热器。图一一 为双程管壳式换热器，器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：S= n n dL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可以分别用管径di、管外径do或管平均直径dm来表示, 故对应的传热面积分别为管侧表面积 S、管外侧表面积So和管、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

8、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）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

9、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

10、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、

11、石墨、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、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， 可在容器安装搅拌器。2、喷淋式换热器 喷淋式换热器多用作冷却

12、器。蛇管成行的固定在支架上热流体在蛇管流动， 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4m6n

13、。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

14、采用管壳式换热器。在管壳式换热器中，由于管、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50C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

15、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70C）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。21“ U形管2 管程隔板 图6-9“ U形管式换热

16、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、浮头2、换热管3、隔板图6-10浮头式换热器、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

17、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， 可在容器安装搅拌器， 为弥补传热面的不足， 也可在容器安装 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

18、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

19、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2500mVm3，最高可达4300 吊/m3。它通常用铝合金制造，故质量

20、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，故操作围广，可在 200C至绝对零度围使用，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

21、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

22、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180C时，一般采用导热油加热，其特点是温度高（可达 400C）,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

23、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

24、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

25、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。、列管式换热器常见故障与处理方法故障名称发生振动产生原因处理方法1、列管结垢和堵塞1、清洗管子2、壳体不凝气或冷凝液增多2、排放不凝气或冷凝3、管路或阀门有堵塞液3、检查清理1、壳程介质流速太快1、调节进气量2、管路振动所引起2、加固管路3、管束与折流板结构不合理3、改进设计4、机座刚度较小4、适

26、当加固1、焊接质量不好cz_r k*Ar、亠 丄宀rr村丄亠 t .t .1、清除补焊2、重新调整找正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3、鉴定后修补1、管子被折流板磨破1、用管堵堵死或换管2、壳体和管束温差过大2、补胀或焊接3、管口腐蚀或胀接质量差3、换新管或补胀传热效率下降管板与壳体 连接处发生裂 纹管束和胀口渗 漏表 6-2 列管式换热器常见故障与处理方法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

27、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）90110101401104.2 X 1041.6表2-2常二线与原油的物性参数名称平均温度C）比热 kJ/kg k导热系数W/（m- k）密度kg/ m3粘度(*10-3)Pa - S热阻(*10-3)m2 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流动空间的确定冷热流体在换热器的流动路径，需进行合理安排，通常依据的原则有： 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

28、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。 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。 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。 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。 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。 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。 流量小而粘度大的液体走壳程，因为壳程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

29、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。换热器热负荷计算热负荷：Q mcCpc(Tc TcJ mhCphg 。)式中：mc,mh冷热流体的质量流量，kg/s ；Cpc,Cph-冷热流体的定压比热，J/(kg k)；Tci, Tco冷流体的进、出口温度，k;Thi , Tho热流体的进、出口温度,k。理论上，Qc Qh，实际上由于热量损失，Qc Qh，通常热负荷应该取 max(Qc， Qh ) 0Qc103mc cpc fTcoTci)3.15 103600(11090)1750kwQ hmhCph(ThiTho)4.2 10404-7

30、310(140110)759.5kw2.173600故Q1750kw。223 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t1为较小的温度差, ti为较大的温度差。ti 110 9020 Ct2140 11030 C因为-t2 2，故可取tm -tl匕25Cti2估算传热面积查表选得K估180w (m2 k);1750180 25389m2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A留有裕度10%-25%故有A 1.2A 466.8m2，根据A查选型手册，即老师发给的照片参数。可选换热器的型式为：4 5BES800-1.6-120-

31、 -4I，且为达到所需换热面积，应采用四台同类换热器串联。25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2m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mmMpamkg1kg8001.64.544.5 BES800-1.6-120 -4I25121.325 2.520020061602840表2-4工艺计算常用参数公称直径DN(mm管程N中心排管数换热管数管程平均通道面积(点)弓形折流板缺口弓咼(mm)8004143520.0276800 20% 160以上表

32、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F57()223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：Rsobdowd mRs，今didoid,式中：K 总传热系数，w. (m2 k)；k)；Rsi,Rso分别为管程和壳程的污垢热阻，w (m24、d。、dm分别是传热管径、外径及平均直径,传热管壁材料导热系数,w (m2 k)；b 传热管壁厚，m管程流体传热膜系数其计算过程如下:Ui4mc4 10521.11ms ；3600 900 3.14 0.022 352 40 0

33、2 1 1190035.47 10.3653，因Re 2300 104时为过渡流状态，故流体处于过渡流状态;0.121Pr 也 315 103 如 10 3142 ；i当流体在管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6 1051.8Re6 10536531.80.77 ；而湍流情况下的：计算如下:由于i 2 a，故原油为高黏度的流体，故应用 Sieder-Tate关联式，即式(4-20):i 0.81/3/# x 0.14i 0.027 Re Pr ( J w) di工程上，当液体被加热时，取(i/ w

34、)0.14 1.05，当液体被冷却时，取(i/ w)0.140.95，而管程流体原油是被加热的，则有0.027 需 36530.8 1420.33 1.05 623.2W (m2 k)故管流体传热膜系数i为：i i 0.77 623.2 480w (m2 k);此处计算依据化工原理(王志魁第三版)P143-144壳程流体传热膜系数a :其计算过程如下：换热器需装弓形折流板，根据 GB151-1999可知，折流板最小的间距一般不 小于圆筒直径的1/5 ,且不小于50mm ,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h 200mm。因为壳体选择为

35、卷制圆筒，根据GB150-1999可知壳体径Di DN 800mm 管间流速uo是根据流体流过管间最大截面积 As计算：As hDi(1牛) 其中：d管外径，即25伽，t 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t 32mm。0.8 (1 0.025)0.053;0.032hDi(10)0mht0.3086h As0.053任热管呈t2.1.27UoAs当0.58 m s;正方形排列时，其当量直径de为20.0320.025 0.027;同时:0.025RedeUo o0.027 0.58 8400.34 10 338689

36、 ；PrCpo o2.17 103 0.34 10 35.99 ；0.123故可用化工原理P191式4-67求即:0 O.30Re055Pr0330)014 0.36 0123 386890.55 5.990.33 0.95 938.2w (m2 k) dew0.027i与o都已经算出，而平均直径 dm色do 20_25 22.5mm, b 2.5mm, 2 2RsiRso 0.52 10 m gK/W，同时查钢管壁热导率为 w 46.9W/m*（见化工过程及设备课程设计第二版匡国柱 P56表3-10），贝U有0bdwdwdid0idi1130.0025 0.0253 0.0250.0250.

37、52 1030.52 10938.246.9 22.5 10 30.02 480 0.02204w (m2 k)故丄2041.13，合适。K 估 180校核平均温差热流体温降 冷流体温升与平均温差有关参数的计算如下:140 110,1.5110 90冷流体温升110 90两流体最初温差140 90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0.825 0.8，因此有效平均温度差为:tmtm 0.825 25 20.6 C。校核换热面积:实际传热面积:校核:Qktm1750 103204 20.6416.4m2 ;A AIA466.8

38、 416.4416.4100001200 ；15%-25%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。管程压力降Vpi管程压力降有三部分组成，可按下式进行计算：Vpi （VPl VpJFtNpNs VpnNs其中：VPl流体流过直管因摩擦阻力引起的压力降，Pa；V pr 流体流经回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；Vpn 流体流经管箱进出口的压力降，Pa；Ft结构校正因数，无因次，对25 2.5mm的管子，取为 1.4 ;对19 2

39、mm的管子，取为1.5 ；Np 管程数；Ns 串联的壳程数。其中，VPl、VPr、Vpn的计算式如下：. 2 2 2I uuU-VPl寸（十）；VPr 3（卡）；Vpn 1.5（十）；di 222式中：ui管流速，m/s ；di管径，m ；I管长，m ；i 管流体密度，kg/m3 ；i摩擦系数，无量纲，可由下式求取。由于Re 3653，在Re 3 103 : 3 106围，且由于管为钢管即粗糙管，故可米用下面公式求取:PrPn0.75430.75430.01227 济 0.01227 斶 0.0457 Re36536900 1.1120.0457()0.0076Mpa0.02 22c /900

40、 1.112、3 () 0.0017Mpa900 1.1121.5 () 0.00083MpaPJ RNpNsPnNsPi0.212Mpa(0.0076 0.0017) 1.4 4 4 0.00083 4经查换热器设计手册展表1-3-1允许的压力降围，可知上述压力降符合要求。以上计算依据换热器设计手册F77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

41、算压力 降是相当的困难。F面通过埃索法来计算:Vp。(Vp1 Vp2)FsNs式中：Vp1 流体横过管束的压力降，Pa；V p 2流体通过折流板缺口的压力降，Pa；Fs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：Vp12Ffnc(Nb 1) U。；2VP22lbufNb(3.5 ) * ；式中：F 管子排列方法对压力降的修正系数，对三角形排列F 0.5。对正方形排列F 0.3，对转置正方形排列F 0.4 ；壳程流体摩擦系数，当Re 500时，fo 5.0Re0.228ncUo按壳程流通截面Ao计算的流速，m/s ；Nb折流板的数量。横过管束中心线的管子数，对

42、三角形排列nc 1.1;对正方形 排列 nc 1.19 N ；其中:因此IbQncd)0.3 (0.622.3 0.025)0.0126m2U0mh4.2103 4h A03600 840 0.0126 1.102ms ；5 38689 0.2280.45 ；P1Nb1.19 Ntl 0.10.3 0.4522.31.19 3521 3 10.3(19 1) 84022.3 ；18.6， 取整为 19。 则有21.102230710.1Pa2P219 (3.5P0(0.030710.026650) 1.15 40.26Mpa ；可知此时的压力降在合理围之类。2.4换热器壁温计算 换热管壁温I计

43、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-C)；rd污垢热阻，川C /w;Tm,tm 分别为热、冷流体的的平均温度，C；ti，to 分别为冷流体的进、出口温度，C；Vtm流体的有效平均温差，C；以换热管外表面积为基准计算的给热系数,W/ (m-C) o热流体侧的壁温:1tth Tm k(hrdh )t m140 110 204 (佥0.52310j 20.6118.3 C ;冷流体侧的壁温:ttc Tm1k(Gc)c902110204 (丄4800.5210-3) 20.6110.9 C ；所以ttttc tth 118.3110.92114.6 C Co圆筒壁温ts的计

44、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。tt140 1102125 C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

45、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200r ;设计压力为1.6Mpa。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 16MnF为壳体与管箱的材料。16MnF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）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1 ;（依据过程设备设计津洋P116）根据G

46、B6654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G 0；C2 2mm。假设材料的许用应力t 156Mpa （厚度为616mm寸），依据 GB150 R6壳体计算厚度按下式计算为：PCD；2 t -Pc1.6 8002 156 1 1.64.1mm ;设计厚度 dC2 4.1 2 6.1mm ；名义厚度n d C112mm （其中V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，t没有变化，故合适。管箱厚度计算管箱由两部分组成：短节与圭寸头；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

47、分开计算。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 度较半球形圭寸头小得多，易于冲压成型。此时选用标准椭圆形封头，故 1 ,且同上Ci 0;C2 2mm,则封头计算厚 度为：kPcDj1 1.6 80014.1mm ;2 -0.5Pc 2 156 1 0.5 1.6设计厚度 dh h C24.126.1mm ;名义厚度nh dh C1 12mm ( V为向上圆整量)；经检查，七没有变化，故合适查JB/T47462002钢制压力容器用封头皿表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

48、)表面积A( m2)容积(m3)封头质量(kg)8002250.75660.079659.3短节部分的厚度同封头处厚度，为12mm3.1.3.2 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1，且同上C1 0;C2 2mm，则计算厚度为：kPcDi1 1.6 9004.6mm ;-0.5Pc2 156 1 0.5 1.6设计厚度dhC2 4.6 2 6.6mm;名义厚度nh dh Ci12mm (V为向上圆整量)；经检查，t没有变化，故合适。查JB/T47462002钢制压力容器用

49、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)表面积A( )容积(m3)封头质量(kg)9002500.94870.111374.1短节部分的厚度同封头处厚度，为12mm3.2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

50、接管的规格为219 8.5，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 Pn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89mm，本开孔外径为219mm因此需要另行考虑其补强。 开孔直径d di 2C di 2(G C2)200 2 2204L 400，2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P162321.2 开孔所需补强面积计算:t强度削弱系数fr 1100.705 ；156接管有效厚度et nt C 8.5 26.5mm

51、 ；开孔所需补强面积按下式计算：A d 2 et(1 fr)204 4.12 4.1 6.5 (10.705)852.1mm2 ；3.2.1.3 有效补强围 有效宽度B：2d 2 204 408B max408mmd 2 n 2 nt 204 2 10 2 8.5 241 有效高度：(a)外侧有效高度g为：h1 min S 204 85 4641.6mm ；接管实际外伸高度200(b)侧有效高度h2为:v;d nt V204 8.541.6h2 min0mm ；接管实际外伸高度0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：e n C 12

52、2 10mm;则多余的金属面积A为：(B-d)( e-)-2 皐 e-)(1fr)204 (10-4.1)-2 6.5 (10 4.1) (10.705)780.6mm2 接管多余金属面积:接管计算厚度:Pcdi1.6 2002 nt - Pc2 110 1 1.61.5mm ;接管多余金属面积A2 :A2 2h( et- t) fr 2h( et-C2) fr 2 41.6 (6.5-1.5) 0.705 02293.3mm 接管区焊缝面积(焊脚取为 6mr)1 2A32 6 6 36mm2 ；3 2 有效补强面积：Ae A1 A2 A31109.9mm2 A ；所以开孔后不需另行补强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89mm，本开孔外径为219mm因此需要另行考虑其补强。 开孔直径Didh