列管式热交换器的设计.doc

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1、目 录前言 2一、概述 2二、热交换器设计的主要因素 3三、列管式热交换器的设计步骤 4（一）物料衡算及热量衡算 4（二）确定两载热体的物性数据 4（三）两载热体的流程安排 5（四）管、壳程数的确定 5（五）传热平均温度差计算 5（六）估算传热面积 6（七）结构设计 7（八）计算阻力压降 12（九）计算温差应力，确定热补偿方法 13（十）设计管箱和接管 13（十一）确定换热管与管板的连接方法 14参考资料 14附录 1、合成氨生产中一氧化碳变换工艺简介 152、常压下，0时气体的平均定压热容 163、3.5大气压（绝）下，过热蒸汽的焓 174、CO、CH4的导热系数 17附图 列管式热交换器结

2、构型式图 18化工原理课程设计任务书 前言 化工原理课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生工程设计能力的一次基本训练，它要求学生按照课程设计任务书的要求，完成一项化工设备的设计工作，通过设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，同时在以下几个方面得到训练、培养和提高： 1. 综合应用化工原理课程及有关先修课程的基本知识去分析和解决实际问题的能力。 2. 查阅技术资料、选用计算方法、计算公式和收集数据的能力。 3. 树立正确的设计思想，懂得工程设计应兼顾技术上的先进性、经济上的合理性和操作上的安全可靠性。 4. 用层次清楚的计算，辅以必要而简洁的文字说明和清析的图表来表达设计结果的

3、能力。 5. 工程制图的能力。课程设计结果要求编写成“设计说明书”，绘制相应的工艺流程图和主体设备图。 设计说明书的内容一般应按如下项目编写 1. 设计任务书。 2. 目录。 3. 设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。 4. 设计计算过程： 工艺计算及主体设备的设计计算。包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主体设备结构和工艺尺寸的设计计算等。 辅助设备的选型计算。通过计算选定典型辅助设备的规格型号。 5. 图纸： 工艺流程图。以单线条的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料走向、物流量、能流量和主要测量点。 主体设备工艺条件图。图面应包括设备的主要工艺尺寸、

4、技术特性表和接管表。 6. 设计结果汇总。分表列举各流股物料量、能耗指标、主要操作参数、主体设备工艺尺寸以及辅助设备的规格、型号和数量等。 7. 设计结果评述。 8. 参考资料。 本课程设计指导书根据化工原理教学大纲的要求，对给定化工单元操作典型设备的设计计算，给学生提示了设计计算步骤，指导计算方法，并提供了部分计算公式和数据，作为对课堂教学内容的补充。设计计算中需要用到的大部分计算公式和数据应由学生自己查阅有关资料。一、概述热交换器是化工厂中最常用的设备之一，按其传热的特征，可以分为三大类：直接接触式、蓄热式和间壁式。其中，又以间壁式热交换器的使用最为广泛。间壁式热交换器的类型很多，传统的类

5、型有列管式、套管式、蛇管式、夹套式，等等。为了提高传热效率和节约金属材料用量，近年来一些比较先进的间壁式换热设备，例如板式换热器、螺旋板式换热器、螺纹管换热器等，在我国正得到广泛应用。此外，热管换热器、平板型太阳集热器等新型换热设备的设计研究及工程应用工作也在进行。在上述类型换热设备中，目前应用最多的仍为列管式，它与其他传统设备相比，单位体积设备所能提供的传热面积较大，传热效果较好，结构紧凑、坚固，用材可以多样，就是与一些新型设备相比，它也还具备适应性强、操作可靠等优点。列管式换热设备已有国家系列化标准的定型产品，需要时可以通过计算选用。但是，掌握列管式换热器单体设备工艺设计计算的基本方法，亦

6、属化工类工艺专业学生有必要接受的一项基本训练。二、热交换器设计的主要因素在热交换器的设计中，应当综合考虑的因素很多，流体速度是一个主要因素。选取较大的流体速度，可以获得较大的传热系数，传递一定热量所需的传热面积就比较小，从而可以降低设备费用。但是，大的流体速度，使得流体通过热交换器的阻力压降大，能量消耗大，操作费用就高。如选取较小的流体速度，情况刚好相反，操作费用可以降低，设备费却要增加。因此，在热交换器设计中有一个最适宜流体速度的选取问题。如要通过定量计算来解决最适宜流体速度的选取问题，是既费时而又很困难的，实际上有关的经验数据常被作为设计的依据。寻求其它设计因素的最佳条件时也往往是这样处理

7、。表1和表2列出了工业上常用的流速范围，可供参考。按理，最低的流体速度也应使管、壳程内流体处于湍流状态为宜，但是在某些场合也有例外，为了降低系统阻力，管、壳程内流体速度的取值可以比表1、2所列数值范围的下限还要低得多。例如，中、小型合成氨厂变换工段湿混合煤气与变换气用列管换热器管程流体速度，一般仅为22.5m/s。合理的流速要由允许压降来确定，表3给出了允许压强降的参考值。表1 列管式换热器内常用流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体0.530.21.5易结垢液体10.5气体530315表2 不同粘度液体流速（以普通钢壁为例）液体粘度 103 Pas最大流速 m/s15000.61500

8、5000.755001001.1100351.53511.8100即可达到湍流。但如流动阻力损失允许，将这种流体进入管程而采用多管程结构，在高流速下可能得到更高的对流传热系数。（四）管、壳程数的确定列管式换热器最一般的形式为单管程单壳程，但多管程多壳程的设计亦很常见。当流量一定时，管程或壳程越多，对流传热系数越大，对传热过程有利。但是，采用多管程或多壳程必然导致流动阻力增大，即造成输送流体的动力费用增加。因此，在确定换热器程数时，需权衡传热和流体输送两方面的得失。管程数一般有1、2、4、6、8、10、12等七种，分程时应尽可能使各管程的换热管数大致相等，分程隔板槽形状简单，密封面长度较短。壳程

9、数的增加可在壳体内安装纵向隔板将壳程分为双程，或设计成两台以上设备串联使用。（五）传热平均温度差计算根据冷热流体的流程安排和所设计管、壳程数确定两流体呈逆流、并流、错流或其他复杂流动形式，计算传热平均温度差。（六）估算传热面积首先要估计传热系数K，可以根据有关资料推荐的K值的经验取值范围先取一个K值，然后由传热基本方程式Q=KA计算传热面积，此即传热面积估算值，待结构设计结束以后，再对K值和传热面积进行核算。表4 列管式换热器中K值的大致范围高温流体低温流体总传热系数K kcal/m2.h.水水12002400气体水10240水蒸汽水10003400水蒸汽气体24240导热油蒸汽气体20200

10、有机溶剂有机溶剂100300SO3气体SO2气体57气体（612atm）气体（612atm）3060(七)结构设计）1、管程设计确定换热管规格、管数和布管初选管程流速；计算对应于的管程流道截面积；选用列管规格。换热管直径越小，换热器单位体积的传热面越大。因此，对于洁净流体的管径可以取得小些，但对于不洁净或易结垢的流体，管径应大些，以免堵塞并便于清洗。目前，我国试行的系列标准规定采用252.5和192的冷拔无缝钢管，对一般流体是适应的。单体设备设计时，按GB151-89规定除了这两种规格的管子外，还可采用323、383等其他规格管子；计算满足流道载面所需的列管根数；确定列管在管板上的排列方法。常

11、用的排列方法有正三角形排列，转角正三角形排列、正方形排列和转角正方形排列（图1）。正三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大。正方形排列比较疏散，对流传热效果较差，但对管束清洗方便，对管程易结垢流体较适用。转角正方形排列则可在一定程度上提高对流传热系数。表5是正三角形排列时不同层数对应可排列的管子数，当管子排列大于6层（管数超过127根），管束外缘与壳壁之间弓形区域应增排管子，这样既可以充分利用设备空间，又可以防止壳程流体短路旁流，有利于传热。表5 正三角形排列时管板上排管数目六角形的层数a对角线上的管数 b不计弓形部分时管子的根数弓形部分管数管板上排管的总数n在弓形的 第一排在

12、弓形的 第二排在弓形的 第三排在弓形部分内总管数13772519193737374961615119191613127127715169318187817217424241919271530301102133163636711233977424391225469848517132754792666131429631105907211531721116102823163381712711493117359191381261045根据表5确定一个管数与n最接近的排列层数a；确定换热管中心距管间距t 。换热管中心距t一般不小于1.25倍换热管外径do，常用的换热管中心距见表6。计算换热器外壳的内径D

13、i，对固定管板式换热器可按下式计算： Di=DL+2b3式中 DL 布管限定圆直径，mm； b3 列管束最外层换热管外壁到壳体内壁的最小距离，mm；见图2 。 b3=0.251do ， 且不小于10mm 对于正三角形排列，布管限定圆直径DL=t(b-1)+ do 式中 b=2a+1 ，为管子排列正六边形对角线上的管子数；a为六角形的层数。最初，这样计算的Di往往是一个不规范的数值，为了设计和加工制造上的方便，应按一定的规范将Di圆整。按GB151-89，卷制圆筒的公称直径以400mm 表6 换热管中心距t mm换热管外径do1014192532384557换热管中心距t131419253240

14、485772分程隔板槽两侧相邻管中心距tn2832384452606880为基数，以100mm为进级档，必要时也可以采用50mm为进级档。圆整Di值以后，要相应调整t、b3等数值，使之与Di吻合。2、设置拉杆为固定折流板或管子支持板，必须设置带有同心定距管的拉杆（适用于换热管外径大于或等于19mm的管束）或设置与折流板点焊相连的拉杆（适用于换热管外径小于或等于14mm的管束），如图3。拉杆的直径和数量一般可按表7、表8选用。表7 拉杆直径mm换热管外径 do1014192532384557拉杆直径1012121616161616表8 拉杆数量公称直径DNmm 拉杆直径mm40040070070

15、09009001300130015001500100即可达到湍流，这时壳程流体对流传热膜系数o的计算，要根据壳程具体结构选用适宜的计算式。当壳程设置有25%的圆缺形挡板，Re=2103106时，o可用下式计算：或 定性温度取壳程流体平均温度，仅是指壁温下的流体粘度；当量直径de要根据管子的排列情况决定，正三角形排列时，式中 t 管间距；do 管子外径。流速u按流体流过的最大截面积s计算，即式中 h 板间距；Di 外壳内径。管壁温度的确定：若壳程走热流体，则Tw=T；若壳程走冷流体，则tw=t式中：Tw、tw 壳程走热流体或冷流体时的壁温； T、t 壳程热流体或冷流体温度（进、出口平均值）； Q

16、 传热效率； 壳程对流传热膜系数； A0 换热管外表面积由上可见，需要采用试差法进行计算。（3）污垢热阻Ra的确定通常是根据经验选用污垢热阻作为计算的依据，一些资料介绍有各种污垢热阻的经验取值。半水煤气之类气体的污垢热阻可以取为0.0010.002 m2h/kcal （4）管壁热阻 R= 2/kW 式中 b 管壁厚度， m 管壁材料的导热系数， kW/m（5）传热系数K0的计算 以列管外表面积AO为基准的传热系数KO按下式计算 即 式中 o、i 壳程和管程对流传热膜系数，kw/m2.；Rao、Rai 管外壁和管内壁污垢热阻，m2./kw；R 管壁热阻，m2./kw；Ao、Ai、Am 列管外表面

17、积、内表面积和平均面积，m2。（6）核算传热面积Ao按传热基本方程式计算需要的管外传热面积=比较需求值和设计值Ao，应有Ao。为保证一定的富裕量，一般要求100%=1015%，或再大一点。如果设计值Ao不足，应调整结构设计，参考已得出的结果，重新进行各项有关计算。（八）计算阻力压降从降低能量消耗的角度出发，流体通过热交换器的阻力压降越小越好。为选择流体输送机械，需要计算设备的阻力压降，有时设计课题事先对整个工艺流程进行平衡后再对单个设备的阻力压降提出限制值，这就更有必要对设备的阻力压降进行核算。由于流体在列管换热器内，尤其是在壳程的流动状况比较复杂，难以准确计算阻力压降。各种资料提供的计算公式

18、不尽相同，所得结果往往相差也较大，设计者应根据具体情况选用。如果阻力压降过大，应调整结构设计，以降低流动阻力，在一台设备不宜解决问题的情况下，必要时可设计成两台并联设备，但这无疑要增加设备费用。（九）计算温差应力，确定热补偿方法固定管板式列管换热器，管束与壳体的温度是有差别的，它们又是刚性连接，这样就会在管束与外壳之间产生温差应力，若温度应力过大，可能导致换热管弯曲变形，或使管子自管板上拉脱，外壳轴向应力也会增加，从而使换热器毁坏，因此有必要计算温差应力，确定热补偿方法。一般，当管束与壳体的壁温差大于50时，就需要采用一定的热补偿装置。见附图14，若将换热器设计成浮头式、U型管式或填料函式，这

19、些型式的管束与壳体的热胀冷缩互不牵制，可以完全消除温差应力。但是这些型式的设备，浮头式结构复杂，造价高；U型管式管子内壁清洗困难，管板上排列的管子少；填料函式壳程密封度有限，等等，都使它们的应用受到一定限制。用得最多的热补偿方法是在固定管板式换热器的壳体上装设波形膨胀节，利用膨胀节的弹性变形来补偿壳体与管束膨胀的不一致性，从而达到减小温差应力的目的。波形膨胀节一般采用U型，其结构如图4（a）所示，允许采用两个半波零件焊接成的膨胀节，其结构如图4（b）所示。膨胀节的选材和计算可按GB151-89规定进行。（十）设计管箱和接管管箱结构应便于装拆，因为清洗、检修管子时需要折下管箱。接管应尽量沿壳体的

20、径向或轴向设置，接管与外部管线可采用焊接连接，但当设计温度高于或等于300时，则必须采用整体法兰。必要时可设置温度计接口、压力表接口及液面计接口；对于不能利用接管进行放气和排液的换热器，应在管程及壳程的最高点设置放气口，最低点设置排液口，其最小公称直径为20mm。当管程采用轴向入口接管或换热管内流体流速大于3m/s时，应在管程设置防冲板，以减少流体的不均匀分布和对换热管端的冲蚀。当壳程进口管流体的u2值（流体密度，kg/m3；u流体流速，m/s）为下列数值时，应在壳程进口管处设置防冲板或导流筒：对非腐蚀性的单相流体，u22230kg/m.s2；其它液体，包括沸点下的液体，u2740kg/m.s

21、2；而对有腐蚀的气体、蒸汽及汽液混合物，则一定要设置防冲板。必要时，蒸汽进口管可采用扩大管，以起缓冲作用。（十一）确定换热管与管板连接方法换热管与管板的连接方法通常采用的是胀接法和焊接法。只有在对密封性能有特殊要求的场合，才采取胀焊并用。胀接是利用胀管器挤压伸入管板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时发生弹性变形，当取出胀管器后，管板孔弹性收缩，管板与管子之间就产生一定的挤紧压力，达到密封固紧连接的目的。胀接适用于设计压力小于等于40kgf/cm2，设计温度小于等于300及无严重应力腐蚀的场合，而且一般管板两侧的压差须小于3.5kgf/cm2，管子与外壳间的热膨胀差也应该比较小对于钢

22、或铜合金结构，设备中任何地方流体之间的最大温差不得超过95。焊接法可用于压力在40kgf/cm2以上或温度高于300的系统。同时由于焊接工艺比胀管工艺简单，故有被优先采用的趋势。参考资料（1）国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册，化学工业出版社，1989（2）国家技术监督局，GB151-89钢制管壳式换热器，学苑出版社，1989（3）钱滨江等，简明传热手册，高等教育出版社，1983（4）化学工程手册编辑委员会，化学工程手册，第二卷，化学工业出版社，1989（5）日尾花英郎，热交换器设计手册，下册（中译本），石油工业出版社，1982（6）江苏化工设计研究院，小氮肥厂工艺设计手册，石油化

23、工出版社，1977（7）上海化工局设计室，3000吨型合成氨厂工艺和设备计算，化学工业出版社，1979（8）化学工业部化学工程设计技术中心站，化工单元操作设计手册（上册），化学工业部第六设计院出版（9）化工设备设计手册编写组，材料与零部件（上册），上海人民出版社，1973(10)化工设备设计手册编写组，金属设备，上海人民出版社，1975附录1、合成氨生产中一氧化碳变换工艺简价中、小型氮肥厂以焦炭、无烟煤等固体燃料生产合成氨原料气时，常用固定层间歇气化法或沸腾层气化法先生产半水煤气。半水煤气的组成大致如下：H2 3637% CH4 0.30.5% N2 2122% CO 3235% H2S 0.

24、20.3%CO2 69% O2 0.2%其中，除了N2、H2为合成氨的有用气体外，其余的CO、CO2、CH4、H2S、O2等气体都是合成氨所不需要的，如不除去，不仅占据设备体积，增加输送气体的机械和动力消耗，而且会使合成氨触媒中毒。因此，必须将原料气中的这些有害成份，在进入合成系统之前分步清除。一般，大致按如下框图程序对原料气进行净制：净制过程中，所谓CO的变换，是将脱除H2S以后的半水煤气用水蒸汽饱和，饱和水蒸汽后的半水煤气可称为湿混合煤气，在有触媒存在和一定温度的条件下，水汽可以将CO变换为H2和CO2，其反应式如下：结果，既除去了CO又达到提高原料气中有用成份H2的含量的目的，CO2则可

25、在后续工序中用加压水洗法或热钾碱法除去。变换反应除上述主反应外，尚有若干付反应可能发生。课程设计中作物料衡算时，付反应可只考虑下式：2H2+O22H2O。变换反应常用触煤为铁镁触媒，变换温度360550，水蒸汽与半水煤气混合比例约为11.3:1（体），CO的变换率（起变换反应的CO量占湿混合煤气中CO总量的百分率）可达90%左右。经变换后的原料气可称为变换气，其组成大致如下（水蒸汽量未计入）：H2 5152% CH4 0.4% N2 1617% CO 2.54% H2S 0.1%CO2 2830% O2 0.1为充分利用热能，变换反应炉前设置有一列管式换热器，供湿混合煤气与变换气交换热量，流程

26、如图5所示。饱和了水蒸汽的半水煤气，即湿混合煤气温度约140150，从热交换器的下部进入，被变换气予热至360400，而后由变换炉的上部进入，在变换炉内经三层触煤发生变换反应，组成发生变化。变换气自变换炉内出来，温度约460480左右，进入热交换器，被湿混合煤气冷却至180200左右后流向后续工序。湿混合煤气和变换气的物理、化学特性很接近，不同之处有二：其一，变换气温度高于湿混合煤气；其二、均含有少量H2S气体（0.1%），但是湿混合煤气中水处汽于饱和状态，H2S造成的腐蚀性就较大，而变换气中水汽呈不饱和状态，故H2S造成的腐蚀性较小。综合考虑，以湿混合煤气走管程，变换气走壳程为宜，这样可以减

27、小外壳被腐蚀的程度。2、常压下，0t时气体的平均定压热容kcal/kmol.温度H2O2N2COCO2CH4H2O06.906.986.766.789.008.2957.751006.927.076.856.889.358.8147.912006.947.176.936.979.689.418.073006.967.287.017.0510.0010.098.234006.987.387.087.1310.3010.788.385007.007.477.157.2110.5811.468.513、3.5大气压（绝）下，过热蒸汽的焓温度焓kcal/kg温度焓kcal/kg200684340753

28、2106893507582206943607622306993707672407043807722507093907772607144007822707194107872807234207922907284307973007334408023107384508073207434608123307484708174、CO、CH4的导热系数kcal/m.h.温度COCH42000.03140.0533000.03650.0714000.04160.090附图列管式换热器的结构型式及零、部件名称见附表1和附图附表1 列管式换热器零、部件名称序号名称序号名称序号名称1平盖21吊耳41封头管箱（部件）2

29、平盖管箱（部件）22放气口42分程隔板3接管法兰23凸形封头43悬挂支座（部件）4管箱法兰24浮头法兰44膨胀圈（部件）5固定管板25浮头垫片45中间挡板6壳体法兰26无折边球面封头46U形换热管7防冲板27浮头管板47内导流筒8仪表接口28浮头盖（部件）48纵向隔板9补强圈29外头盖（部件）49填料10圆筒30排液口50填料函11折流板31钩圈51填料压盖12旁路挡板32接管52浮动管板裙13拉杆33活动鞍座（部件）53剖分剪切环14定距管34换热管54活套法兰15支持板35挡管55偏心锥壳16双头螺柱或螺栓36管束（部件）56堰板17螺母37固定鞍座（部件）57液面计接口18外头盖垫板38

30、滑道58套环19外头盖侧法兰39管箱垫片20外头盖法兰40管箱短节化工原理课程设计任务书班级姓名设计题目：年产吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计一基础数据半水煤气的组成（体积%）H2 CH4 CO H2S CO2 O2 N2 水蒸汽饱和半水煤气时的体积比为；饱和水蒸汽后湿混合煤气压力为kgf/cm2（绝）；温度为；要求经热交换器后温度达到后再进变换炉。变换率为；变换炉出口变换气温度为，压力为kgf/cm2（绝）。每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计。每生产一吨氨需耗半水煤气量为标准米。要求热交换器管、壳程的压力降均小于毫米水柱。二设计范围列管热交换器传热面积；列管热交换器结构及工艺尺寸；绘制列管热交换器结构图。.忽略此处.