管板式换热器详细设计解剖Word格式.docx
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釜式
壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离
套管式
双套管式
结构比较复杂，主要用于高温高压场合，或固定床反应器中
能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器
螺旋盘管式
浸没式
用于管内流体的冷却、冷凝，或者管外流体的加热
喷淋式
只用于管内流体的冷却或冷凝
板式
拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热
螺旋板
可进行严格的逆流操作，有自洁作用，可回收低温热能
伞板式
伞形传热板结构紧凑，拆洗方便，通道较小，易堵，要求流体干净
板壳式
板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高
扩展表面式
板翅式
结构十分紧凑，传热效率高，流体阻力大
管翅式
适用于气体和液体之间传热，传热效率高，用于化工、动力、空调、制冷工业
蓄热
回旋式
盘式
传热效率高，用于高温烟气冷却等
鼓式
用于空气预热器等
固定格室式
紧凑式
适用于低温到高温的各种条件
非紧凑式
可用于高温及腐蚀性气体场合
1.2换热器类型选择
换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有：
①流体的性质；
②热负荷及流量大小；
③温度、压力及允许压降的范围；
④设备结构、材料、尺寸、重量；
⑤价格、使用安全性和寿命。
在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、制造条件密封性、安全性等方面加以考虑。
1.3管壳式换热器的分类与特点
在众多类型的换热器结构中，管壳式换热器是用得最广泛的一种换热设备类型。
它的突出优点是：
单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，而且可以选用的结构材料范围也比较宽广，清洗方便，处理量大，工作可靠，故适应性较强，操作弹性较大。
它的设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准，因而在各种换热器的竞争发展中占有绝对优势。
综合考虑该类型换热器的优点和本次设计工艺的特点，大部分都采用的是管壳式换热器。
管壳式换热器是把管子与管板连接，再用壳体固定。
它的型式大致分为固定管板式、釜式、浮头式、U型管式、滑动管板式、填料函式及套管式等几种。
表1-2管壳式换热器的性能对比表
种类
优点
缺点
应用范围
相对
费用
耗用
金属
结构简单、紧凑，能承压力高，造价低，管程清洗方便，管子损坏时易于赌管或更换
当管束与壳体的壁温或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将产生较大的热应力
不易结垢并能清洗，管、壳程两侧温差不大或温差较大但壳侧压力不高的场合
1.0
30
管间和管内清洗方便，不会产生应力
结构复杂，造价比固定管板式20%，设备笨重，耗材大，对密封要求高
壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合
1.22
46
U型
管式
结构比较简单，价格便宜，承受能力强
管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少壳壁温差较大
介质易结垢又不宜采用浮头式和固定管板式的场合
1.01
填料
函式
结构较浮头式简单，造价低，加工方便节省材料
填料处易泄漏，工作压力，介质及温度都受到限制
应用较少
1.38
2.换热器设计举例.
本工艺主要分为三个部分：
预处理反应部分、吸收部分和精馏部分。
这三个部分总共有26台换热器（换热器，冷凝器，再沸器）。
我们主要对吸收部分的E0202换热器做详细设计。
2.1设计任务和设计条件.
本工艺流程中，丙烯腈分离塔T-106底侧线出来的循环水经给原料丙烯加热后，用液氨将其从69.62℃进一步冷却至4℃之后，与新鲜循环水混合进入混合器做为氢氰酸吸收塔T-103的吸收剂。
设计条件表2-1：
介质
进口温度（℃）
出口温度（℃）
压力（MPa）
流量（kg/h）
循环水
69.62
4
0.132
414351
液氨
-25
-24.36
0.178
2.2确定设计方案
2.2.1选择换热器类型
两流体温差变化情况：
热流体（循环水）进口温度69.62℃，出口温度4℃；
冷流体（液氨）进口温度-25℃，出口温度-24.36℃。
两流体均不易结垢且能够清洗，管、壳侧温差较大，综合考虑，初步确定选用固定管板式换热器。
2.2.2流程安排
从两流体的进、出口温度来看，热流股（循环水）属于被冷却介质，为了方便散热，宜走壳程；
考虑到冷流股（液氨）对管道具有一定的腐蚀作用，为了避免壳体和管束同时被腐蚀，宜走管程。
2.3确定物性数据
定性温度：
对于低粘度液体液氨和水，其定性温度可以取流体进出口温度的平均值。
故壳程流体的定性温度为：
T壳=℃=36.81℃
管程流体的定性温度为：
T管=℃=-24.68℃
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据表2-2。
物性
液氨（管程）
循环水（壳程）
温度（℃）
-24.68
36.81
密度ρ（kg/m3）
671.37
1221.72
定压比热容Cp（kJ/kg·
K）
5.075
5.12
热导率λ（W/m·
0.5785
0.7578
黏度μ（Pa·
s）
0.37*10-4
0.78*10-3
2.4估算传热面积
在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变的工艺物流，由传热基本方程式Q=KAΔt来估算传热面积。
1.传热量
Q==4143515.12（69.62-4）=1.39*108（KJ/h）=38611.1KW
2.液氨量
W===4.28*107（kg/h）
3.平均传热温差
循环水69.62℃→4℃
液氨-25℃←-24.36℃
温差94.62℃28.36℃
Δt===54.99℃（以逆流计）
计算温差校正系数εΔt，首先得算出R和P，再按温差校正系数图查取εΔt值。
R==
P==
按单壳程，双管程结构，查温差校正系数图得：
εΔt0.98
所以平均传热温差：
Δt=εΔtΔt=54.99*0.98=53.89℃
3.估算传热面积
参照热交换器的总传热系数概算值表，假设总传热系数K=780W/（m2.k）
则所需传热面积为：
A===918.6（m2）
取安全系数1.04，则Ap=918.6*1.04=955.3（m2）
2.5工艺结构尺寸
1．管径和管内流速
选用Φ25Ｘ2.5的16Mn材质的传热管，取管内流速为ui=1.15m/s.
2．管程数和传热管数
根据传热管内径和流速确定单程传热管数，管长l取12m。
管子根数：
Nt==980.2取981根
按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
根据本设计实际情况，采用标准设计，现取换热管长l=6m.
则该换热器的管程数为：
Np===2（管程）
传热总管数：
Nt=9812=1962（根）
3.平均传热温差校正与壳程数
温差校正系数εΔt与流体的进出口温度有关，也与换热器的壳程数及管程数有关。
首先得计算出R和P，再按温差校正系数图查取εΔt值，得：
由于εΔt0.980.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。
4.传热管排列及管心距
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。
因为正三角形排列在相同的管板面积上可排较多的管子，并且管外表面传热系数较大；
正方型排列，管外易于进行机械清理。
综合考虑组合排列的优点和该换热器的特点，传热管采用组合排列法。
取管心距a=1.25d
则管心距为：
a=1.25×
25=31.25≈32mm
隔板中心到离其最近一排管中心距离为：
S=+6=+6=22（mm）
各程相邻管的管心距为:
2S=222mm=44mm
通过管中心线管数：
NTC=1.1=1.1=48.7
5.壳体内径
采用多管程结构，壳体内径可按下式计算，取管板利用率η=0.80，则壳体内径为：
D=1.05a=1.0532=1664.0（mm）
按卷制壳体的进级档，圆整可取D=1700mm
6.折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％。
（1）切去的圆缺高度为：
h=0.25D=0.251700mm=425（mm）
（2）取折流板间距为：
B=0.20D=0.201700mm=390（mm）
按标准圆整后取B=450mm
（3）折流板数NB:
NB=-1=-112.3取13（块）
折流板圆缺面水平装配。
不设旁流挡板，NB0=0.
7.拉杆
（1）拉杆直径表2-3：
换热管外径/mm
10
14
19
25
32
38
45
57
直径/mm
12
26
16
换热管的外径为25mm，所以拉杆直径为16mm
（2）拉杆数量表2-4：
<
400
700
900
1300
1500
1800
2000
6
18
24
8
拉杆数量：
查拉杆数量与壳体公称直径表，本换热器壳体内径为1700mm,拉杆直径=16mm,所以拉杆数量为10.
（3）拉杆尺寸
拉杆的长度=Ld+L,如下表2-5的标准：
拉杆直径d/mm
拉杆螺纹公称直径d/mm
L/mm
管板上拉杆孔深L/mm
13
40
15
50
20
60
从表中可以得到：
直径d=16mm的拉杆;
拉杆螺纹公称直径d=16mm;
管板上拉杆孔深L=20mm;
L60mm.L=20mm
拉杆长度=Ld+L96mm
拉杆与管板的固定形式：
全焊接方法
8.防冲挡板：
液体物料=1221.722.5=7635.6kg/（m.s）>
740kg/（m.s）,要设置防冲挡板。
9.接管
（1）壳程流体进出口接管：
取接管内液体的流速为u1=2.5m/s,则接管内径为：
D1==m=0.219m=219mm
圆整后可取管内径为250mm.
（2）管程流体进出口接管：
取接管内流体的流速为u2=2.65m/s,则接管内径为：
D2==m=0.951m=951mm
圆整后可取管内径为1000mm
10.管板结构
根据：
壳体的内径为1700mm，圆整后的公称直径为1800mm；
操作压力=0.132MPa,定性温度=36.81℃
查固定管板式换热器管板尺寸得到有关尺寸：
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