换热器说明书Word格式.docx

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可分为间壁传递热量式和直接接触传递热量式，其中间壁传递热量式又可分为：

1管壳式换热器：

固定管板式、浮头式、填料函式、U型管式、滑动管板式。

2板式换热器：

板翅式、螺旋板式、伞板式、波纹板式。

3管式换热器：

空冷式、套管式、喷淋管式、箱管式。

4液膜式换热器：

升降模式、括板薄膜式、离心薄膜式。

5其他型式换热器：

板壳式、热管等。

9.2.3换热器选型标准

1．温度

冷却水的温度不宜高于60℃，以免结垢严重；

高温端的温差不应小于20℃，低温端不应小于5℃；

当两工艺流体之间进行热交换时，低温端的温差不应小于20℃；

当采用多管程、单壳程的管壳式换热器，并用水作为冷却剂时，冷却剂的出口温度不应高于工艺流体的出口温度。

在冷却或冷凝工艺流体时，冷却剂的入口温度应高于工艺流体中易结冻组分的冰点，一般应高于5℃；

当冷凝带有惰性气体的工艺流体时，冷却剂的出口温度应该低于工艺流体的露点，一般低于5℃；

在冷却反应物时，为了控制反应，应维持反应流体和冷却剂之间的温差不小于10℃。

2．压力降

管壳式换热器工作时，增加工艺流体的流速，可相应增加传热膜系数，从而提高总的传热系数，使换热器结构更紧凑。

但流速增加后将相应增大换热器的压力降，从而加剧换热器的磨蚀和振动破坏等；

同时，压力降的增大也使得换热器运行过程中的动力消耗增大。

因此，一般应限制管壳式换热器的最大压力降，下面列出了允许的压力降范围。

表9-6换热器压力降允许范围

工艺流体的压力

允许的压力降/MPa

真空

0.01

0.1-0.17

0.004-0.034

>

0.17

0.034

3．流体空间的选择

1为了使管壳式换热器正常而有效地工作，应慎重地选择流体的走向。

2当两流体温差大，高温流体一般走管程，可以节省保温层和减少壳体厚度。

有时为了便于高温流体的散热，也可以使高温流体走壳程，单为了保证操作人员的安全，需设置保温层。

3较高压力的流体走管程，以减少壳体厚度。

4腐蚀性较强的流体宜走管程，以节省耐腐蚀材料。

5较脏和易结垢的流体尽可能走管程，以便于清洗和控制结垢。

如必须走壳程，则应采取正方形排列，并采取可拆式（浮头式、填料函式、U型管式）的换热器。

6黏度较大的流体应走壳程，以得到较高的传热系数。

7流量较小的流体应走壳程，易使流体形成湍流状态，从而增加传热系数。

9.2.4换热器设计选型依据《浮头式换热器和冷凝器型式与基本参数》JB/T4714—92《固定管板式换热器型式与基本参数》JB/T4715—92《立式热虹吸式重沸器型式与基本参数》JB/T4716—92《管壳式换热器用金属包垫片》JB/T4718—92《管壳式换热器用缠绕垫片》JB/T4719—92《管壳式换热器用非金属垫片》JB/T4720—92《U形管式换热器型式与基本参数JB/T4717—92

《管壳式换热器》GB151-1999《化工工艺设计手册》化学工业出版社《换热器》化工设备设计全书化学工业出版社《管壳式换热器》GB151-1999换热器包括过程流股的冷却器，加热器，塔的再沸器和冷凝器，以及不同温位的工艺物流相互进行显热交换的换热器。

根据工艺要求掌握物料流量、温度、压力、化学性质、物性参数等特性等，初步确定设计方案。

在设计过程中，主要考虑如下几个方面的问题。

设计出来的流程和设备首先要保证质量，操作稳定，这就必须配置必要的阀门和计量仪表等。

并在确定方案时，考虑流体的流量，温度和压力变化时采取什么措施来调剂节，而在设备发生故障时，检修应方便。

2）满足经济上的要求既能满足工艺操作的要求，又使施工简便，材料来源容易，价格低。

如果有废热可利用，要尽量节省热能，充分利用废热，或者采取适当的措施达到降低成本的目的。

又如设备材料的强度验算，除按规定应有一定的安全系数外，还应考虑由于设备中压力突然升高或者造成真空而需要安装安全阀等。

9.2.5换热管

1.管径

管子的尺寸和形状对传热有很大影响。

采用小管径时，换热器单位体积的换热面积较大，设备较紧凑，单位传热面积的金属消耗量少，传热系数也高。

据估算，将同直径换热器中的换热管由Φ25mm改为Φ19mm，其传热面积可增加40%左右，节约20%金属以上；

但增加了制造难度，且小管子容易结垢，不易清洗。

表9-7为常见换热管规格：

表9-7换热管常用直径规格

碳素钢、低合金钢

Φ19×

2mm

Φ25×

2.5mm

Φ32×

3mm

Φ38×

不锈钢

2.排列形式

如图9-5所示，换热管在管板上的排列方式主要有正三角形、正方形和转角正三角形、转角正方形。

正三角形排列形式使用最为普遍，由于管距都相等，可以在同样的管板面积上排列最多的管数。

但因管外不易清洗，其使用场合受到限制，主要适用于壳程介质污垢少，且不需要进行机械清洗的场合。

而采用正方形和转角正方形排列的管束，能够使管间小桥形成一条直线通道，便于管外机械清洗。

3.管间中心距

换热管中心要保证管子与管板连接时，管壳有足够的强度和刚度。

管间需要清洗时还要留有进行清洗的通道。

换热管中心距一般不小于1.25倍的换热管外径，常用的换热管中心距如图所示。

表9-8常用换热管中心距

换热管外径/mm

12

14

19

25

32

38

45

57

换热管中心距/mm

16

40

48

72

4．管长在满足换热面积和设计要求的条件下，尽量选用较短的管子，以降低压降。

5．管程数管程数增加，管内流速增加，传热系数增加，但不选用过高的管程数，以免压力降过大，一般选在1～2。

6．换热面积

有些物流所需的换热面积大，采用多个换热器并联，而不采用串联，避免压力降过高，影响传热系数。

7．余量

对于工艺物流间的换热，留有25～40%的余量；

对于工艺物流与公用工程间的换热，留有15～30%的余量；

对于操作相对稳定的换热留有余量可相对较少。

8．密封条数

按照换热器设计建议，每五排管设置一对密封条。

9．折流板折流板数目和间距按照《化工工艺设计手册》的推荐值设定。

表9-9折流板间距常用数值

公称直径DN

管长

折流板间距

<

500

3000

100

200

300

450

600

4500~6000

--

600~800

1500~6000

150

900~1300

6000

7500，9000

750

1400~1600

1700~1800

6000~9000

表9-10折流板数目

DN/mm

数量/对

1

500~1000

2

1000

3

9.2.6具体设计过程

面以BTX预热器

（2）为例进行换热器的设计

设计参数：

表9-11换热器E0202物流参数

管程

壳程

物质

高温高压蒸汽

BTX

定性温度

130+125.46

T==127.73℃

25+115T==70℃

质量流量

qm=5843.16kg/h

qm=76937.56kg/h

1.ChemCAD模拟

利用ChemCAD对所设计预热器进行模拟，得到各工段物料的组分、流量、压力、温度等特性，利用ChemCAD设计出了全场的换热设备。

初步模拟各工段物流的参数如

Stream

No.

44

Name

Utilit

out

y

Temp

C

130.00

125.464

25.1012

115.000

00*

Pres

MPa

0.2694

0.2350*

0.2500

0.2400

Enth

MJ/h

-77334

-90199.

10228.

23093.

Vapor

mole

fracti

1.0000*

0.00000

0.000

on

*

00

Total

kmol/h

324.34

324.349

835.000

99

9

kg/h

5843.1

5843.16

76937.5

641

41

653

std

L

m3/h

5.8432

88.07

10

V

7269.86

18715

.40

Flowrates

in

Methyl

Alcohol

0.0000

Methylben