用水冷却甲苯的列管式换热器设计Word格式.doc

1、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11.2选择列管式换热器的类型11.2.1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

2、热器核算73.1压力降的核算73.1.1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，由接管D流出。 图1 工

3、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

4、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。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

5、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=3550，两流体温度差不大。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

6、工艺计算及选型2.1确定物性数据水的定性温度，甲苯定性温度，查得水、甲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992.24.1740.65610-30.6338甲苯812.61.8670.3500.1452.2初算换热器的传热面积计算热负荷和冷却水流量 Q=Whcph（T1-T2）=137501.867103（90-60）/3600=213930W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 有关参数 ， 根据R，P值，查化工原理1P-280图4-19可读得，温度校

7、正系数t=0.92，则平均温度差tm=tm t=34.760.92=31.98按经验数值初选总传热系数K0（估）选取K0（估） =450W/（m2初算出所需传热面积2.3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： 1.6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

8、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）3.140.025（6-20.05-0.006）=15.27m2若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为 W/（m23 换热器核算3.1压力降的核算3.1.1管程压力降pi=（p1 +p2）FtNp 其中，Ft=1.4，Np=2。管程流通面积 设管壁粗糙度=0.1mm，/di=0.1/20=0.005，查化工原理1P-54图1-27第一章中-Re关系图中查得：=0.036，所以则pi=（1393+387

9、）1.42=4984Pa3.1.2壳程压力降po=（p1 +p2）FsNs 其中，Fs=1.15，Ns=1，查化工原理1P-284：管子为正三角形排列，F=0.5。nc=1.1n=1.1377查换热器设计手册2P-14表1-2-3，取折流挡板间距h=0.2m，壳程流通面积Ao=h（D-ncdo）=0.2（0. 3-70.025）=0.025m2fo=5.0Reo-0.228=5.09082-0.228=0.63所以 po=（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iRei=15430（湍流）

10、4.32W/（m2壳程对流传热系数o 由化工原理1P-253式4-77a计算，即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-）=0.20. 3（1-壳程中甲苯被冷却，取，所以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/W总传热系数Ko管壁热阻可忽略时，总传热系数Ko为 =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438W/（m2），在规定的流动条件下，计算出的Ko为

11、513W/（m2），有故所选的换热器是合适的，其安全系数为%=17.1%。4 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3p-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：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

12、础p-205，取胀接长度l=50mm；根据化工设备机械基础p-295附表1-1，查地碳钢线膨胀系数l=11.210-6mm/（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 其中，mm2P=0.6Mpa，l=50mm， 温差应力导致管子每平方米胀接周边上所受到的力其中，As=D中n=3084=3868mm2则又因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工艺参数名称壳程管程物料名称操作压力/MPa0.40.6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/流速/m/s0.260.51传热量/W213930总传热系数W/（m2513对流传热系数W/（m2 7522935污垢系数/W/（m20.0001120.000066