2台壳径1．8m的浮头式换热器占据的空间

　　第43卷，第4期 安徽化工V01．43，管式换热器No．4 ．．2017年8月 ANHUI CHEMICAL INDUSTRYAug．2017石j·化工设与自动化·管壳式换热器的计算与选型高白薇(安徽实华工程技术股份有限，安徽合肥230601)摘要：管壳式换热器单位体积内能够提供较大的传热面积，传热效果比较好，并且适应性较强，是生产上应用广泛的换热设。主要阐述了富胺液和贫胺液热工况下管壳式换热器的计算与选型，为生产提供指导和帮助。关键词：换热器；换热面积；计算与选型；校核doi：10．3969／j．issn．1008-553X．2017．04．028中图分类号：TKl72文献标识码：A 文章编号：1008—553x(2017)04—0083—04管壳式换热器是间壁式换热器的一种...

　　第43卷，第4期 安徽化工V01．43，No．4 ．．2017年8月 ANHUI CHEMICAL INDUSTRYAug．2017石j化工设与自动化管壳式换热器的计算与选型高白薇(安徽实华工程技术股份有限，安徽合肥230601)摘要：管壳式换热器单位体积内能够提供较大的传热面积，管式换热器传热效果比较好，并且适应性较强，是生产上应用广泛的换热设。主要阐述了富胺液和贫胺液热工况下管壳式换热器的计算与选型，为生产提供指导和帮助。关键词：换热器；换热面积；计算与选型；校核doi：10．3969／j．issn．1008-553X．2017．04．028中图分类号：TKl72文献标识码：A 文章编号：1008553x(2017)08304管壳式换热器是间壁式换热器的一种，是不同温度的两种流体在被壁面分开的空间里流动，通过壁面的导热和流体在壁表面进行对流，达到换热效果。1管壳式换热器的主要类型管壳式换热器根据结构特点可分为下列两类：1．1刚性结构的管壳式换热器这种换热器又称为固定管板式，通常可分为单管程和多管程两种，其优点是结构简单紧凑，造价便宜；缺点是管外不能进行机械清洗。1．2具有温差补偿装置的管壳式换热器这种换热器可使受热部分自由膨胀，按照结构形式又可分为：(1)浮头式换热器：该换热器一端管板可自由伸缩，即所谓“浮头”，适用面广泛，尤其是管壁和壳壁温差大的情况下，管内外均可承受高温高压，管束空间可以经常清洗，但结构较复杂，加工制造的费用较高。(2)U形管式换热器：这种换热器结构简单，但管板的利用率较差，管内进行机械清洗困难，拆换管子不易，因此要求通过管内的流体必须清洁，可用于温差变化大，高温或高压的场合。(3)填料函式换热器：把原置于壳体内部的浮头移出壳体，并采用填料函密封，一般很少采用。2管壳式换热器的计算以山东金诚石化集团有限20万吨／年针状焦装置酸性水脱硫及胺液再生系统改造，260吨／时胺液再生单元项目中贫富液换热器为例，进行管壳式换热器的计算。溶剂再生塔底贫胺液与富胺液闪蒸罐出来的富胺液进行换热，操作条件和物性参数如表1、表2所示。表1工艺原始数据(操作条件)表2工艺原始数据(物性参数)2．1计算热负荷Q热流Qh=WhCa,(TlT2)=254180×(3．806+3．746)÷2×(12589)÷3600=9598kW冷流Q。=W。C。(t2_t1)=259579×(3．527+3．498)÷2×(9558)÷3600=9371kW△Q=(Qh-Q。)／Qh×100％=2．37％10％设计换热器时，以热流体的热负荷作为总热负荷值比较安全，冷热物流的热负荷相对误差在10％以内。所以热负荷Q=9598kW2．2计算有效平均温差AT。=[(89-58)一(125-95)]／1n[(89-58)／(12595)】收稿日期：20170323作者简介：高白薇(1987-)，女，毕业于安徽大学，技术员，从事工艺设计与安装工作，，。万方数据 84 总第208期2017年第4期(第43卷) 安徽化工l一(岩)1朋5P。=壬百F(N。为壳程数)一R_(岩)Ⅳ№一””一“即而、]R2+葛1萄1-Pn)黑一差h2一葚搿啦差＼＼～＼、～＼89℃58℃图1少串联壳体数图解少串联壳体数就是水平连线的数目，如果连线℃)，则后的连线，仍计算在内，则由图可知，少串联壳体数是2台。当N。=2时，则Pn=0．3793，FT=0．937，△T=0．937×30．5=28．580C2．3总传热系数K与经验值v一j．_一n七十七×鲁+ro+rt鲁+磕瞰，w2哏如式中：ho,hi一管外、管内流体膜传热系数，W／(m2K)；ro、ri一管外、管内流体结垢热阻，rfl2K／W；do、di一管外径、管内径，m；d。一管的平均直径，m；rw一管壁热阻，m2K／W，选用不锈钢材质，rw取0．00015 mLK／W。在初选换热器型号时，建议先用经验的总传热系数估算换热面积，选出具体型号后再详细计算各项热阻，求出总传热系数计算值。如果计算值与选用的经验值相对误差较大，一般超过25％，则需要调整经验值重新估算面积，重新选择合适的型号，直至满足要求。换热器在操作中不断地被污垢所覆盖，这对传热和流动阻力都有很大影响。结垢热阻影响总传热系数，本文设计的换热器管程为富胺液，结垢热阻经验值取0．00054m扎K／W，壳程为贫胺液，管式换热器结垢热阻经验值取0．00052m2K／W。由工艺原始数据表示管壳程介质性质，取总传热系数K经验值范围：清洁状态：800～1100W／(m2K)；结垢状态：～500涮(m2K)。2．4传热面积计算传热基本关系式：Q=KAATA=9598÷÷28．58=840m2(2台串联，K取结垢状态下总传热系数)若面积余量取100％，则所需换热面积为1680mz。3管壳式换热器的选型3．1初选型号现选用浮头式换热器，型号为BESl8002．59306／2541，2台串联，但是考虑到换热器设平面布置及配管距离要求，位置太大，配管距离不够且影响检修操作，因而重新选择4台浮头式换热器串联，两两重叠安装，可以满足安装配管要求。当取N。=4时，则Pn=0．2333，FT=0．985，△T=0．985 X 30．5=30．04℃换热面积A=9598÷450÷30．04=710m2(4台串联，结垢状态下总传热系数K值较2台串联时大，取经验平均值450 W／(m2K))若面积余量取100％，则所需换热面积为1420m2。选择型号BESl 1002．53256／2541，4台串联，再进行核算是否满足要求。3．2核算所选换热器型号型号BESl 1002．53256／254I换热器参数如表3所示。3．2．1管内膜传热系数(管程壁温校正系数书i_1)肛F0．472mPas Cpi=3．515kJ／kgK入i-0．327W／mK质量流速Gi=wi／si=辜器警器=1282．9kg／m2s雷诺数Rei_diGi／肛i_O．02 X 1282．9÷0．472 X 1000=54360．2Pri=Cpi肛i／入i=5．1当Rei104时，如=0．023Re#8_141．24hi=入ikR们书i／d。=3180．0w／(m2K)万方数据 高自薇：管壳式换热器的计算与选型 85表3换热器参数3．2．2管外膜传热系数(壳程壁温校正系数函。=1)斗o--0．309mPas，Cpo--3．770l(J瓜gK，入o--0．293W／mK质量流速G0=Wo／S。=25141泛80丽+广3600=251．4kg／m2。s雷诺数Reo=d。GJ灿o=0．027×251．5÷0．309×1000=21967．0对书25ram×2．5mm换热管正四边形排列：d。=27．0mmPro=Cp。斗。，入。=3．98当Re。103时，JH产0．378Re00554(z一15)／10+0．41Re。，蹦(25一Z)／10式中，z一弓形折流板缺圆高度百分数，Z=25求得k=96．12h。=入。J}b-Pr。m耷。￡h／d。=3180．0w／(m2K)式中，￡。一旁路挡板传热校正系数，壳径1100mm时8 h=1．13。求得ho=1867．9 W／(m2K)3．2．3壁温校正因子小当冷流在管内时，tw=粤(t0Dti。)+tto=84％1％-I-1％式中，too、ti。一管外、管内流体的定性温度，分别为103．40C、72．8 oC。内插法得斗iw=0．421mPaS，肛。=O．351mPas6=(々014，求得中i：1．016，书。：0．982校正后hI．3180．0×1．016=3230．9W／(m2K)h。=1867．9×0．982=1834．3W／(m2K)3．2．4校核换热面积总传热系数：r：．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．!!．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．一“矗b+矗b．掣簪+o．00052+0．00054昔簪+o．00015害：器=439W／(m2K)与所选经验值450W／(m2K)相对误差2．5％，满足要求。求得A=9598÷439÷30．04=728m2面积余量=(325 X 4728)／728=79％，满足换热要求。3．2．5校核管程压力降ApT管程压力降△PT由三部分组成：管内流动压力降△Pi、管程回弯压力降△Pr、管程进出口嘴子压力降△Pn。△PT=(△Pi+△Pr)Fi+△P。=等(警。。fii+4Nip)．Fl+1．5。署式中：L一管长，6m；Ni。一管程数，4；p；一定性温度下的密度，为961．5kg／m3。当Re产103 105时，￡=0．4513(Rei)m勰=0．025F。一管程压力降污垢校正系数，取1．45；GNi体流经进出口嘴子的质量流速，进出口管嘴均为DN250，求得为1469．7kg／m2s。带人上式得：△PT=58325Pa=58．325kPa允许压力降为70100kPa，满足压降要求。3．2．6校核壳程压力降△P。管程压力降AP。包括壳程管束压力降△P0、壳程导流筒和导流板压力降△Pro、进出口嘴子压力降△PIl0。△PB=APoFo+△Pro+△Pn。=等2半d导O，．Fo+譬2如∥) p。。 一。。49 1。p。、。19⋯。7式中：D。一壳径，1．1m；Nb一折流板块数，12；p。一定性温度下的密度，为959．2kg／m3；当Re。15000时，C=1．52(Re。)州53=0．329；￡舢一旁路挡板压力降校正系数，壳径llOOmrn时为1．5；F0一壳程压力降污垢校正系数，取1．45；G№体流经进出口嘴子的质量流速，进出口管嘴均为DN250，求得为1439．1kg／m2．s；s JD一导流板或导流筒的压力降系数，一般取5～7，本次计算取7。带入上式得：A PT=21891Pa=21．891kPa允许压力降为70～100 kPa，满足压降要求。3．2．7确定型号换热面积和压力降均满足要求，所以终选择换热器型号为BESll002．53256／2541，4台串联，两两重(下转第87页)万方数据 钱光海：羰化反应釜机械封泄漏原因及改进措施87由于技术水平限制，反应釜机械封出现较大泄漏时，均拆解送到莱宁服务机构进行组装维护。2015年4月检修返组装后进行试压试漏，接通密封液和冷却水一切正常，当釜内压力升高至0．5MPa时，发现机械密封底面与釜口凸缘法兰的接触面处有气泡渗出，同时固定螺栓的上部也有气泡渗出，轴颈和动静环的部位正常。重复多次组装，泄漏现象依然相同。经过认真分析机械密封的结构以及观察凸缘法兰上密封圈上的压痕位置，发现底部密封圈与凸缘接触不良，因凸缘的内孔偏大，密封圈部分接触不到，在压力升高时，不能有效承受压力负荷，导致液体泄漏，长期运行导致外侧碳钢表面腐蚀形成环形凹坑，泄漏的物料又从地面和螺栓孔泄漏出去【1-2]，见图2、图3。图2已损坏的机械封(上接第85页)图3机械封测绘图叠安装。4结束语管壳式换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围，在某一种工况下性能很好的换热器，如果换成另一种工况，可能传热效果和性能会有很大改变。因此，针对具体工况正确地选择换热器的类型非常重要。3改造措施通过与合肥工业大学附属合肥华升泵业有限共同研究，在凸缘与机械密封配合的上部内孔用C一276哈氏合金焊条堆焊，经机床精密加工，保证密封圈有效接触面积，并将已经腐蚀的表面车削平整。借此机会，由技术人员对进口机械封进行拆解测绘，完成国产件的加工制造，降低维修费用。4改造后效果件加工完毕，在加工内用一只芯棒代替搅拌轴进行试压试漏，达到4．6MPa时保压30min，一切正常，如图4所示。图4改造完成后的机械封返后，进行搅拌系统的组装，全面试压试漏，压力升高至4．OMPa时，无泄漏发生。投人生产运行，当温度达到200。C时，无泄漏现象。此项改造解除了设的安全隐患，提高了设工艺达标水平。口参考文献[1]化工工艺设计手册(第四版)(上册)[M】．北京：化学工业出版社，2009：6．[2】冷换设工艺计算手册(第二版)[M]．北京：中国石化出版社，2008．[3】石油化工装置工艺管道安装设计手册[M]．北京：中国石化出版社，2005．口Calculation and Selectionof Shell and Tube Heat ExchangerGA0 Bai-wei(Anhui Shihua Engineering&Technology Co．Ltd．，Hefei 230601，China)Abstract：The shell and tubeheat exchanger can provide larger heat transfer area per unit volume，good heat transfer effectand strong adaptability．In this paper，the calculation and selection of the shell and tubeheat exchanger under the condition ofliquid1iquid heat transfer are mainly introduced．Key words：heat exchanger；heat transfer area；calculation and selection；check万方数据
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