管式换热器构成管壁上的污垢

　　设计题目冷凝器的设计 姓名学号 专业班级 指导教师 2011 化工原理课程设计任务书专业 班级 姓名 设计题目：列管式换热器设计 设计时间: 指导老师： 设计任务:年处理 吨正戊烷的正戊烷冷凝器 1.设型式 立式列管式换热器 2.操作条件 （1）正戊烷：冷凝温度51，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器； （2）冷却介质：井水，进口温度32，出口温度40 （3）允许压强降，不大于 10Pa （4）每年按330 天计算，每天24 小时连续运行； (5)设承受压力，p=2.5Mpa 设计报告： 主体设总装图（1#图纸）一张，带控制点工艺流程图（3#图纸）一张 目录摘要................................................................................................................................................... 2.1列管式换热器类型的选择 2.1.1固定管板式换热器 2.1.2浮头式换热器 2.1.4滑动管板式换热器 2.2流体流动通道的选择 2.3换热器结构的计算 2.3.1热负荷Q： 2.3.2平均温度差 2.3.3估算面积.................................................................................................................. 2.3.4管子初选 2.3.5对流传热系数 2.3.6污垢热阻................................................................................................................ 10 2.3.7 总传热系数和计算所需面积 102.3.8 壁温的计算 112.4 压强降计算....................................................................................................................... 11 2.4.1 管程压强降： 112.4.2 壳程压强降 122.5 列管式换热器其他结构设计 132.5.1 管程结构................................................................................................................ 13 2.5.2 壳程结构................................................................................................................ 14 2.5.3 其他重要附件 142.6 换热器材质的选择 142.6.1 碳钢....................................................................................................................... 15 2.6.2 不锈钢................................................................................................................... 15 163.1 试算并初选换热器规格 163.1.1 确定流体流动通道 163.1.2 流体定性温度、物性以及列管式换热器形式选择 163.1.3 热负荷Q 的计算 163.1.4 计算平均温差 163.1.5 初选换热器规格 173.2 核算总传热系数............................................................................................................... 17 3.2.1 计算管程的对流传热系数 183.2.2 计算壳程对流传热系数 183.2.3 确定污垢热阻 183.2.4 核算总传热系数 183.2.5 核算壁温 3.3计算压强降....................................................................................................................... 19 3.4 结构尺寸的确定............................................................................................................... 19 3.4.1 筒体内径................................................................................................................ 20 3.4.2 换热器壁厚设计与液压试验 203.4.3 223.4.4 233.4.5 容器法兰 233.4.6 接管尺寸 233.4.7 接管法兰 243.4.8 管箱长度 253.4.9 253.4.10 拉杆与定距管 253.4.11 分程隔板与缓冲板 253.4.12 总重量计算 263.5 离心泵和风机的选取 28附录一............................................................................................................................................. 30 附录二：本书符号说明 设计总结......................................................................................................................................33 参考文献......................................................................................................................................... 34 摘要摘要：列管式换热器在化工、石油等行业中广泛应用。根据本次设计任务，正 戊烷流动温度为 51.7，水的进、出口量温度为 32、40.计算一个年 处理量为 2.510 吨的正戊烷冷凝器。通过计算，得到所需管程数为4，传热管长为4.5 米，壳体直径为0.5 米,传热面积为33.09 平方米的的换热器。 由此进行换热器的选择,并确定传热过程的流体流速等参数,传热面积为 36.6 平方米的的换热器。经过进一步核算，换热器压降，面积裕度，管壁 温度均符合设计要求，。然后通过查阅资料合理计算确定封头、管箱、拉杆、 定距管等结构尺寸和选取符合要求的辅助设（主要是离心泵）。后画出 符合工程语言的设总装图和带控制点的工艺流程图。 关键词：列管式 固定管板式换热器 设计计算 Abstract ：Tube type heat exchanger widelyused chemicalindustry, petrochemical industry designwork, inlettemperature runningpentane 51.7degrees.The temperature exitwater 40degrees entertemperature 32degrees. annualcapacity 2.5ton silane condenser.After calculating，the number exchangingtube 4.5meters, 0.5meters. Finally choossed，whose number exchangingarea 33.09centaur. outmake heatexchangers otherparameters exchangingarea 36.6centaur. temperatureall suit assignmentrequest. Based chosenheater exchanger, designproper nozzles, flange, tie rod, channel, tubesheet, spacer finalresult includes facilityfitting draw, instruction.Key word：Tubular Tubular heat exchangers design calculation. 前言在化工和石油化工中，传热既是重要也是应用多的过程。工运转是 否经济常常取决于热或冷的利用和回收的效率。供气、供电和供冷等公用工程在 生产过程中的应用，关键在于使热的转化和回收效率。 换热器是在具有不同温度的两种和两种以上流体之间传递热量的设。在工 业生产中，换热器的主要作用是使热量由温度较高的流体传递给温度较低的流 体，使流体温度达到工艺流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要。换热器 是化工、炼油、动力、食品、轻工、原子能、制药，航空及其他许多工业部门广 泛使用的通用设。在化工中，换热器的投资约占总投资的 10%~20%；在炼 油中，该项的投资约占总投资的35%~40%。 换热器的种类很多，有多种多样的结构每种结构形式的换热器都有其自身的 结构特征及其相应的工作特性。在对换热器的选型时，有诸多因素需要考虑，主 要包括流体的性质、压力、温度、压降及其可调范围；对清洗、维修的要求；材 料价格及制造成本；动力消耗费；现场安装和检修的方便程度；使用寿命和可靠 性等。对于所选择的换热器，应尽量满足以下要求：具有较高的传热效率，较低 的压力降；重量轻且能承受操作压力；有可靠的使用寿命；产品质量高，操作安 全可靠；所使用的材料与过程流体相容；设计计算方便，制造简单，安装容易， 易于维护和维修。 在换热器中，应用多的是管壳式（列管式）换热器，它是工业过程热量传 递中应用广泛的一种换热器。虽然列管式换热器在结构紧凑型、传热强度和单 位传热面积的金属消耗量方面无法与板式或板翅式等紧凑式换热器相比，但列管 式换热器适用的操作温度与压力范围较大，制造成本低，清洗方便，处理量大， 工作可靠，长期以来，人们已在其设计和加工制造方面积累了许多的经验。 本次课程设计是根据生产任务要求确定选用换热器的传热面积，管子规格和 排列方式，管程数和管壳数以及折流挡板，进而确定换热器的其他尺寸或选择换 热器的型号。 列管式换热器设计方案设计流程 技术要求定义目标 如果需要计算未指定的 流速或温度需要做能量 平衡 收集物理性质 假设总传热系数K 确定壳、管程数计 正因子确定传热面积 确定类型、管径，材料清单为壳管分配流体 计算管数 计算壳径 估计管侧传热系数 估计管侧和壳层压降压降在规定 范围内？ 估计换热器成本 能否优化 降低成本 设计成功 计算含垢因子在内的总 传热系数 确定隔板间距并估计壳 层传热系数 2.1列管式换热器类型的选择 根据列管式换热器的结构特点，常将其分为固定管板式、浮头式、U 填料函式、滑动管板式、双管板式、薄管板式等类型。2.1.1 固定管板式换热器(代号G) 优点：结构简单、紧凑、能承受较高的压力，造价低，管程清洗方便，管子 损坏时易于堵塞或更换； 缺点：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 这种换热器适用于壳层介质清洁且不易结垢、并能进行清洗、管程与壳程两 侧温差不大或者温差较大但壳层压力不高的场合。 2.1.2 浮头式换热器(代号P) 优点：管内和管间易于清洗，不会产生热应力； 缺点：结构复杂，造价比固定管板式换热器高，设笨重，材耗量大，且浮 头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求高。 这种换热器适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。 2.1.3 形管换热器(代号Y)优点：只有一块管板，管束由多根 形管束组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U 形换热器有温差时，不会产生热应力。 缺点：由于受到管曲率半径的限制，其换热管排布较少，管束内层管间距 较大，管板的利用率较低，壳程流体易形成短路，对传热不利。当管子泄漏损坏 时，只有管束外围处的 形管才便于更换，内层换热管坏了不能更换，管式换热器只能堵死，而且损坏一根U 形管相当于坏两根管，报废率极高。 适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢需要清洗、又不适宜采用浮头式 和固定管板式的场合。特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、高压、腐蚀性 大的物料。 2.1.4 滑动管板式换热器 优点：结构简单，造价低廉，必要时可在管箱增设隔板，强化传热。 缺点：填料泄漏时可导致管程和壳程的流体相混，故严禁用于两种流体不相 容的场合。 2.2流体流动通道的选择 不清洁或易结垢的流体，管式换热器宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走管程，便于清洗；对于U 型管管束，宜走壳程。 为增大对流传热系数，需要提高流速的流体的宜走管程，因管程流通截面积一般比壳程的小，且做成多管程也教容易。 两流体温差较大时，对于固定管板式换热器，宜将对流传热系数大的流体走壳程，以减小管壁与壳体的温差，减小热应力。 需要冷却的流体宜走壳程，，以减小冷却剂用量。但温度很高的流体，其热能可以利用，宜走管程，以减小热损失。 （Re

　　100）即可达到湍流。在选择流动管道时，上述原则往往不能同时兼顾，应视具体问题抓住主要方 面，一般首先考虑流体的压力降、防腐蚀清洗等要求，然后在校核对流传热系数 和流动阻力，以便做出恰当的选择。 2.3 换热器结构的计算 2.3.1 热负荷Q： 2.3.1.1 无相变传热，且忽略热损失 ——流体的平均比定压热容，J/(kg.)T——热流体的温度， t——冷流体的温度， 下标1 分别表示换热器的进口和出口。2.3.1.2 相变传热 ——饱和蒸汽（即热流体）的冷凝速率，kg/s；r——饱和蒸汽的冷凝热，J/kg。 2.3.2 平均温度差 2.3.2.1恒温传热 平均温度差 2.3.2.2变温传热（包含一侧恒温的情况） 逆流与并流的平均温差 ——换热器两端热冷流体的温差，。错、折流的平均温度： 2.3.3估算面积 值的经验数据管程 轻有机物水蒸气冷凝 580~1190 中有机物 水蒸气冷凝 290~580 重有机物 水蒸气冷凝 115~350 轻有机物冷凝580~1160 重有机物蒸汽冷凝115~350 2.3.3.2 根据查得的K 的经验值 ，估算出换热器的面积 2.3.4管子初选 2.3.5对流传热系数 2.3.5.1无相变流体在圆形直管道中做强制湍流的对流传热系数 0.80.023 Re Pr 当流体被加热时，n=0.4 当流体被冷却时， n=0.3 ——列管内径，m。应用范围：Re

　　10 000,Pr=0.7~160,管长与管径之比 由上式算出乘以 对于高粘度液体（大于2 倍常温水的粘度） 指壁面温度下流体粘度，因壁温未知，计算 可取近似值。当流体被加热时 =1.0。应用范围：Re

　　10 000,Pr=0.7~16 700，

　　60。特征尺寸：管内径 按壁温取值外，均取流体进、出口温度的算术平均值。2.3.5.2 无相变流体在管外做强制湍流时的对流传热系数 若换热器的管间无挡板，管外流体沿管束平行流动时，则值仍可以用管 内强制对流的公式计算，但需将式中的管内径将改为管间的当量直径。管式换热器 2.3.5.3 蒸汽在水平管外冷凝对流传热系数 对于蒸汽在水平管壁（管外、单管或管束）上的膜状冷凝传热系数： ——管子外径；n——管束在垂直面上的列数，对单管n=1； ——饱和温度与壁面温度 之差； —特性温度下冷凝液的导热系数、密度和粘度汽化潜热r 2.3.5.4蒸汽在垂直管外（或板外）的冷凝对流传热系数 l——垂直管的高度，m；r——饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg； 定性温度：蒸汽冷凝热取饱和温度 10特征尺寸：l 取垂直管或板的高度，定性温度和其余物性参数与（*）相同。 冷凝液的液膜流动有层流和湍流之分，故在计算传热系数时应首先假设液膜 的流动类型，求出 后，需要计算Re 数，检验是否在所假设的流型范围。Re 2.3.6污垢热阻 沉积在传热壁面上的污物、腐蚀产物或其他杂质，构成管壁上的污垢。某些 情况下，污垢热阻是总传热系数的控制因素。因此，确定适当的污垢热阻，是换 热器的设计中很重要的一项内容。 污垢的热阻主要决定于它的导热系数和垢层厚度。污垢的种类很多，影响垢 层厚度的因素又复杂，污垢的导热系数及污垢层厚度难以准确地估计，因此，通 常选用污垢热阻的经验值。 2.3.7 总传热系数 和计算所需面积2.3.7.1 ——换热器列管的外径、内径及平均直径，m；b——列管管壁厚度，m； 2.3.7.2计算所得需要面积A 2.3.7.3面积裕量的计算 11 面积裕量= 2.3.8壁温的计算 在传热过程中，需要知道壁温才能计算 ；此外，选择换热器的类型和管
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