列管式固定管板换热器设计
目 录
第1章 工艺概述 (1)
1.1装置概况.................................................... 1 1.2工艺原理（催化裂化）........................................ 1 1.3工艺流程说明（吸收稳定部分）.. (2)
第2章 工艺设计 (3)
2.1设计概述.................................................... 3 2.2设计课题.................................................... 3 2.3设计参数的确定.............................................. 4 2.4初算换热器的传热面积0S . (4)
2.4.1 换热器的热流量（忽略热损失）................................................. 4 2.4.2 水蒸气的消耗量（忽略热损失）................................................. 4 2.4.3平均传热温差.................................................................................. 5 2.4.4计算传热面积. (5)
2.5主要工艺及结构基本参数的计算 (5)
2.5.1换热管选择...................................................................................... 5 2.5.2计算壳体内直径i D ........................................................................ 6 2.5.3画出排管图...................................................................................... 6 2.5.4计算实际传热面积0S 及过程的总传热系数0()K 选 ..................... 7 2.5.5折流板直径c D 数量及有关尺寸的确定........................................ 7 2.5.6拉杆的直径和数量与定居管的选定. (7)
2.6换热器核算 (7)
2.6.1换热器内流体的压力降 (7)
2.6.2热流量核算 (8)
第3章结构设计 (10)
3.1折流挡板 (10)
3.2 法兰 (10)
3.3换热管 (11)
3.4支座 (11)
3.5压力容器选材原则 (11)
3.6垫片 (12)
第4章强度计算 (13)
4.1筒体壁厚计算 (13)
4.2流体进、出口接管直径 (13)
4.3其他结构尺寸 (14)
4.4支座反力 (14)
4.5筒体弯矩 (15)
4.5.1圆筒中间处截面上的弯矩 (15)
4.5.2支座处横截面间弯距 (16)
4.6系数计算 (16)
4.7筒体轴向应力 (16)
4.7.1轴向应力 (16)
4.7.2应力校核 (17)
4.8鞍座处圆筒周向应力 (18)
4.9鞍座应力 (18)
第5章设计结果汇总 (19)
参考文献 (20)
第1章工艺概述
1.1装置概况
180万吨/年重油裂解装置按规模180万吨/年设计。装置包括反应-再生、分馏、吸收稳定、气压机、能量回收及余热锅炉、产品精制几部分组成，ARGG工艺以常压渣油等重质油为原料，采用重油转化和抗金属能力强，选择性好的RAG催化剂，以生产富含丙烯、异丁烯、异丁烷的液化气，并生产高辛烷值汽油。
1.2工艺原理（催化裂化）
催化裂化是炼油工业中重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。它是使原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合等一系列化学反应，原料油转化成气体、汽油、柴油等主要产品及油浆、焦炭的生产过程。催化裂化过程具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量高等特点。
催化裂化的生产过程包括以下几个部分：
反应再生部分：其主要任务是完成原料油的转化。原料油通过反应器与催化剂接触并反应，不断输出反应产物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环，在再生器中通入空气烧去催化剂上的积炭，恢复催化剂的活性，是催化剂能够循环使用。烧焦放出的热量又以催化剂为载体，不断带回反应器，供给反应所需的热量，过剩热量由专门的取热设施取出加以利用。
分馏部分：主要任务是根据反应油气中各组分沸点的不同，将它们分离成富气、粗汽油、回炼油、油浆，并保证汽油干点、轻柴油凝固点和闪电合格。
吸收稳定部分：利用各组分之间在液体中溶解度不同把富气和粗汽油分离成干气、液化气、稳定汽油。控制好干气中的
C含量、液化气中的2C和5C含量、稳
3
定汽油的10%点。
1.3工艺流程说明（吸收稳定部分）
吸收塔顶操作压力1.3M P a，从D-10301来的压缩富气进入吸收塔C-10301自下而上逆流与来自D-10201来的粗汽油和补充吸收剂泵P-10304/1、2送来的稳定汽油（补充吸收剂）逆相接触。气体中的
C和3C以上的更重组分大部分被吸收，
3
剩下含有少量吸收剂的气体（贫气）去再吸收塔C-10303，为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔用P-10302/1-4分别抽出四个中段回流，经中段回流冷却器E-10307/1-8冷却后再返回吸收塔。在D-10301中平衡汽化得到的凝缩油由凝缩油泵P-10301/1、2抽出后，经脱吸塔进料-稳定汽油换热器E-10302/1-2换热至55C?，脱吸塔顶操作压力1.4MPa，温度50C?，脱吸塔底部由脱吸塔底重沸器提供热量。用分馏部分中段回流作为热载体，以脱除凝缩油中的
C组分。塔底脱出的脱乙烷
2
汽油送至汽油稳定系统。贫气从吸收塔顶出来进入在吸收塔C10303，操作压力1.25MPa。与从分馏部分来的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，以脱除气体中夹带的轻汽油组份，经吸收后的气体送至脱硫装置，富吸收油则靠再吸收塔的压力自流至E-10205/1-2，与贫吸收油换热后再返回分馏塔。
汽油稳定系统脱乙烷汽油从托吸收塔底出来，自压进入稳定塔进料换热器E-10303/1-4，和稳定汽油换热后进入稳定塔C-10304.塔的操作压力1.15MPa，丁烷和更轻的组份从塔顶馏出，经过塔顶冷凝冷却器E-10308/1-8冷却后进入塔顶回流罐D-10302，液体产品-液化气用稳定塔顶回流泵升压，大部分作为稳定塔顶回流，另一部分作为化工原料送至脱硫装置。稳定汽油自塔底靠本身压力依次进入E-10304/1-4、E-10302/1-4，换热后再进入稳定汽油-除盐水换热器E-10301/1-2、稳定汽油空冷器EC-10302/1-4、稳定汽油冷却器E-10309/1-2，冷却到40度。一部分作为补充吸收剂用P-10304/1.2送至吸收塔，其余部分送往脱硫装置。稳定塔底重沸器的热源来自分馏部分第二中段循环回流。
第2章工艺设计
2.1设计概述
换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为冷却器、加热器、蒸发器等，应用更加广泛。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。
换热器在工业生产中的应用极为普遍，例如动力工业中锅炉设备的过热器、省煤器、空气预热器，电厂热力系统中的凝气器、除氧器、给水加热器、冷水塔；冶金工业中高炉的热风炉，炼钢和轧钢生产工艺中的空气或煤气预热；制冷工业中蒸汽压缩式制冷机或吸收式制冷机中的蒸发器、冷凝器；制糖工业和造纸工业的糖液蒸发器和纸浆蒸发器，都是换热器的应用实例。在化学工业和石油化学工业的生产过程中，换热器也有较多的应用。在航天工业中，为了及时取出发动机及其辅助动力装置在运行时所产生的大量热量，换热器也是不可缺少的重要部件。
在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。
2.2设计课题
设计一台用饱和水蒸气加热水的列管式固定管板换热器，水流量为45t/h，水温由25C?加热到65C?。水蒸气入口温度128.7C?，出口温度128.7C?。允许压强降管程不高于4
10Pa。
10Pa，壳程不高于5
根据设计题目与介质，选择列管式固定管板换热器，循环水走管程，水蒸气走壳程。
2.3设计参数的确定
根据工艺条件查物性表可得：
水蒸气的定性温度 128.7C T =?
密度 30 1.443kg/m ρ= 汽化潜热 32082.2K J/m γ=
黏度 00.0133m Pa s μ=?
定压比热容 4.267K J/kg K pv C =?
热导率 00.0320W /m K λ=?
循环水的定性温度 (2565)/245C T =+=?
密度 3990kg/m i ρ=
定压比热容 '
4.174KJ/kg K pv C =?
热导率 0.64W /m K i λ=? 黏度 0.5988m Pa s i μ=?
2.4初算换热器的传热面积0S
2.4.1 换热器的热流量（忽略热损失）
热流量 c p c
Q W C T =? （2-1） 由公式（2-1）计算得
3
04510 4.174(6525)2087KW 3600
c pc Q W C T ?=?=
??-=
2.4.2 水蒸气的消耗量（忽略热损失）
冷却剂（加热剂）用量 γ
Q ΔT
C Q W pc 气==
（2-2）
由公式（2-2）计算得水蒸气的用量为
2087=
1.0kg/s 208
2.2
Q
W γ
=
=气
2.4.3平均传热温差
根据工艺条件，选取逆向流向,先按单壳程单管程考虑,计算出平均温度差'
m t ?。
'
2121
ln m t t t t t ?-??=
?? （2-3）
式中2128.76563.7C t ?=-=?，1128.725103.7C t ?=-=? 由公式（2-3）算得
'
2121
63.7103.782.163.7ln ln 103.7
m t t t t t ?-?-?=
=
=??℃
温度校正系数0.8t ??>，故平均温度差'
82.1C m m
t t ?=?=? 2.4.4计算传热面积
根据经验数值初选总传热系数20600W /m K K =?，由0K 值初算所需传热面积。
传热面积 000m Q S K t =? （2-4）
由式（2-4）得 3
2
000208710
42.4m
60082.1
m
Q S K t ?=
=
=??
2.5主要工艺及结构基本参数的计算
2.5.1换热管选择
1、换热管选用25m m 2.5m m ??的钢管，管内流速取0.4m /s i u =。
2、换热管数量及长度的确定 管数 2
2
44451000/(3600990)
101()
0.40.02 3.14i i
V n u d π???==
=??根
管长 '00
42.4
5.3m 1013.14
0.025
S l n d π=
=
=?
?
根据GB151，标准传热管有1.0m 、1.5m 、2.0m 、2.5m 、3.0m 、4.5m 、6.0m 、
7.5m 、9.0m 、12.0m 。根据计算结果取传热管长 6.0m L =。
则该换热器的管程数为 '
5.30.88
6.0
p l
N L
=
=
=（即为单管程） 所以传热管总根数 1011101(N =?=根 3、管子的排列方式及管子与管板的连接方式的选定
管子的排列方式采用正三角形排列；管子与管板的连接采用焊接法。
2.5.2计算壳体内直径i D
壳体内径 ()'12i c D t n b =-+ （2-5） 式中管中心距 01.251.2525
32m m
t d ==
?=
横过管束中心线的管数 1.0111
c n ===根 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离'01.537.5m m b
d ==
所以由式（2-5）得 ()3211
1237.5
395m m
i D =-+?
= 按壳体直径标准系列尺寸圆整，取400m m i D =
2.5.3画出排管图
根据壳体内径i D 、管中心距t 、横过管中心线的管数c n 及其排列方式，绘出排管图。由图可见，中心排有11根管，按三角形排列，可排119根，除去6根拉杆位置，实际排出113根。与上述计算相符。因此实际管数取N=113根。
图2-1 换热管排布图
2.5.4计算实际传热面积0S 及过程的总传热系数0()K 选
传热面积 ()00.1S N d l π=- （2-6） 由式（2-6）得 20(0.1)101 3.140.025(60.1)46.7m S N d l π=-=??-= 总传热系数 00m
Q K S t =? （2-7）
由式（2-7）得 3
2
00208710
544W /(m K )
46.782.1
m
Q K S t ?=
=
=???
2.5.5折流板直径c D 数量及有关尺寸的确定
选取折流板与壳体间的间隙为3mm,因此 折流板直径 40023394c D mm =-?= 切去弓形高度 0.250.25400100i h D m m ==?= 折流板数量 11.00
--=
h L N B
取折流板间距mm h 3000=，那么6000100
119
300
B N -=-=块
取整得 19B N =块 实际折流板间距 6000100295191
h m m
-=
=+
2.5.6拉杆的直径和数量与定居管的选定
选用12mm φ钢拉杆，数量6根，定距管采用25mm 2.5mm φ?钢管。
2.6换热器核算
2.6.1换热器内流体的压力降
1、管程压力降计算：
t p s i
F N N p p P
)(21?+?=?∑ （2-8）
串联壳程数1=s N ，管程数1p N =。对于25m m 2.5m m ??换热管，结构校正系数为4.1=t F 。换热器为单程管02=?p 。
3
2
4510
497.63600(0.02)
80
4i G π?=
=??
??
? ???
e 3
0.02
497.6
166200.598810
i i
i d G R μ
-?=
=
=? 由Re=16620，传热管绝对粗糙度0.02，查莫狄图得0.027i λ=。 则流体流经直管段的压力为 2
1(+1.5)
2
i
l u
p d ρλ?= （2-9）
由式（2-9）得
2
2
120.4990
(+1.5)
0.027+1.5332.64P a
2
0.02
2
i
l u
p d ρλ
??==?
?
=（）
4
(332.640)11.4
465.7P a
10P a
i
P
?=+??=<∑ 故管程流体阻力在允许范围之内。 2、壳程压力降计算
S S N F p p P )('
2'10?+?=?∑
(2-10)
其中流体流经管束的压强降为
2
)
1(2
0'
1o B C u N N Ff P ρ+=? (2-11)
其中，管子排列方式对压强降的校正因子，F=0.5 摩擦系数228.00Re 5-=f
001
18.8m/s
()
1.4430.295(0.4110.025)
S
c V u h D n
d =
=
=-??-?
003
0.020218.8 1.443
Re 412030.013510
d u ρ
μ
-??=
=
=?
0.228
05(41203)
0.442
f -=?=
2
2
'
010 1.443(18.8)
(1)
0.50.442112012398Pa 2
2
C B u P Ff N N ρ??=+=????
=
22
'
02
2 3.520.295(18.8)
(3.5)19() 1.4439811Pa
20.42
B u h P N D ρ-??=-=???= 5
(123989811)122209P a 10P a
P
?=+?=<∑
故壳程压力降在允许范围内。
2.6.2热流量核算
总传热系数0K
00
11
si so m
i
i i
bd R d d R K d d d αλα=++
+
+
（2-12）
管程给热系数i α 0.8
0.4
0.023
R e
Pr
i
i i
d λα= （2-13）
壳程给热系数0α ()()1/4
30 1.13v s w g L t t ρρργλαμ??
-=??
-??
（2-14）
由式（2-13）得，
0.8
2
0.64 4.1740.5988
0.023(16620)
(
)3013W /m K
0.02
0.64
i α?=?
??=?
由式（2-14）得
()()()()1
1
3
3
3
4
4
03
2
998998 1.443102082.210(0.64)1.13 1.130.5988102128.7451021.8W /m .K
v s w g L t t ρρργλαμ-??
??-?-????==???
??-???-??
??
=由式（2-12）算得
00
00
3
3
11
10.025*******.2610
0.2610
1021.8
51.8225
20
301320
o
si SO m
i
i i
bd R d d R K d d d αλα--=++
++
?=
+?+
+??
+
??
即20492.85W /m K K =? 由于 ()()
00544 1.10
492.85
K K =
=计选，在范围之内，所以本设计合理。
第3章结构设计
3.1折流挡板
安装折流挡板的目的是为提高管外对流传热系数，为取得良好效果，挡板的形状和间距必须适当。对常用的圆缺型挡板，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。弓形缺口太大或太小都会产生“死区”，太大不利于传热，太小又增加流体阻力。
挡板的间距对壳程的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外对流传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有 100mm、150mm、200mm、300mm、450mm、600mm、700mm、7种；浮头式有100mm、150mm、250mm、300mm、350mm、450mm、(或480mm)、600mm 8种。
3.2法兰
换热器设备常用的法兰分为设备法兰和管法兰两类。
设备法兰标准有：J B4710甲型平焊法兰，选用压力范围为0.25~1.6M P a
JB4702乙形平焊法兰，选用压力范围为0.25~4.0M P a
JB 4703长颈对焊法兰，选用压力范围为0.6~6.4M P a 本设计选用JB 4701甲型平焊法兰，选用压力范围为0.25~1.6M P a。
甲型平焊法兰只有法兰环。一般采用钢板制作，必要时也可以采用锻件轧制，与圆筒体或封头角焊连接。由于法兰环与筒体或封头连接的整体性差，即该法兰的连接强度和刚度较小，因此只适用于温度、压力较低的场合。在现行的行业标准中，甲型平焊法兰只有四个压力等级（PN0.250.61.01.6M Pa
、、、），公称直径的适用范围也较小（D N300~2000m m），所用工作温度范围为20~300C
-?。
3.3换热管
换热管的规格包括管径和管长。换热管的直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些，但对于不洁净或亦结垢的流体，管径应该取得大些，以免堵塞。目前我国试行的系列标准规定采用Φ25×2.5和Φ19×2.5两种规格，对于一般流体是适用的。此外还有Φ38×2.5，Φ57×2.5的无缝钢管。本设计选用Φ25×2.5规格的换热管。
我国生产的钢管系列标准中管长有1.5m、2m、3m、4.5m、6m、9m，按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管长合理截取。同时管长又应与壳径相适应，一般管长与壳径之比，即L/D为3～4.5。本设计选用6m的管长。
管子的排列方式有等边三角形和正方形两种。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑管外流体湍流程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对亦结垢流体更为适用。本设计选用等边三角形的排列方式。
3.4支座
化工压力容器及设备都是通过支座固定在工艺流程中的某一位置上的。支座的形式主要分三大类：立式容器支座、卧式容器支座、球式容器支座。卧式容器支座又可分为鞍式支座、圈式支座和支腿式支座，尤以鞍式支座使用最为广泛。
鞍式支座的结构特征：
1．鞍式支座标准分轻型（代号A）和重型（代号B）两种。轻型用于满足一般卧式容器使用要求；重型用以满足卧式换热器、盛装液体重度大和L/D大的卧式容器使用要求。
2．根据安装形式，鞍式支座分固定式（代号F）和滑动式（代号S）两种。
3．鞍式支座适用于卧式容器直径DN300～450（用无缝管件筒体）、300～4000（用卷制筒体）的范围内。
本设计选用鞍式支座。
3.5压力容器选材原则
1、选用压力容器材料时，必须考虑容器的工作条件，如温度、压力和介质特征；材料的使用性能，如机械性能、物理性能和化学性能；加工性能，如材料的
焊接性能和冷热加工性能；经济合理性能，如材料的价格、制造费用和使用寿命。
2.刚制压力容器用钢材应按照国家标准《钢制压力容器》中所列材料选用，标准中规定设计压力不大于35MPa，对于超出规定的，应进行具体分析，并进行试验，经过研究以后决定。
3.钢材的使用温度不超过各钢号许用应力中所对应的上限温度。但要注意的是，碳素钢和碳锰钢在高于425C 温度下长期使用时，应考虑钢中碳化物的石墨化倾向。奥氏体刚的使用温度高于525℃时，钢中的含碳量不应小于0.04％，对于≤-20℃的低温容器材料用钢，还应进行夏比“V”型缺口冲击试验。
4.压力容器非受压元件用钢必须有良好的可焊性。
5.在考虑压力容器受压元件有足够强度的情况下，必须考虑他的韧性，以防止外加载荷作用下发生脆性破坏。
3.6垫片
设备垫片标准主要有：
JB4704 非金属软垫片
JB4705 缠绕垫片
JB4706 金属包垫片
一般情况下，非金属软垫片适用于甲型平焊法兰、乙型平焊法兰、长颈对焊法兰。法兰密封面形式为光滑密封面或凹凸密封面。缠绕垫片适用于乙型平焊法兰、长颈对焊法兰。
非金属软垫片厚度一般根据容器直径选取：容器直径DN≤450mm时，厚度δ=2mm；容器直径DN〉4500mm时,厚度δ=3mm。金属平垫片厚度一般为3～6mm。
垫片的选择要综合考虑操作介质的性质、操作压力、操作温度以及需要密封的程度；对垫片本身要考虑垫片性能，压紧用的次数。对高温高压的情况一般多采用金属垫片；中温中压可采用金属和非金属组合式或非金属垫片；中低压情况多采用非金属垫片；高真空或深冷温度下以采用金属垫片为宜。
第4章 强度计算
4.1筒体壁厚计算
计算厚度 []
2c t
c
P D P δσ
?=
- （4-1）
设计厚度 2d C δδ=+ （4-2） 由工艺设计给定的设计温度142C ?，设计压力c p =p =1.0M P a ，选择Q 245卷制.材料在设计温度下时的许用应力[]t
σ=141Mpa （假设厚度为6~16m m 时），取焊缝系数φ=0.85,腐蚀裕度C 2=2mm.则由式（4-1）和式（4-2）得：
计算厚度 []
1.04001.6m m 2141
0.85
1.0
2c t
c
P D P δσ
??=
=
=??--
设计厚度 21.6
23.6m m d C δδ=+=+=
对于Q245R ，钢板负偏差10C =，根据钢板厚度标准取名义厚度12m m n δ=，
10m m e δ=。
4.2流体进、出口接管直径
管径
d =
（4-3）
水蒸气进出口接管1d ：根据壳程介质取1u =35m/s ，那么由式（4-3）得，
经圆整采用159mm 4mm φ?热轧无缝钢管(YB231-64)，实际变化进出口管内流速
循环水进、出口接管2d ：根据管程介质取2u =1.5m/s ，那么
20.104m d =
=
10.158m d ==12
4 1.0
38.7m /s
1.443 3.140.151
u ?=
=??
经圆整采用108mm 4mm φ?热轧无缝钢管，实际冷却水进、出口管内流速为
22
445000
1.6m /s
3600990.0 3.140.1
u ?=
=???
根据计算结果，壳体进出口接管选用159mm 4mm φ?热轧无缝钢管(YB231-64)，官箱进出口接管选用108mm 4mm φ?热轧无缝钢管。
4.3其他结构尺寸
具体结构尺寸从有关手册所列标准中查取。
表4-1 结构尺寸参数
4.4支座反力
圆筒质量（两曲线间）
1() 3.14(0.40.012) 6.050.0127840736.34kg i n n s m D L πδδγ=+=?+???=
封头质量（曲面部分） 219.5
233k g
m =?= 容器容积（两切线间） 2
2
8
3
3.144006050
7.6
10m m
4
4
i V D L π
=
=
??=? 封头容积（曲面部分） 6311.510m m h V =? 附件质量 31234m m m m m ''''=+++ 进出口接管质量
()()2
2
12
2
0.1590.151
0.2578402
4
0.1080.10.257840212.75kg
4
m π
π
'=?-???+
?-???=
换热管质量 ()22
20.0250.02
27840113312.95kg 4
m π
'=?-???=
拉杆质量 2
30.0122784047.1kg
4
m π
'=
????=
法兰质量 423.7kg m '=
所以附件质量 312.75312.957.123.7356.5kg m =+++= 容器总质量 1231125.84kg m m m m =++= 容器内充液质量
'
2'
2
2
2
3.14+
D 0.026990113
4
4
4
3.14+0.015990+0.40.408990276.34k g 4i h i m d L n V l π
π
ρρρ=
+=
????????=水水水 支座反力 '
+1125.84276.34
9.86871N 2
2
m m F g +=
=
?=
4.5筒体弯矩
4.5.1圆筒中间处截面上的弯矩
()222112/44413a i R H L FL A M H L L ??+-??
=-????
+
??
（4-4） 由式(4-4)得
()()2
2
2
1222
12/44413120.2060.125/6.056871 6.0540.19441N m 40.1254 6.0513 6.05a i R H L FL A M H L L ??
+-??
=-?
??
?+
?
?
??+?-????=-=??????+
???
4.5.2支座处横截面间弯距
2221-21413a i
i
R H A L A L M F A H L ??
-+?
?
=--
????+???
?
（4-5） 由式（4-5）得
22
2
2
2
1214130.10.2060.125
1 6.0520.1 6.0568710.1115.38N m 40.125
13 6.05a i
i
R H A L AL M FA H L ??--+?
?=--
????+????
??
--+?
?
??=-??-
=-??????+????
?
4.6系数计算
表4-2 系数计算表
11K = 21K = 30.879904
K =
40.401056K = 50.760258
K =
60.0132129K =
90.2035214K =
4.7筒体轴向应力
4.7.1轴向应力
1
12
a e
M R σπδ=- （4-6）
2
1
2
2c a e a e
P R M R σδπδ=
+
（4-7） 3
2
2
12c a e
a e
P R M K R σδπδ=
-
（4-8）
242
2a e
M K R σπδ=
（4-9）
由式（4-6）、（4-7）、（4-8）、（4-9）可得，
1
12
2
6
9441
7.09M Pa 3.140.2060.0110a e
M R σπδ=-
=-=-???
2
1
2
26
1.00.2069441
17.38M Pa
220.01 3.140.2060.0110c a e a e
P R M R σδπδ?=
+
=
+
=????
3
2
2
2
6
1 1.00.20615.38
10.31M Pa
220.011 3.140.2060.0110
c a e
a e
P R M K R σδπδ?=
-
=
+
=?????
242
2
215.38
0.012M Pa
1 3.140.2060.01
a e
M K R σπδ=
=-
=-???
4.7.2应力校核
1、许用压缩应力
0.0940.094100.0047
200
e
i
A R δ?=
=
=
根据圆筒材料查G B 150图6-3和图6-10得到B =585M P a
[][]
()
min
,141M Pa t
t
ac
B σσ==
[]()min 0.8,172M Pa eL ac
R B σ==
23,σσ<[]
141M Pa
t
σ= 合格
14,σσ<[]141M Pa t
ac σ= 合格 14,T T σσ<[]172M Pa ac σ= 合格
2、封头、圆筒应力校核 因为 0.103
2
a R A ≤= 圆筒中 6
30.879904
687110
2.93M P a
0.2060.01
a e K F R τδ-??==
=? 封头中 6
40.401056
687110
1.34M P a
0.206
0.01
a h e
K F R τδ
-??=
=
=? 封头 11.0
0.4
20M P a
220.01c i h he
K P D σδ??=
=
=? 圆筒 [][]0.80.8
141
113M P a
t
τσ==
?= 封头 [][]1.251.2514120156.25M P a
t
h
τσσ=-=?-= 圆筒 τ<[]113M Pa τ= 合格 封头 h τ<[]156.25M Pa h τ= 合格
4.8鞍座处圆筒周向应力
圆周的有效宽度
2150221mm b b =+=+=
在横截面最低处
6
552
10.760258687110
2.37M Pa
0.010.221
e kK F
b σδ-???=-
=-
=-?
在鞍座边角处
662
2
6
6
2
2
124687110
120.0132129687110
0.206
40.010.221
6.050.01
78M Pa
a
e e
K FR F b L σδδ--=-
-
?????=--
???=-
应力校核
5σ<[]141M Pa t
σ= 合格 6σ<[]1.25176.25M Pa t
σ= 合格
4.9鞍座应力
1、水平分力
90.2035213768711398N
s F K F ==?=
2、腹板水平分力
计算高度 1
m in ,69m m 3
s a H R H ??
== ???
鞍座腹板厚度 08m m b = 腹板水平应力 6
90687110
12.45M Pa
0.0690.008
s F H b σ-?=
=
=?
应力判断 9σ<[]294M P a 3
sa σ= 合格
化工原理设计：列管式换热器设计
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计班级：09化工 设计者：陈跃 学号：20907051006 设计时间：2012年5月20 指导老师：崔秀云
目录 概述 1.1.换热器设计任务书 .................................................................... - 7 - 1.2换热器的结构形式 .................................................................. - 10 - 2.蛇管式换热器 ........................................................................... - 11 - 3.套管式换热器 ........................................................................... - 11 - 1.3换热器材质的选择 .................................................................. - 11 - 1.4管板式换热器的优点 .............................................................. - 13 - 1.5列管式换热器的结构 .............................................................. - 14 - 1.6管板式换热器的类型及工作原理............................................ - 16 - 1.7确定设计方案.......................................................................... - 17 - 2.1设计参数................................................................................. - 18 - 2.2计算总传热系数...................................................................... - 19 - 2.3工艺结构尺寸.......................................................................... - 19 - 2.4换热器核算 ............................................................................. - 21 - 2.4.1．换热器内流体的流动阻力 (21) 2.4.2.热流量核算 (22)
列管式换热器的设计计算
列管式换热器的设计计算 晨怡热管2008-9-49:49:33 1．流体流径的选择 哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例) (1)不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。 (2)腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。 (3)压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。 (4)饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。 (5)被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。 (6)需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。 (7)粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。 2.流体流速的选择 增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。 此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。 3.流体两端温度的确定 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题。若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定。为了节省水量，可使水的出口温度提高些，但传热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增加水量。两者是相互矛盾的。一般来说，设计时可采取冷却水两端温差为5～10℃。缺水地区选用较大的温度差，水源丰富地区选用较小的温度差。 4.管子的规格和排列方法 选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有 φ25×2.5mm及φ19×mm两种规格的管子。 管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6m，则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m。系列标准中也采用这四种管长。此外，管长和壳径应相适应，一般取L/D为4～6(对直径小的换热器可大些)。 如前所述，管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，如第
固定管板式换热器使用中的注意事项及工作原理
固定管板式换热器的注意事项及工作原理 固定管板式换热器在运行中应注意事项有： (1)换热器在新安装或检修完之后必须进行试压后才能使用。 (2)换热器在开工时要先通冷流后通热流，在停工时要先停热流后停冷流。以防止不均匀的热胀冷缩引起泄漏或损坏。 (3)固定管板式换热器不允许单向受热，浮动式换热器管、壳两侧也不允许温差过大。 (4)启动过程中，排气阀应保持打开状态，以便排出全部空气，启动结束后应关闭。 (5)如果使用碳氢化合物，在装入碳氢化合物之前要用惰性气体驱除换热器中的空气，以免发生爆炸。 (6)停工吹扫时，引汽前必须放净冷凝水，并缓慢通气，防止水击。换热器一侧通气时，必须把另一侧的放空阀打开，以免弊压损坏，关闭换热器时，应打开排气阀及疏水阀，防止冷却形成真空损坏设备。 (7)空冷器使用时要注意部分流量均匀，确保冷却效果。 (8)经常注意监视防止泄漏。 固定管板式换热器的工作原理：
图1 [固定管板式换热器]为固定管板式换热器的构造。A流体从接管1流入壳体内，通过管间从接管2流出。B流体从接管3流入,通过管内从接管4流出。如果A流体的温度高于B流体,热量便通过管壁由A流体传递给B流体；反之，则通过管壁由B流体传递给A流体。壳体以内、管子和管箱以外的区域称为壳程，通过壳程的流体称为壳程流体 (A流体)。管子和管箱以内的区域称为管程,通过管程的流体称为管程流体(B流体)。管壳式换热器主要由管箱、管板、管子、壳体和折流板等构成。通常壳体为圆筒形;管子为直管或U形管。为提高换热器的传热效能，也可采用螺纹管、翅片管等。管子的布置有等边三角形、正方形、正方形斜转45°和同心圆形等多种形式，前3 种最为常见。按三角形布置时，在相同直径的壳体内可排列较多的管子，以增加传热面积，但管间难以用机械方法清洗，流体阻力也较大。管板和管子的总体称为管束。管子端部与管板的连接有焊接和胀接两种。在管束中横向设置一些折流板，引导壳程流体多次改变流动方向，有效地冲刷管子，以提高传热效能，同时对管子起支承作用。折流板的形状有弓形、圆形和矩形等。为减小壳程和管程流体的流通截面、加快流速，以提高传热效能，可在管箱和壳体内纵向设置分程隔板，将壳程分为2程和将管程分为2程、4程、6程和8程等。
固定板管式换热器设计说明书
固定板管式换热器 设 计 说 明 书 系别： 班级： 姓名： 学号：
一、 设计任务和设计条件 某炼油厂拟用原有在列管式换热器中回收柴油的热量。已知原油 流量为40000kg/h ，进口温度70℃，要求其出口温度不高于110℃；柴油流量为30000kg/h ，进口温度为175℃。设计一适当型号的换热器，已知物性数据： 二、 确定设计方案 ① 初选换热器的规格 当不计热损失时，换热器的热负荷为： Q=W )(12t t c pc C =40000/3600×2.2×103×(110-70)=9.8×105W 逆流过程如图所示： T 2125℃ T 1175℃ t 170℃ t 2110℃ 逆流平均温度差： m t = 8.5970 125110175ln ) 70125()110175( ℃ 初估 值 R= 25.170110125 175 P= 381.070 17570 110 初步决定采用单壳程，偶数管程的固定板管式换热器。经查表得校
正系数 =0.9＞0.8，可行。 ∴ 53.859.80.9 逆m m t t ℃ 初步估计传热系数K 估=200W/(㎡·℃), 则 A m 07.918 .53200108.9t 5 m 估估K Q ∴所设计换热器（固定板管式）的参数选择如下表： ② 计算（管、壳程的对流传热系数和压降）： a. 管程： 流通面积 220175.04 222 002.044m N N d S P T i i 柴油流速 s m S W u i i h i /666.00175.0715360030000 3600 Re 4 3 1049.11064.0715666.002.0 i i i i du 柴油被冷却，所以 ) /(701)133 .01064.01048.2(1490002.0133.0023.0Pr Re 023 .023.0338 .03 .0C m W d i i i i i ?
固定管板换热器计算书
软件批准号：CSBTS/TC40/SC5-D01-1999 DATA SHEET OF PROCESS EQUIPMENT DESIGN
工程名： PROJECT 设备位号： ITEM 设备名称：原料气压缩机一级冷却器EQUIPMENT 图号：FXLSZ-02-00 DWG NO。 设计单位：抚顺新纪元炼化设备有限公司DESIGNER
固定管板换热器设计计算计算单位抚顺新纪元炼化设备有限公司 设计计算条件 壳程管程 设计压力p s 0.5MPa设计压力p t 1.8MPa 设计温度t s 50?C设计温度t t 150?C 壳程圆筒内径D i450mm管箱圆筒内径D i450mm 材料名称Q345R材料名称Q345R 简图 计算内容 壳程圆筒校核计算 前端管箱圆筒校核计算 前端管箱封头(平盖)校核计算 后端管箱圆筒校核计算 后端管箱封头(平盖)校核计算 管箱法兰校核计算 开孔补强设计计算 管板校核计算
前端管箱筒体计算 计算单位 计算所依据的标准 GB 150.3-2011 计算条件 筒体简图 计算压力 P c 1.80 MPa 设计温度 t 150.00 C 内径 D i 450.00 mm 材料 Q345R ( 板材 ) 试验温度许用应力 189.00 MPa 设计温度许用应力 189.00 MPa 试验温度下屈服点 s 345.00 MPa 钢板负偏差 C 1 0.30 mm 腐蚀裕量 C 2 2 mm 焊接接头系数 0.85 厚度及重量计算 计算厚度 = P D P c i t c 2[]σφ- = 2.54 mm 有效厚度 e =n - C 1- C 2= 9.7 mm 名义厚度 n = 12.00 mm 重量 123.05 Kg 压力试验时应力校核 压力试验类型 液压试验 试验压力值 P T = 1.25P [][]σσt = 2.2500 (或由用户输入) MPa 压力试验允许通过 的应力水平 T T 0.90 s = 310.50 MPa 试验压力下 圆筒的应力 T = p D T i e e .().+δδφ 2 = 71.39 MPa 校核条件 T T 校核结果 合格 压力及应力计算 最大允许工作压力 [P w ]= 2δσφ δe t i e []() D += 5.95649 MPa 设计温度下计算应力 t = P D c i e e () +δδ2= 48.55 MPa t 160.65 MPa 校核条件 t ≥ t 结论 筒体名义厚度大于或等于GB151中规定的最小厚度8.20mm,合格
列管式换热器设计方案计算过程参考
根据给定的原始条件，确定各股物料的进出口温度，计算换热器所需的传热面积，设计换热器的结构和尺寸，并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。具体项目如下：设计要求： =0.727Χ10-3Pa.s 密度ρ=994kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K) 苯的物性如下： 进口温度：80.1℃出口温度：40℃ =1.15Χ10-3Pa.s 密度ρ=880kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K) 苯处理量：1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s 热负荷：Q=WhCph（T2-T1）=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W 冷却水用量：Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s
4、传热面积的计算。 平均温度差 确定R和P值 查阅《化工原理》上册203页得出温度校正系数为0.8，适合单壳程换热器，平均温度差为 △tm=△t’m×0.9=27.2×0.9=24.5 由《化工原理》上册表4-1估算总传热系数K（估计）为400W/（m2·℃） 估算所需要的传热面积： S0==75m2 5、换热器结构尺寸的确定，包括： （1）传热管的直径、管长及管子根数； 由于苯属于不易结垢的流体，采用常用的管子规格Φ19mm×2mm 管内流体流速暂定为0.7m/s 所需要的管子数目：，取n为123 管长：=12.9m 按商品管长系列规格，取管长L=4.5m，选用三管程 管子的排列方式及管子与管板的连接方式: 管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用焊接法。（2）壳体直径； e取1.5d0，即e=28.5mm D i=t(n c—1)+2e=19×(—1)+2×28.5=537.0mm，按照标准尺寸进行整圆，壳体直径为600mm。此时长径比为7.5，符合6-10的范围。
固定管板式换热器课设
江汉大学 课题名称: 固定管板式换热器设计 系别: 化学与环境工程学院 专业: 过控１21班 学号: 1222091０４119 姓名: 库勇智 指导教师: 杨继军 时间: 2016年元月 课程设计任务书 设计题目:固定管板式换热器设计 一、设计目得: 1.实用国家最新压力容器标准、规范进行设计,掌握典型得过程装备 设计得全过程、 2.掌握查阅与综合分析文献资料得能力,进行设计方法与设计方案得 可行性研究与论证。 3.掌握软件强度设计计算,要求设计思路清晰,计算数据准确可靠,正 确掌握计算机操作与专业软件得实用。 4.掌握图纸得计算机绘图。 二、设计条件: 设计条件单
管口表 三、设计要求: 1。换热器机械设计计算及整体结构设计 2、绘制固定管板式换热器装配图(一张一号图纸) 3。管长与壳体内径之比在3-2０之间 四、主要参考文献 1.国家质量监督检验检疫总局,GＢ150—2０１1《压力容器》,中国标
准出版社,２011。 2。国家质量监督检验检疫总局,ＴSG R０00４-2009《固定式压力容器安全技术监察规程》,新华出版社,20０9、 3.国家质量监督检验检疫总局,GB151—1999《管壳式换热器》,中国标准出版社,19９９、 4、天津大学化工原理教研室,《化工原理》上册,姚玉英主编,天津科学技术出版社,2012、 5、郑津样,董其伍,桑芝富主编,《过程装备设计》,化学工业出版社,2010。 6。赵惠清,蔡纪宁主编,《化工制图》,化学工业出版社,２0０８。7.潘红良,郝俊文主编,《过程装备机械设计》,华东理工大学出版社,20０6、 ８。E.U、施林德尔主编,《换热器设计手册》第四卷,机械工业出版社,１98９。 前言 换热设备就是用于两种或两种以上流体间、一种流体一种固体间、固体粒子间或者热接触且具有不同温度得同一种流体间热量(或焓)传递得装置。 换热器就是化工、石油、动力、冶金、交通、国防等工业部门重要工艺设备之一,其正确得设置,性能得改善关系各部门有关工艺得合理性、经济性以及能源得有效利用与节约,对国民经济有着十分重要得影响。在炼油、化工装置中换热器占总设备数量得４0％左右,
课程设计—列管式换热器
课程设计设计题目：列管式换热器 专业班级：应化1301班 姓名：王伟 学号： U201310289 指导老师：王华军 时间： 2016年8月
目录 1.课程设计任务书 (5) 1.1 设计题目 (5) 1.2 设计任务及操作条件 (5) 1.3 技术参数 (5) 2.设计方案简介 (5) 3.课程设计说明书 (6) 3．1确定设计方案 (6) 3.1.1确定自来水进出口温度 (6) 3.1.2确定换热器类型 (6) 3.1.3流程安排 (7) 3.2确定物性数据 (7) 3．3计算传热系数 (8) 3.3.1热流量 (8) 3.3.2 平均传热温度差 (8) 3.3.3 传热面积 (8) 3.3.4 冷却水用量 (8) 4.工艺结构尺寸 (9) 4.1 管径和管内流速 (9) 4.2 管程数和传热管数 (9)
4.3 传热管排列和分程方法 (9) 4.4 壳体内径 (10) 4.5 折流板 (10) 4.6 接管 (11) 4.6.1 壳程流体进出管时接管 (11) 4.6.2 管程流体进出管时接管 (11) 4.7 壁厚的确定和封头 (12) 4.7.1 壁厚 (12) 4.7.2 椭圆形封头 (12) 4.8 管板 (12) 4.8.1 管板的结构尺寸 (13) 4.8.2 管板尺寸 (13) 5.换热器核算 (13) 5.1热流量衡算 (13) 5.1.1壳程表面传热系数 (13) 5.1.2 管程对流传热系数 (14) 5.1.3 传热系数K (15) 5.1.4 传热面积裕度 (16) 5.2 壁温衡算 (16) 5.3 流动阻力衡算 (17) 5.3.1 管程流动阻力衡算 (17) 5.3.2 壳程流动阻力衡算 (17)
浅谈换热器管板与换热管胀焊并用连接的制造工艺
浅谈换热器管板与换热管胀焊并用连接的制造工艺 GB151－1999标准中规定，强度胀接适用于设计压力≤4MPa、设计温度≤300℃、无剧烈振动、无过大温度变化及无应力腐蚀的场合；强度焊接适用于振动较小和无间隙腐蚀的场合；胀、焊并用适用于密封性能较高、承受振动或疲劳载荷、有间隙腐蚀、采用复合管板的场合。由此可见，单纯胀接或强度焊接的连接方式使用条件是有限制的。胀、焊并用结构由于能有效地阻尼管束振动对焊口的损伤，避免间隙腐蚀，并且有比单纯胀接或强度焊具有更高的强度和密封性，因而得到广泛采用。目前对常规的换热管通常采用“贴胀＋强度焊”的模式；而重要的或使用条件苛刻的换热器则要求采用“强度胀＋密封焊”的模式。胀、焊并用结构按胀接与焊接在工序中的先后次序可分为先胀后焊和先焊后胀两种。 1 先胀后焊 管子与管板胀接后，在管端应留有15mm长的未胀管腔，以避免胀接应力与焊接应力的迭加，减少焊接应力对胀接的影响，15mm的未胀管段与管板孔之间存在一个间隙。在焊接时，由于高温熔化金属的影响，间隙内气体被加热而急剧膨胀。据国外资料介绍，间隙腔内压力在焊接收口时可达到200～300MPa的超高压状态。间隙腔的高温高压气体在外泄时对强度胀的密封性能造成致命的损伤，且焊缝收口处亦将留下肉眼难以觉察的针孔。目前通常采用的机械胀接，由于对焊接裂纹、气孔等敏感性很强的润滑油渗透进入了这些间隙，焊接时产生缺陷的现象就更加严重。这些渗透进入间隙的油污很难清除干净，所以采用先胀后焊工艺，不宜采用机械胀的方式。由于贴胀是不耐压的，但可以消除管子与管板管孔的间隙，所以能有效的阻尼管束振动到管口的焊接部位。但是采用常规手工或机械控制的机械胀接无法达到均匀的贴胀要求，而采用由电脑控制胀接压力的液袋式胀管机胀接时可方便、均匀地实现贴胀要求。采用液袋式胀管机胀接时，为了使胀接结果达到理想效果，胀接前管子与管板孔的尺寸配合在设计制造上必须符合较为严格的要求。只有这样对于常规设计的“贴胀＋强度焊”可采用先胀后焊的方式，而对特殊设计的“强度胀＋强度焊”则可采用先贴胀，再强度焊，最后强度胀的方法。 2 先焊后胀 在制造过程中，一台换热器中有相当数量的换热管，其外径与管板管孔孔径之间存在着较大的间隙，且每根换热管其外径与管板管孔间隙沿轴向是不均匀的。当焊接完成后胀接时，管子中心线必须与管板管孔中心线相重合。当间隙很小时，上端15mm的未胀管段将可以减轻胀接变形对焊接的影响。当间隙较大时，由于管子的刚性较大，过大的胀接变形将越过15mm未胀区的缓冲而对焊接接头产生损伤，甚至造成焊口脱焊。所以对于先焊后胀工艺，控制管子与管板孔的精度及其配合为首要的问题。当管子与管板腔的间隙小到一定值后，胀接过程将不至于损伤到焊接接头的质量。有关资料显示，管口的焊接接头承受轴向力的能力是相当大的，即使是密封焊，焊接接头在做静态拉脱试验时，管子拉断了，焊口将不会拉脱。然而焊口承受切向剪力的能力相对较差，所以强度焊后，由于控制达不到要求，可能造成过胀失效或胀接对焊接接头的损伤。 3 合理的制造工艺 3.1 管子与管孔的公差控制 (1)换热管 在采购换热管时要求每台换热器所使用的换热管在冷拔加工时应采用同一坯料(炉批次)的原料，并在同一台经校验试验合格的拉管机上生产，这样才能保证每根换热管具有相同的材质、规格与精度。换热管外径的均匀一致能保证管子与管板管孔的间隙，内径的均匀一致能保证与液袋式胀管机胀头的匹配性，从而延长胀头的使用寿命。一般管子与管板管孔间隙要求控制在(0.3±0.05)mm范围内，而液袋式胀管机胀头外径与管子内径的公差也应控制在 (0.3±0.05)mm范围内。 (2)管板 为使换热器管板管孔与管子外径在同一公差范围内，首先必须根据到货换热管外径的实际精度尺寸决定管板管孔的加工精度，如上所述，管板管孔与已到货换热管实际均匀外径间隙仍应控制在(0.3土0.05)mm范围内。 3.2换热管与管板的加工及验收
固定管板式换热器
固定管板式换热器的设计 学生：库勇智，化学与环境工程学院 指导教师：王小雨，江汉大学 摘要 换热器是用来在流体间交换热量的装置，在化学专业中具有非常重要的地位，被使用于化工各行业中。由于其中固定管板式换热器管板和壳体是一体构造，具有结构简单、造价十分便宜的优点，所以被普遍的使用。 这篇设计说明书上面着重说明了换热器的换热面积、各个设计压力和设计温度以及接管等数据参数。根据上面所给的数据和换热器类型来对换热器的各个零部件，即换热管根数，尺寸、排列方式，壳体和管箱、封头等等，最后校核、压力试验，根据工艺结构选出材料，最后作图。 本设计说明书的每一部分都是完全参照GB150-2011《压力容器》和GB151-2014《热交换器》中固定管板式换热器的有关标准来计算、校核和选型的。 关键词 管壳式换热器；固定管板式换热器；加热器
Abstract Heat exchanger is a device for exchanging heat between the fluids and in chemistry has a very important position, is used in the chemical industry. Because of the fixed tube plate heat exchanger tube plate and the shell is an integral structure, with has the advantages of simple structure, low cost advantages, so be widely use. The design specification above illustrates the change of the heat exchange area of the heat exchanger, each design pressure and temperature and over data parameters. According to the data given above and the heat exchanger type heat exchanger parts, i.e. the heat exchange tube number, size, arrangement, shell and tube box, head, and so on, finally checking, pressure test, selected according to process structure materials. Finally, drawing. The design specification is strictly according to GB150-2011< pressure container > and heat GB151-2014< exchanger is > fixed tube plate heat exchanger of the relevant provisions of the calculation, selection and checking. Key words Shell and tube heat exchanger ；fixed tube heat exchanger ；heater
固定管板式换热器结构设计
固定管板式换热器的结构设计 摘要 换热器是化工、石油、动力、冶金、交通、国防等工业部门重要工艺设备之一，其正确的设置，性能的改善关系各部门有关工艺的合理性、经济性以及能源的有效利用与节约，对国民经济有着十分重要的影响。 换热器的型式繁多，不同的使用场合使用目的不同。其中常用结构为管壳式，因其结构简单、造价低廉、选材广泛、清洗方便、适应性强，在各工业部门应用最为广泛。 固定管板式换热器是管壳式换热器的一种典型结构，也是目前应用比较广泛的一种换热器。这类换热器具有结构简单、紧凑、可靠性高、适应性广的特点,并且生产成本低、选用的材料范围广、换热表面的清洗比较方便。固定管板式换热器能承受较高的操作压力和温度，因此在高温高压和大型换热器中，其占有绝对优势。 固定管板式换热器主要由壳体、换热管束、管板、前端管箱（又称顶盖或封头）和后端结构等部件组成。管束安装在壳体内，两端固定在管板上。管箱和后端结构分别与壳体两端的法兰用螺栓相连，检修或清洗时便于拆卸。换热器设计的优劣最终要看是否适用、经济、安全、运行灵活可靠、检修清理方便等等。一个传热效率高、紧凑、成本低、安全可靠的换热器的产生，要求在设计时精心考虑各种问题.准确的热力设计和计算，还要进行强度校核和符合要求的工艺制造水平。 关键词：换热器；固定管板式换热器；结构；设计
The Structural Design of Fixed Tube Plate Heat Exchanger Author : Chen Hui-juan Tutor : Li Hui Abstract Heat exchanger is one of the most important equipments which is used in the fields of chemical, oil, power, metallurgy, transportation, national defense industry. Its right setting and the improvements of performance play an important role in the rationality o technology, economy, energy utilization and saving, which has a very important impact on the national economy. The type of heat exchanger is various, the different use occasions and the purpose is are commonly used for the tube shell type structure, because of its simple structure, low cost and wide selection, easy to clean, strong adaptability, the most widely used in various industry departments. Fixed tube plate heat exchanger is a kind of typical structure of tube and shell heat exchanger, also is a kind of heat exchanger is applied more widely. This kind of heat exchanger has simple and compact structure, high reliability, the characteristics of wide adaptability, and the production of low cost, wide range of selection of materials, heat exchange surface cleaning more convenient. Fixed tube plate heat exchanger can operate under high pressure and temperature, therefore, the heat exchanger in high temperature and high pressure and large in its possession of absolute advantage. Fixed tube plate heat exchanger is mainly composed of shell, heat
列管式换热器课程设计
化工原理课程设计说明书列管式换热器的选用和设计
目录 1 化工原理课程设计任务书 2 设计概述 3 换热器方案的确定 3.1 确定设计方案 3.2确定物性数据 3.3 计算总传热系数 4 计算换热面积 5 工艺结构尺寸 5.1 管径和管内流速 5.2 管程和传热管数 5.3 平均传热温差校正及壳程数 6传热管的排列和分程方法 7换热器核算 8 换热器的主要结构尺寸和计算结果表 9 设计评述 10 参考资料 11 主要符号说明 12 特别鸣谢
1化工原理课程设计任务书 欲用自来水将2.3万吨/年的异丁烯从300℃冷却至90℃，冷水进、出口温度分别为25℃和90℃。若要求换热器的管程和壳程压强降不大于100kpa，试选择合适型号的列管式换热器。假设管壁热阻和热损失可以忽略。 名称水异丁烯 密度 996 12 比热 4.08 130 导热系数 0.668 0.037 粘度 0.37×10^-3 13×10^-3 2.概述与设计方案简介 换热器的类型 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。 2.1换热器 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样。 按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。将在后面做重点介绍。
换热器设计
换热器设计： 一：确定设计方案： 1、选择换热器的类型 两流体温度变化情况，热流体进口温度130°C，出口温度80°C；冷流体进口温度40°C，出口温度65°C。该换热器用自来水冷却柴油，油品压力0.9MP，考虑到流体温差较大以及壳程压强0.9MP，初步确定为浮头式的列管式换热器。2、流动空间及流速的确定 由于冷却水容易结垢，为便于清洗，应使水走管程，柴油走壳程。从热交换角度，柴油走壳程可以与空气进行热交换，增大传热强度。选用Φ25×2.5 mm 的10号碳钢管。 二、确定物性数据 定性温度:可取流体进口温度的平均值。 壳程柴油的定性温度为 T1=130°C，T2=80°C，t1=40°C，t2=65°C T=(130+80)/2=105(°C) 管程水的定性温度为 t=(40+65)/2=52.5(°C) 已知壳程和管程流体的有关物性数据 柴油105°C下的有关物性数据如下: ρ=840 kg/m3 密度 定压比热容C o=2.15 kJ/（kg·k） 导热系数λo=0.122 W/(m·k) 粘度μo=6.7×10-4N·s/m2 水52.5°C的有关物性数据如下： ρ=988 kg/m3 密度 i C=4.175 kJ/（kg·k） 定压比热容 i λ=0.65 W/(m·k) 导热系数 i
粘度 μi =4.9×10-4 N·s/m 2 三、计算总传热系数 1.热流量 m 0=95000(kg/h) Q 0= m 0C o Δt o =95000×2.15×(130-80)=10212500kJ/h=2836.8(kw) 2.平均传热温差 m t '?=(Δt 1-Δt 2 )/ln(Δt 1/Δt 2)=[(130-65)-(80-40)]/ln[(130-65)/(80-40)]=51.5(°C) 其中Δt 1=T 1-t 2，Δt 2=T 2-t 1。 3.水用量 W c =Q 0/(C i Δt i )=10212500/[4.175×(65-40)]=97844.3kg/h=27.18kg/s 平均温差 1 221t t T T R --= =406580 130--=2 1112t T t t P --= =40 1304065--=0.28 选择卧式冷凝器，冷凝在壳程，为一壳程四管程，查图可得t ??=0.88。 m t m t t '??=???=0.88×51.5=45.32°C 管子规格5.225?φ，L=3m 。 管束排列方式：正三角形排列。 一壳程四管程三角形管束排列方式285.2175.011==n K ，。 四、传热面积初值计算 取总传热系数K=335W/(m 2.°C) 18632 .45335108.28363 =??=?=m t K Q F m 2 一管子面积 3102031???==-ππL d F i =0.1884m 2 管子数 9871884 .01861=== F F N t 管子中心距 o d t 25.1==1.25×25=31.25mm ，取t=32mm
固定管板式换热器课程设计
一 列管换热器工艺设计 1、根据已知条件，确定换热管数目和管程数： 选用.5225?φ的换热管 则换热管数目：5.737019 .014.35.2110 A 0≈??== d l n p π根 故738=n 根 管程数：对于固定板式换热器，可选单管程或双管程，为成本计，本设计采用单管程。 2、管子排列方式的选择 （1）采用正三角形排列 （2）选择强度焊接,由表1.1查的管心距t=25mm 。 表1.1 常用管心距 管外径/mm 管心距/mm 各程相邻管的管心距/mm 19 25 38 25 32 44 32 40 52 38 48 60 （3）采用正三角形排列，当传热管数超过127根，即正六边形的个数a>6时，最外层六边形和壳体间的弓形部分空间较大，也应该配置传热管。不同的a 值时，可排的管数目见表1.2。具体排列方式如图1，管子总数为779根。 表1.2 排管数目 正六角形的数目a 正三角形排列 六角形对角线上的管数b 六角形内的管数 每个弓形部分的管数 第一列 第二列 第三列 弓形部分的管数 管子总数 1 3 7 7 2 5 19 19 3 7 37 37 4 9 61 61 5 11 91 91 6 13 12 7 127 7 15 169 3 1 8 187 8 17 217 4 24 241 9 19 271 5 30 10 21
301 11 23 397 7 42 439 12 25 469 8 48 517 13 27 547 9 2 66 613 14 29 631 10 5 90 721 15 31 721 11 6 102 823 16 33 817 12 7 114 931 17 35 919 13 8 126 1045 18 37 1027 14 9 138 1165 19 39 1411 15 12 162 1303 20 41 1261 16 13 4 198 1459 21 43 1387 17 14 7 228 1616 22 45 1519 18 15 8 246 1765 23 47 1657 19 16 9 264 1921 图1.1折流板的管孔及换热管及拉杆分布 3、壳程选择 壳程的选择：简单起见，采用单壳程。 4、壳体内径的确定 换热器壳体内径与传热管数目、管心距和传热管的排列方式有关。壳体的内径需要圆整成标准尺寸。以400mm为基数，以100mm为进级档，必要时可以50mm为进级档。 对于单管程换热器，壳体内径公式0 b t+ - D d = ~ )3 2( )1 (
列管式换热器设计
酒泉职业技术学院 毕业设计（论文） 2013 级石油化工生产技术专业 题目：列管式换热器设计 毕业时间： 2015年7月 学生姓名：陈泽功刘升衡李侠虎 指导教师：王钰 班级： 13级石化（3）班 2015 年 4月20日 酒泉职业技术学院 2013 届各专业 毕业论文（设计）成绩评定表
答辩小 组评价 意见及 评分 成绩：签字（盖章）年月日 教学系 毕业实 践环节 指导小 组意见 签字（盖章）年月日 学院毕 业实践 环节指 导委员 会审核 意见 签字（盖章）年月日 一、列管式换热器计任务书 某生产过程中，需用循环冷却水将有机料液从102℃冷却至40℃。已知有机料液的流量为2.23×104 kg/h，循环冷却水入口温度为30℃，出口温度为40℃，并要求管程压降与壳程压降均不大于60kPa，试设计一台列管换热器，完成该生产任务。 已知： 有机料液在71℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 定压比热容℃ 热导率℃
粘度 循环水在35℃下的物性数据： 密度 定压比热容K 热导率K 粘度 二、确定设计方案 （1）选择换热器的类型 （2）两流体温的变化情况： 热流体进口温度102℃出口温度40℃；冷流体进口温度30℃，出口温度为40℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。 （3）管程安排 从两物流的操作压力看，应使有机料液走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。 三、确定物性数据 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= =71℃ 管程流体的定性温度为 t=℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对有机料液来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。有机料液在71℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度
固定管板式换热器课程设计
固定管板式换热器设计
目录 第一章绪论 (3) 1.1什么是管壳式换热器······································３ １．2管壳式换热器的分类········································３ 第二章总体结构设 计·············································４ 2.1固定管板式换热器结构 (4) 第三章机械设计 (4) ３．1工艺条件··················································４ 3.２设计计算 (4) （1）管子数 n···············································５ (２）换热管排列形式········································５（3）管间距的确定···········································５ (4)壳程选择···············································５ 3.3 筒体 (6) （1）换热器壳体内径的确定··································６ （2)换热器封头的选择 (6) 3．4 折流板 (6) （1）折流板切口高度的确定 (6) (2）确定折流板间距........................................６（３)折流板的排列方式.. (7) (4）折流板外径的选择······································７（5)折流板厚度的确定······································７ （６)折流板的管孔确定 (7) ３.5 拉杆、定距管 (7) （1）拉杆的直径和数量 (7) （２）拉杆的尺寸 (8) （３）拉杆的布置············································９ (4）定距管 (9) ３.6、防冲