管壳式换热器设计说明书全部

管壳式换热器设计说明书全部内容摘要：

当壳体育 U 型换热管有温差时，不会产生热应力，且 U 型管出现泄露只能将漏管端头堵上，不能更换管子。 填料函式换热设备的特点与浮头式较为相似，结构简单，制造方便，但填料处易泄露。 根据以上对各种类型换热器的经济性分析和结构总结综合考虑选用固定管板式换热设备。 固定管板式换热器的工艺设计计算 确定物理参数 首先 ，根据两种介质的流量，进出口温度、操作压力等算出换热器所需传递的热量。 通常以热流体的热负荷作为总热负荷值进行计算。 冷热物流的热负荷相对误差应该在 10%以内，如果误差较大，则需 要检查工艺条件是否正确。 一个能满足换热要求的换热器，必须使其传热速率等于（或略大于）热负荷。 根据能量守恒定律，在换热器保温良好，无热损失 的情况下 ，在单位时间内热流体放出的热量 Q 热 等于冷流体吸收的热量 Q冷。 即 Q 热 =Q，称为热量衡算式。 设计给定的热流量是处理后的工艺冷凝液，冷流量稀碳铵液。 具体的物理参数见下表 : 物体 粘度 密度 流量 进出口温度 工艺冷凝液 920kg/ 16129kg 147℃ /98℃ 稀碳铵液 991kg/ 11500kg 42℃ /110℃ 根据公式 tD=+ 和进出口温度计算管程和壳程的定性温度，其中 th 为冷端温度， tc 为热端温度。 处理后的工艺冷凝液 tD= 147+ 98=℃ 稀碳铵液 tD= 110+ 42=℃ 根据两物质的定性温度查化工原理书后的附录，查得比热容、密度及相关参数如下表： 第 8 页 物 质 流量 (Wh) 密 度 比热容 (Cph) 粘度 导热系数 工艺冷凝液 16129kg∕ h 949kg∕ 3m ∕ kg℃ ∕ m℃ 稀碳铵液 11500 kg∕ h 978 kg∕ 3m ∕ kg℃ ∕ m℃ 传热计算 ⑴计算热负荷 设计热负荷为 Q 热 = WhCph(T1T2) Q 冷 = WcCph(t2t1) Q 热 =16129 （ 14798） 1000∕ 3600=934336W Q 冷 =11500 （ 11042） 1000∕ 3600=909509W 计算相对误差： Q热 冷热= 9343 35 9095 09934335 100%=% 相对误差为 % ﹤ 10% 则进出口温度合适。 ⑵计算有效平均 温度差 已知条件是无相变逆流，则其有效平 均温度差等于对数平均温度差即 △ tm= hchnctttlt  (a) 其中：△ th 是热端温差 , △ tc 为冷端温差 △ th=T1t2=147℃ 110℃ =37℃ △ tc =T2t1=98℃ 42℃ =56℃ 则代入 (a)式中可得 △ tm=℃ 已知给定的换热器规格参数如下表 (TB∕ T 4714,471592)： 壳体内径∕ mm 公称压强∕ Mpa 公称面积∕㎡ 管程数 261mm 1 管子尺寸∕ mm 管长∕ mm 管子总数 管子排列方法 Φ 19 2 6000 65 60176。 第 9 页 实际的传热面积 s=nπ dl=65 6= ㎡ 若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为： 0 0 934335 86 .27 46 .3mkwSt  ∕㎡℃ 核算 压强降 ⑴ 管程压强降  12i t pp p p F N     其中：结垢校正系数 Ft= 壳程数 Np =2 管程流通面积 ： Ai= 24 i pnd N= 2 41 = ㎡ 管内流速： iU = 11500 0 .33 6 0 0 9 7 8 0 .1 1siV mA ∕ s 雷诺准数：30 . 0 1 5 0 . 3 9 7 8R e 1 0 7 3 40 . 4 1 1 0iii du    （湍流） 设管壁粗糙度ε =， 15id  从化工原理书上查λ Re 关系图查得 λ =，所以 ： 221 6 9 7 8 0 . 30 . 0 4 1 7 2 22 0 . 0 1 5 2LuP P ad       222 9 7 8 0 . 33 3 1 3 2uP P a      则 ( 7 2 2 1 3 2 ) 1 . 5 2 2 5 6 2iP P a      ⑵ 壳程压强降 oP （  p1′ + p2′） SSFN 其中  p1′ 流体横过管束的压强降 ， Pa  p2′ 流体通过折流板缺口的压强降， Pa Fs 壳程压强降的结垢校正因数，量纲 为 1，液体取。  p1′= 200 ( 1) 2cB uFf n N  第 10 页  p2′= 202( ) 2B uhN D  管子为转角正三角排列 ， F 取 1 .1 1 .1 6 5 9n    已知折流板间距 : h= 则折流板的数目为： 61 1 39 LN h     壳程流通面积 0 ( ) 0 . 1 5 (0 . 2 6 1 9 0 . 0 1 9 ) 0 . 0 1 3 5coA h D n d     ㎡ 0 16129 0. 3536 00 94 9 0. 01 35um∕ s 000 30 . 0 1 9 0 . 3 5 9 4 9R e 2 6 2 9 50 . 2 4 1 0du    ＞ 500 0 . 2 2 8 0 . 2 2 8005 . 0 Re 5 . 0 2 6 2 9 5 0 . 5f     所以  p1＇ = 29 4 9 0 . 3 50 . 5 0 . 5 9 ( 3 9 1 ) 5 2 3 12 Pa      p2′ =22 0 . 1 5 9 4 9 0 . 3 13 9 ( 3 . 5 ) 4 1 7 90 . 2 6 1 2 Pa    0P （  p1＇ + p2′） =（ 5231+4179） = 计算表明：管程和壳程压强降都能满足题设的要求。 核算总传热系数 ⑴ 管 程对流传热系数 α 1 Re 10734i  （湍流） 334 . 1 8 7 1 0 0 . 4 1 1 0P r 2 . 6 10 . 6 5 7pi C      （式中 Pri 是管内流体普兰特准数，  是定性温度下介质的导热系数 w ∕ m℃ ， Cp为 定性温度下介质的比定压热容 J∕ Kg k) R e P r ni i iid  （ 换热管内是要加热的物质，故取 n为 ，若换热管内是要冷却的物质则取 n 为 ） 所以 0. 8 0. 40. 65 70. 02 3 10 73 4 2. 61 24 840. 01 5i     w∕ (㎡℃ ) 第 11 页 ⑵ 管程对流传热系数 1 0 . 1 40 . 5 5 30 0 . 3 6 peoewCdud              管子的排列方式为转角正三角，则22003424etdd d 取换热器列管之中心距 t=25mm，带入上式得出 ed =. 则流体通过管间最大截面积为： 0 191 5 61 1 09 3 25dA hd t        ㎡ 0 16129 0 .5 13 6 0 0 9 4 9 0 .0 0 9 3SVu A  m∕ s 00 33300 . 0 1 7 4 0 . 5 1 9 6 0R e 3 4 7 9 30 . 2 4 1 04 . 2 5 6 1 0 0 . 2 4 1 0P r 1 . 50 . 6 8epduC       则对流传热系数 10 . 5 5 30 0 . 6 80 . 3 6 3 4 7 9 3 1 . 5 1 5 0 7 90 . 0 1 7 4      w∕㎡℃ 10siR ㎡℃∕ w 10soR ㎡℃∕ w ⑷ 总传热系数 K0 管壁热阻可忽略时，总传热系数 K0为 0 00011so si i i iK ddRRdd    441 1 0 1 0 .11 1 9 1 90 .8 5 9 7 1 0 1 .7 1 9 7 1 05 0 9 7 1 5 2 4 8 4 1 5     w∕ （ ㎡℃ ） 由前面的计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为 w∕（㎡℃） ，在规定的流动条件下，计算出的 K0为 w∕（㎡℃） ，故所选择的换热器是合适的。 安全系数为  100%=% 在 15%25%之间 ⑸ 计算传热面积裕度 934335 19 .9810 10 .1 46 .3c cmQA kt  ㎡ 第 12 页 该换热器的实际传热面积为 3 . 1 4 0 . 0 1 9 6 6 5 2 3 . 3pTA d lN     ㎡ 传热面积裕度： 2 3 . 3 1 9 . 9 81 0 0 % 1 0 0 % 1 6 . 6 %1 9 . 9 8pccAAH A      ⑹ 壁温核算 因为壁管很薄，而且壁热阻很小，一般可以忽略不计，故管内、外可视为相同，在计算中应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。 首先在 管内外流体的平均温度 0iwt t t和 之 间 假 设 壁 温，用来计算两流体的对流传热系数 0i和 ，根据式子00011w w iiit t t tRs Rs来计算换热管壁温 wt （0 147 98 ℃ 110 42 762it ℃） 带入上式得出传热管的平均壁 温 wt =℃。 壳体壁温近似取工艺冷凝液的平均温度即 ：0 147 98 ℃ 壳体壁温和传热管壁温之差为 ： 1 2 2 .5 1 0 8 .3 1 4 .2t   ℃ 1． 4 换热器的结构参数 通过以上的计算可以确定前端和后端管箱均选用 B 型，换热器的主要结构参数见 下表： 型换热器结构尺寸 公 称 直 径 公 称 压 力 管 长 管程数 管规格 传 热 面 积 排管数 管程流 通面积 接管工 程直径 273mm 6000mm 1 Φ 19 2mm 23 ㎡ 65 ㎡ 50mm 上表综合了本换热器的各项参数，也是其生产与制造的主要依据和参考。 第二章 管壳式换热器零、部件的工艺结构设计 管壳式换热器的设计 主要分结构设计和受力元件的应力计算和强度校核，在 本章中主要设计换热器的壳程圆筒校。