换热器设计1.换热器选型说明1.1 换热器类型换热器类型很多，按其用途分，有加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器。

按其结构分，有列管式、板式等。

不同类型换热器，其性能各异。

管型换热器又可以分为蛇管式换热器、套管式换热器、管壳式换热器。

板型换热器可分为螺旋板式换热器、板式换热器、板翘式换热器。

换热器的结构分类见下表：表1-1 换热器的结构分类1.2 换热器类型选择换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有：①流体的性质；②热负荷及流量大小；③温度、压力及允许压降的范围；④设备结构、材料、尺寸、重量；⑤价格、使用安全性和寿命。

在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、制造条件密封性、安全性等方面加以考虑。

1.3 管壳式换热器的分类与特点在众多类型的换热器结构中，管壳式换热器是用得最广泛的一种换热设备类型。

它的突出优点是：单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，而且可以选用的结构材料范围也比较宽广，清洗方便，处理量大，工作可靠，故适应性较强，操作弹性较大。

它的设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准，因而在各种换热器的竞争发展中占有绝对优势。

综合考虑该类型换热器的优点和本次设计工艺的特点，大部分都采用的是管壳式换热器。

管壳式换热器是把管子与管板连接，再用壳体固定。

它的型式大致分为固定管板式、釜式、浮头式、U型管式、滑动管板式、填料函式及套管式等几种。

表1-2管壳式换热器的性能对比表2. 换热器设计举例.本工艺主要分为三个部分：预处理反应部分、吸收部分和精馏部分。

这三个部分总共有26台换热器（换热器，冷凝器，再沸器）。

我们主要对吸收部分的E0202换热器做详细设计。

2.1 设计任务和设计条件.本工艺流程中，丙烯腈分离塔T-106底侧线出来的循环水经给原料丙烯加热后，用液氨将其从69.62℃进一步冷却至4℃之后，与新鲜循环水混合进入混合器做为氢氰酸吸收塔T-103的吸收剂。

设计条件表2-1：2.2 确定设计方案2.2.1 选择换热器类型两流体温差变化情况：热流体（循环水）进口温度69.62℃，出口温度4℃；冷流体（液氨）进口温度-25℃，出口温度-24.36℃。

两流体均不易结垢且能够清洗，管、壳侧温差较大，综合考虑，初步确定选用固定管板式换热器。

2.2.2 流程安排从两流体的进、出口温度来看，热流股（循环水）属于被冷却介质，为了方便散热，宜走壳程；考虑到冷流股（液氨）对管道具有一定的腐蚀作用，为了避免壳体和管束同时被腐蚀，宜走管程。

2.3 确定物性数据定性温度：对于低粘度液体液氨和水，其定性温度可以取流体进出口温度的平均值。

故 壳程流体的定性温度为： T 壳 =2462.69+℃=36.81℃ 管程流体的定性温度为：T 管 =2)36.24(25-+-℃=-24.68℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据 表2-2。

2.4 估算传热面积在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变的工艺物流，由传热基本方程式Q=KA Δt m 来估算传热面积。

1. 传热量Q=t c W ph h ∆=414351⨯5.12⨯（69.62-4）=1.39*108（KJ/h ）=38611.1KW2. 液氨量W c =)(12t t c Q pc -=)2536.24(*075.510*39.18+-=4.28*107（kg/h ） 3. 平均传热温差循环水 69.62℃ → 4℃ 液氨 -25℃ ← -24.36℃ 温差 94.62℃ 28.36℃Δt m =2121ln t t t t ∆∆∆-∆=36.2862.9436.2862.94In-=54.99℃（以逆流计）计算温差校正系数εΔt ，首先得算出R 和P ，再按温差校正系数图查取εΔt 值。

R=冷流体的温升热流体的温降=53.10225--36.24-4-62.691221==--）（t t T TP=两流体最初温差冷流体的温升=()0068.025--62.6925--36.24-1112==--）（t T t t 按单壳程，双管程结构，查温差校正系数图得：εΔt ≈0.98 所以 平均传热温差： Δt m =εΔt Δt m .=54.99*0.98=53.89℃ 3. 估算传热面积参照热交换器的总传热系数概算值表，假设总传热系数K=780W/(m 2.k) 则所需传热面积为：A=mt K Q∆=780*89.53*6.310*39.18= 918.6（m 2）取安全系数1.04，则 A p =918.6*1.04= 955.3（m 2） 2.5工艺结构尺寸 1． 管径和管内流速选用Φ25Ｘ2.5的16Mn 材质的传热管，取管内流速为u i =1.15m/s. 2． 管程数和传热管数根据传热管内径和流速确定单程传热管数，管长l 取12m 。

管子根数：N t =doL A π=12025.03.955⨯⨯π≈980.2取981根按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。

根据本设计实际情况，采用标准设计，现取换热管长l=6m. 则该换热器的管程数为： N p =l L =612=2（管程） 传热总管数： N t =981⨯2=1962（根) 3. 平均传热温差校正与壳程数温差校正系数εΔt 与流体的进出口温度有关，也与换热器的壳程数及管程数有关。

首先得计算出R 和P ，再按温差校正系数图查取εΔt 值，得：εΔt ≈0.98 由于εΔt ≈0.98〉0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。

4. 传热管排列及管心距采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。

因为正三角形排列在相同的管板面积上可排较多的管子，并且管外表面传热系数较大；正方型排列，管外易于进行机械清理。

综合考虑组合排列的优点和该换热器的特点，传热管采用组合排列法。

取 管心距a=1.25d o则管心距为： a=1.25×25=31.25≈32mm 隔板中心到离其最近一排管中心距离为：S=2a +6=232+6=22（mm ） 各程相邻管的管心距为: 2S=2⨯22mm=44mm通过管中心线管数： N TC =1.1t N =1.1⨯1962=48.7 5. 壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按下式计算，取管板利用率η=0.80，则壳体内径为：D=1.05a ηNt =1.05⨯32⨯80.01962=1664.0（mm ）按卷制壳体的进级档，圆整可取D=1700mm 6. 折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％。

（1）切去的圆缺高度为： h=0.25D=0.25⨯1700mm=425(mm) （2）取折流板间距为： B=0.20D=0.20⨯1700mm=390（mm ）按标准圆整后取B=450mm(3) 折流板数N B : N B =折流板间距传热管长-1=4506000-1≈12.3取13(块)折流板圆缺面水平装配。

不设旁流挡板，N B0=0. 7. 拉杆(1) 拉杆直径 表2-3：换热管的外径为25mm ，所以拉杆直径为16mm (2) 拉杆数量 表2-4：拉杆数量：查拉杆数量与壳体公称直径表，本换热器壳体内径为1700mm,拉杆直径φ=16mm,所以拉杆数量为10. (3)拉杆尺寸拉杆的长度=L +a d+L b ,如下表2-5 的标准：从表中可以得到：直径d=16mm 的拉杆; 拉杆螺纹公称直径d n =16mm; , 管板上拉杆孔深L d =20mm; L b ≥60mm. L a =20mm 拉杆长度=L +a d+L b ≥96mm拉杆与管板的固定形式：全焊接方法8. 防冲挡板：液体物料2ρυ=1221.72⨯2.52=7635.6kg/(m.s 2)>740 kg/(m.s 2),要设置防冲挡板。

9. 接管(1) 壳程流体进出口接管：取接管内液体的流速为u 1=2.5m/s,则接管内径为：D 1=14πυv h=5.2)72.12213600(4143514⨯⨯⨯πm=0.219 m=219mm圆整后可取管内径为250mm.(2) 管程流体进出口接管：取接管内流体的流速为u 2=2.65m/s,则接管内径为：D 2=24πυv c=65.2)37.6713600(1078.447⨯⨯⨯⨯πm= 0.951m=951mm圆整后可取管内径为 1000mm 10. 管板结构根据：壳体的内径为1700mm ，圆整后的公称直径为1800mm ；操作压力=0.132MPa, 定性温度=36.81℃ 查固定管板式换热器管板尺寸得到有关尺寸：固定管板长度D=1960mm; D 1=1910mm; D 2=1790mm; D 3=1798mm; D 5=D 6=1800mm; D 7=1850mm; b=50mm; c=14mm; d=27mm 螺栓孔数=64个. ;2.6 换热器核算 2.6.1 热流量核算 1. 壳程表面传热系数α用克恩法计算：14.03155.000)(Pr 36.0we e R d μμλα=当量直径： d e =025.014.3)025.0414.3032.023(4)423(4220202⨯-=-d d a ππ=0.02m （三角形排列） 壳程流体流通截面积： o S =BD(1－a d 0)=0.45×1.7×（1－032.0025.0）=0.167m 2 壳程流体流速及雷诺数分别为：流速 u 0=s m s w h /564.0167.0)72.12213600(4143510=⨯=雷诺数 Re 0=9.1766700078.072.1221564.002.0=⨯⨯=μρdu普朗特常数：Pr=27.57578.000078.01012.53=⨯⨯=λμp c 黏度校正： 08.1)00045.000078.0()(14.014.0==w μμ壳程表面传热系数为：)/(6.555608.1)27.5()9.17667(02.07578.036.0)(Pr Re 36.023155.014.03155.000℃⋅=⨯⨯⨯==m w d w eμμλα2. 管内表面传热系数管程流体流通截面积： S i =222308.0981)02.0(414.34m n d i =⨯⨯=π管程流体流速及雷诺数：流速 u i =s m S w ic /575.0308.0)37.6713600(1028.47=⨯⨯=雷诺数 Re i =5.2086690000037.037.671575.002.0=⨯⨯=μρdu普朗特常数：Pr=325.05785.0000037.010075.53=⨯⨯=λμp c管内表传热系数为：4.48230)325.0()5.2086690(02.05785.0023.0Pr Re 023.04.08.04.08.0===i i i i d λαw/(m 2.k) 3. 污垢热阻和管壁热阻 查取污垢系数表，可取管外侧污垢热阻： R o =0.0006 m 2.k/w 管内测污垢热阻： R i =0.000172 m 2.k/w表2-5 常用金属材料的热导率/[W/(m.k)]16MnDG 在该条件下的热导率近似为50 W/(m·k) 管壁热阻： R w =wbλ=500025.0=0.00005 (m 2.k/w)b ——传热管壁厚，m ； λm ——管壁热导率，m.k/w. 4. 总传热系数K 0)./(8556.555610006.00225.0025.00005.002.0025.0000172.002.04.48230025.01112000000k m W R d d R d d R d d K m w i i i i =++⨯++⨯=++++=αα5 传热面积裕度传热面积A c 为： A c =28099.8376.389.538551039.1m t K Q m =⨯⨯⨯=∆ 换热器的实际传热面积为： A p =201.92419626025.0m lN d =⨯⨯⨯=ππ 传热面积裕度;： H=ccp A A A -=99.83799.8371.924-=10.28%传热面积裕度合适，该换热器能够为完成生产任务。