1、化工原理课程设计水冷却器设计说明书专 业 化学工程与工艺目录1前言 . . 31.1合成氨工业概述 . . 31.1.1 合成氨工业重要性 . . 31.1.2 合成氨的原料及原则流程 . 31.2 世界合成氨生产技术及进展 . 41.2.1 国外合成氨技术现状及发展 . . 41.2.2 我国合成氨技术的基本状况 . . 41.3 换热器概述 . . 41.3.1 列管换热器结构 . 51.3.2 列管换热器分类 . 51.3.3 列管换热器主要部件.42 设计任务 . 112.1 设计题目 .112.2 设计内容 . 错误！未定义书签。2.3 设计要求 . 错误！未定义书签。2.4设计流程

　　2、53 换热器工艺设计. 113.1换热器工艺设计方案确定 . . 错误！未定义书签。3.1.1冷却介质选择3.1.2换热器类型选择及流体流动路径选择3.1.3流体流速选择3.1.4换热器设备设计原则3.2列管式换热器的工艺计算 .113.2.1确定物性数据. 错误！未定义书签。3.2.2初算换热器传热面积 . 134 换热器机械设计. 错误！未定义书签。4.1主要工艺及结构基本参数计算.4.2换热器筒体尺寸与接管尺寸确定.4.3换热器封头选择 . . 错误！未定义书签。4.3.1封头选型.4.3.2封头厚度选取.4.4管板的确定 . . 错误！未定义书签。4.4.1管板尺寸.4.4.2管板与

　　3、壳体连接.4.4.3管板厚度.4.5换热器支座选定4.6换热器核算4.6.1管、壳程压强降计及校验.4.6.2总传热系数计算及校验.5 设计一览表. 286 设计体会和收获. 29 7 参考文献 . 错误！未定义书签。 8 主要符号说明 . 错误！未定义书签。 1前言换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。热量交换中常有一些腐蚀性、氧化性很强的物料，因此，要求制造在换热器的材料具有抗强腐蚀性能。换热器的分类比较广泛：反应釜、压力容器冷凝器、反应锅、螺旋板式换热器、波纹管换热器、列管换热器、板式换热器、螺旋板换热器、管壳式换热器、容积式换热器、浮头式换热器、管式换热器、热管换热器

　　4、汽水换热器、换热机组、石墨换热器空气换热器、钛换热器。在合成氨生产过程中，换热器应用十分广泛，主要用于热量的交换和回收。变换工段中主要涉及一氧化碳的转化和能量的回收利用，列管换热器在传热效率，紧凑性和金属耗量不及某些换热器，但它具有结构简单，坚固耐用，适用性强，制造材料广泛等独特优点，因而，在合成氨变换工段选择列管式换热器，而本设计主要对该换热器进行相关选型和计算。1.1合成氨工业概述氨是*为重要的基础化工产品之一，其产量居各化工产品首位；同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于生产合成氨。1.1.1合成氨工业重要性合成氨工业是基础化学工业的重要组成部分，有十分广泛的用途。氨可生

　　5、产多种氮肥, 如尿素、硫酸铵、硝酸铵、碳酸氢铵等；还可生产多种复合肥，如磷肥等。氨也是重要的工业原料。应用于基本化学工业中的硝酸、纯碱及各种含氮无机盐的生产; 有机工业各种中间体，制药中磺胺药物，高分子中聚纤维、氨基塑料、丁腈橡胶、冷却剂等的生产；国防工业中三硝基甲苯、硝化甘油、硝化纤维等的生产1.1.2合成氨的原料及原则流程合成氨的原料是氢气和氮气。氮气来源于空气，可以在制氢过程中直接加入空气，或在低温下将空气液化、分离而得；氢气来源于水或含有烃的各种燃料。工业上普遍采用的是以焦炭、煤、天然气、重油等燃料与水蒸气作用的气化方法。合成氨生产的原则流程如图示。 合成氨过程由许多环节构成，氨合成反

　　6、应过程是整个工艺过程的核心。1.2世界合成氨生产技术及进展1.2.1国外合成氨技术现状及发展自20世纪20年代**套合成氨工业投产以来，尽管合成氨生产的基本原理未变，但在合成气制备、合成气净化、氨合成等工艺单元，均取得了重大的技术进步，实现了不少单元技术的革新，以至全流程的更新，使装置规模不断扩大，能量消耗逐步接近理论值。与此同时，在天然气、重油和煤等制氨原料中，由于天然气具有投资省、能耗低的明显经济性优势，使世界上约有85%的装置以天然气为原料。因此合成氨技术的发展主要体现在天然气制氨的技术进步中。20世纪60年代中期，美国凯洛格公司首先开发出以天然气为原料、日产1000吨的大型合成氨技术，

　　7、其装置在美国投产后每吨氨能耗达到42.0吉焦的**水平。凯洛格传统合成氨工艺**在合成氨装置中，采用了离心式压缩机，并将装置中工艺系统与动力系统与动力系统非有机结合起来，实现了装置的单系列大型化（无并行装置）和系统能量自我平衡（即无能量输入），是传统型制氨工艺的*显著特征。称为合成氨工艺的“经典之作”。之后ICI-Uhde 、Topsoe 、Braun 公司等相继开发出与凯洛格工艺技术，其中Topsoe 和ICI 在以清幽为原料的制氨技术方面，处于世界**地位。这是合成氨工业史上的**次技术变革和飞跃。1.2.2我国合成氨技术的基本状况我国氮肥工业自20世纪5年代以来，不断发展壮大，目前合成氨

　　8、产量已跃居世界**位，现已掌握了以焦煤、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术，形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力为4500万t/a 左右，氮肥工业已基本满足了国内需求，在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力今后的发展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性。我国目前有大型合成氨装置共计34套，生产能力约1000万t/a；其下游产品除1套装置生产硝酸磷肥之外，均为尿素。按照原料类型分：以天然气（油田气）为原料的17套，以轻油为原料的6套，以重油为原料的9套，以煤为原料的2套。除上海吴泾化工厂为

　　9、国产化装置外其他均系从国外引进。1.3换热器概述换热器，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。在一般化工厂的建设中，换热器约占总投资的11%。在炼油厂的常、减压蒸馏装置中，换热器约占总投资的20%。今后换热器的发展趋势将是不断增加紧凑性、互换性、不断降低材料消耗，提高传热效率和各种比特性，提高操作和维护的便捷性。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，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

　　10、中，间壁式换热器应用*多。列管式换热器是间壁式换热器的主要类型。1.3.1列管换热器结构管壳式换热器又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。管壳式换热器主要由壳体、管束、折流板、管板和封头等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束安装在壳体内，两端固定在管板上。封头用螺栓与壳体两端的法兰相连。它的主要优点是单位体积所具有的传热面积大、结构紧凑、传热效果好。结构坚固，而且可以选用的结构材料范围广，故适应性强、操作弹性较大。与其它品种换热器比较, 管壳式换热器的*大缺点是传热效率低。例如, 对于水一水换热, 传统的管壳式换热器K 值范围一般为W/

　　11、 而板式换热器K 值为W/ , 螺旋板式为W/。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。 图1 列管式换热器的基本结构1.3.2列管换热器分类列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：（1） 固定管板式换热器(代号G此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同

　　12、时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。固定管板式换热器有结构简单、排管多、紧凑、造价便宜，等优点。但由于结构紧凑，固定管板式换热器的壳侧不易清洗，而且当管束和壳体之间的温差太大时，管子和管板易发生脱离，故不适用与温差大的场合。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于6070和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa 时

　　13、由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。图2 带有温度补偿的固定管板式换热器1挡板；2补偿圈；3放气嘴（2）. 浮头式换热器（代号F ）浮头式换热器针对固定管板式换热器的缺陷进行了改进，浮头式换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，易于清洗和检修，所以能适用于管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。但其结构复杂

　　14、笨重、造价高限制了它的使用。 图3 .浮头式列管换热器1管程隔板；2壳程隔板；3浮头（3）填料函式换热器填料函式换热器也只有一端与壳体固定，另一端采用填料函密封。它的管束也可自由膨胀，结构比浮头式简单，造价较低。但填料函易泄露，故壳程压力不宜过高，也不宜用于易挥发、易燃、易爆、有毒的场合。（4） U型管式换热器（代号Y ）U 形管式换热器，每根管子都弯成U 形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。 图4 U型

　　15、管式列管换热器1U 形管；2壳程隔板；3管程隔板1.3.3列管换热器主要部件（1）换热管换热管的尺寸和形状对传热有很大影响，管径越小，单位体积设备的传热面积就越大，这意味着设备越紧凑，体积则越小，对流传热系数较高。但制造麻烦，且小管易结垢，不易机械清洗。所以对清洁的流体小管子为宜，对粘度大或易结垢的液体管径则可取大些。目前我国列管式换热器系列标准中，所采用的无缝钢管规格多为19mm ×2mm 和25mm ×2.5mm 两种。换热器一般用光管，这样结构简单，制造容易，但对流传热系数较低。管子在管板上的固定，原则是必须保证管子和管板连接牢固，不能在连接处产生泄漏，否则会给操作带

　　16、来严重故障。目前广泛采用胀接法和焊接法，在高温高压时有时也采用胀接加焊接的方法，近来出现了一种爆炸胀管法。胀接法是用胀管器挤压伸人管板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时产生弹性变形。当取出胀管器后，管板孔弹性收缩，管板和管子就会紧紧挤压在一起，实现密封紧固。采用胀接时，管板硬度应比管端高，这样可免除在胀接时管板孔产生塑性变形，影响胀接的紧密性。胀接法一般多用于压力低于3.923 10Pa, 温度低于300的场合。如果温度高，管子和管板会产生蠕变，胀接应力松弛而引起连接处泄漏。所以对高压、高温、易燃易爆的流体，换热管的紧固多采用焊接法。当温度高于300或压力高于3.923 10Pa

　　17、时，一般多采用焊接法。这样可保证高温高压时连接的紧密性，同时焊接工艺较胀管工艺简便，管板孔加工要求低，且压力不太高时可使用较薄的管板，因此焊接法被广泛采用。但焊接法由于焊接接头处的热应力，可能会造成应力腐蚀和破裂，同时管板孔与管子间存在间隙。换热管在管板上可按等边三角形、正方形直列和正方形错列排列。等边三角形排列较紧凑， 66管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列管外清洁方便。 （a ） （b ） （c ）图5 换热管在管板上的排列（a ）正三角形排列；（b ）正方形直列；（c ）正方形错列（2）管板列管式换热器的管板一般用圆平板，在上面开孔以装设换热管束，管板又与壳体连接。管板与壳体的

　　18、连接方法与换热器的形式有关。对固定管板式换热器，常采用不可拆连接方式，即直接将两端管板焊接在壳体。对浮头式、U 形管式换热器，由于管束要从壳体中抽出，故常用可拆连接方式，即把管板夹于壳体法兰与顶盖法兰之间，用螺栓紧固，必要时卸下顶盖就可把管板连同管束从壳体中抽出。（3）折流挡板为了加大壳程流体的速度，增强湍动程度，以提高壳程流体的对流传热系数，往往在壳程内装置折流挡板。另外折流挡板对换热管束还起着支撑作用，可防止管子的变形。不利的是挡板的存在使流体阻力增加，另外挡板和壳体间、挡板和管束间的间隙如过大，部分流体会从问隙中流过，产生旁流，严重时反而会使对流传热系数减小。折流挡板形式较多，主要有两种

　　19、一种是横向折流挡板，壳程流体横向流动；另一种是纵向折流挡板，壳程流体平行流过管束。(4主要附件封头封头有方形和圆形两种。方形用于直径小(一般小于300mm 的壳体，圆形用于大直径的壳体。由于在清洗和检修管束时需将封头拆下，所以封头结构应便于拆装，一般通过法兰与壳体连接。导流筒在壳程流体进、出口和管板间必存在一段流体不能流动的空间(死角 ，这显然对传热不利。所以常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间，尽量消除死角，提高传热效果。放气孔、排液孔在换热器的壳体上常安装放气孔和排液孔，以排出不凝气体和冷凝液体。支撑板、缓冲挡板一般卧式换热器都有折流挡板，它既起折流作用，又对换热管起

　　20、支撑作用。但当工艺上无折流挡板的要求，例如冷凝器，而管子又比较细长时，应设置一定数量的支撑板，以便于安装管子和防止管子变形。缓冲挡板是为了防止壳程流体进人换热器时对管束的冲击，在进料管口设置，但距壳壁不应太近(不小于30rnm缓冲挡板有圆形和方形两种。导流筒由于是将流体导至管板处才进入管束间，所以对流体流入壳程时也起着缓冲作用。有时将壳程接管在入口处加以扩大，做成喇叭形，也是为了缓冲目的。换热器的其它零部件还有壳体、接管、膨胀节、支座、法兰和法兰盖等。2 设计任务2.1设计题目：列管式换热器设计 2.2设计内容：本次设计任务为列管式换热器工艺设计，具体如下：某合成氨车间，用冷水冷却变换气。变换

　　21、气的体积流量为标准m /h，其他有关参数如下表。 冷却水全年*高温度为25，两侧的污垢热阻均可取0.26m 2K/kW。32.3设计要求1、准备工作查阅资料、手册等有关物性数据。2、选择设计方案包括工艺流程以及主要设备型式的选择3、主要设备的工艺设计计算包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备工艺尺寸计算。4、辅助设备的选型和计算包括辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。 5、设计论证包括计算结果的反复校核、技术上的可行性、生产上的安全性以及经济上的合理性等。6、工艺流程简图的绘制包括物料流向以及化工参数测量点的标注。 7、主要设备结构简图的绘制包括工艺尺寸技术特性表和

　　22、接管表。 8、编写设计说明书包括以下几项：（1）封面：（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间）； （2）目录； （3）设计任务书；（4）设计计算与说明；设计方案的说明和论证；设计数据汇总；（5）工艺流程示意图；对设计的评述及有关问题的讨论； （6）参考文献。2.4设计流程 3换热器工艺设计3.1换热器工艺方案确定3.1.1冷却介质选择根据设计任务选择处理后冷水作为冷却介质。选择冷却水，入口温度25，出口温度46。3.1.2换热器类型选择及流体流动路径选择两流体的温度变化情况如下：（1）变换气：入口温度148.5，出口温度58.5；（2）冷却介质：处理后软水，入口温度25，出口温度46；由于

　　23、变换气被冷却且要求压力降不允许超过3920N/，所以按变换气走管内考虑；而冷却水为处理后冷水，结垢不严重，安排走管间（壳程）。且考虑冬季操作时，其进口温度会降低，估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，相应地进行热膨胀的补偿，故而初步确定选用带有膨胀节的固定管板式换热器。3.1.3 流体流速选择增加流体在换热器中的流速，将增大对流传热系数，减少污垢热阻，使总传热系数增大，从而减少换热器的传热面积。但流速增加使流体阻力增加，动力消耗增多。所以适宜的流速要通过经济衡算得出。一般流体尽可能使Re>104 , 粘度高的流体常按滞流设计。根据工业上常用的流速范围选取变换气在

　　24、管内流速i =30m/s。3.1.4换热器设备设计原则满足生产工艺要求所选用的换热器，一定要能完成换热任务(或称热负荷 。换热任务是由生产工艺条件决定的，是生产卜要求流体温度变化在单位时间内吸收或放出的热量。它的具体数值，可由流体热流量平衡方程，即冷流体的吸热速率或热流体的放热速率来计算。其实，换热任务就是对换热器换热能力的要求。所以，所选用的换热器能否满足工艺要求，取决于它的换热能力。这种换热能力，是在操作条件下换热器所能实现的传热速率，是换热器本身的特性。它的具体数值，可由总传热速率方程(Q=KA t m 来计算。对一个能满足工艺要求的换热器，其传热速率(换热能力 应大于生产热负荷(换热任

　　25、务 。 在机械强度，抗蚀、耐压能力等方面，所选用的换热器都应满足工艺要求。操作、维护、检修方便 经济上合理在换热器选型和操作上艺参数的确定中，要有技术经济的观点，尽可能地节能、省材，使操作费用和一设备费用处于一个较合理的范围内。保证生产安全在工艺流程和操作中，若有爆炸、燃烧、中毒等危险性，则要考虑必要的安全措施。对设备材料强度的验算，除应有一定的安全系数外，还应考虑防止由于设备压力突然升高或造成真空，而需要安装安全阀等措施。3.2列管式换热器的工艺计算3.2.1确定物性数据水的定性温度取进出口温度的平均值，m2=tt 1+t 22=25+462=35.5查物性表 通过初步计算得知在变换气的体积

　　26、流量为标准m 3/h时，无法设计出符合工业生产标准的换热器，所以采取分流的形式将总流量等量分流，即m 3/h进行设计计算。设计出的换热器采取并联的方式对变换气进行换热，已达到工业生产要求。如下工艺图所示：3.2.2初算换热器传热面积（1）热负荷及冷却介质消耗量计算 标准状况下变换气密度：=PM R T=1..=0.759kg /m33变换气质量流量： W h1=V=.759=7969.5kg /m 热负荷：Q =W h 1c ph (T 1-T 2 =7969. 51. 9(148. 5-58. 5 =. 5kg /

　　27、h =378. 791kw冷却水消耗量：W h 2=Q C PC (t 2-t 1=. . (46-25=. 317kg /h（2）计算平均温差，'先取逆流流向，先按单壳程单管程考虑，计算出平均温度差t mt m =t 2-t 1ln t 2t 1=(148. 5-46 -(58. 5-25ln148. 5-4658. 5-25=61. 7C有关参数R =T 1-T 2t 1-t 2t 2-t 1T 1-t 1=148. 5-58. 546-2546-. 5-25=4. 29P =0. 17根据R 、P 值查温度校正系数图（a ）

　　28、单壳程（参见天津大学出版社化工原理（第二版上册）227页）可查得t m =0.93>0.8，可见用单壳程单管程合适。因此平均温度差t m =t t m =0. 9361. 7=57. 4C'（3）按经验数值初选总传热系数K 选取（估）2K （=120W （/估）m ） K'（4）初算出所需传热面积 S 0S ='378. . 4=55m24换热器机械设计4.1主要工艺及结构基本参数计算（1）换热管规格及材质的选定选用25m m（2）换热管数量及长度的确定 管数2.5m m 钢管。n=管长4Vdi=i4(7969.5/3600 /0..14

　　29、(0.022=254根l ='S 0n d 0=.140.025=2.7m按商品管长系列规格，取去管长L=3m（3）管子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；管子与管板的连接方式，采用焊接法。 （4）计算外壳内直径DiD i = t（n c - 1）+2b由于管中心距 横过管束中心线管数 't =1. 25d =1. =3n c =1n 254 =17. 4取整 n c =1根7管束中心线上*外层管的中心至壳体内壁的距离b =1.5d=1.50.025=0.038m 所以'D i =0. 03（21-7）+120.

　　30、038=0. 588m m按壳体直径标准系列尺寸圆整，取D=600mm （5）传热管排列确定实际管数根据壳体内径、管中心距、横过管中心线管束及其排列方式可知，当中心排17根管时，按正三角形排列可排217根。如在六边形各边加8根管，总共排出265根，除去6根拉杆位置，实际排出259根。因此实际管数N=259根。 （6）计算实际传热面积S S =Nd （L -0.1）=2593.140.02（3-0.1）=58m （7）折流板直径D 数量及有关尺寸确定c2选取折流板与壳体内间隙为3.5mm ，因此折流板直径D c =600-23.5=593mm切去弓形高度h=0.25D=0.=150mm

　　31、折流板数量第16页，共31页N B =取折流板间距h =300mm ，那么L -0.1h -1N B =3000--1=8.7取整得 N B =9块 折流板实际间距h=折流板的*大无支撑间距 3000-1009+1=290m m由上表可知*大无支撑间距为1850mm 折流板的厚度可由下表得出：(参考文献：化工设备设计手册 朱有庭，曲文海主编 由上表知折流板的厚度取12mm 。（8）拉杆直径和数量与定距管选定选用12m m 钢拉杆，数量6条。根据GB/T 8163-2008流体输送用无缝钢管，采用25m m 2.5m m 的定距管。第17页，共31页（9）温度补偿圈选用148. 5+

　　32、58. 52-25+462=68C >50C ，故需考虑设置补偿圈。（10）列出所设计换热器的结构基本参数根据以上计算得出如下结果 通过管板中心的管子数： n c =17通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器 管子规格： （钢管）通过管板中心的管子数： c4.2换热器筒体尺寸与接管尺寸确定（1）壳体壁厚确定=1.62-P+C选取设计压力P=0.6MP壳体材料为Q235, 查得其相应需用应力=113MPa； 焊缝系数=0.65（单面焊），腐蚀裕度C=3+0.5=3.5mm。第18页，共31页=0..65-0.6+3.5=5.9m m

　　33、根据钢板厚度标准，取厚度6mm 的钢板，即（壳）=6mm 。 （2）流体进出口接管直径计算 d=变换气进、出口接管d 1，取1=25m/s，那么 d 10.349m经圆整采用350mm ×6mm 热轧无缝钢管（YB231-64），实际变换气进、出口管流速为1=..9253.140.3382=26.7m /s冷却水进、出口接管d 2，取2=1.5m/s，那么4(. 317/3600 /993. 73. 141. 5d 2=0. 061m经圆整采用70mm ×6mm 热轧无缝钢管（YB231-64），实际冷却水进、出口管流速为v 2=

　　34、 . 73. 140. 0582=1. 645m /s4.3换热器封头选择4.3.1封头选型及尺寸确定本设计选用的是单壳程、单管程固定板式换热器，壳径D=600mm。封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm ）的壳体，圆形用于大直径的壳体。壳径为600mm ，故选用圆形封头。上下两封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T4737-95椭圆形封头标准，封头为DN=600mm，曲面高度h 1=150mm，h 2=40mm。如图所示，下封头常与裙座焊接，材料用20R 钢。第19页，共31页 工业生产上单壳程、单管程的固定板式管热器在D 500mm 时选用的换热器结

　　35、构如下图所示： 4.3.2封头厚度选取本课程设计的固定板式换热器DN=600mm，公称压力PN=0.6MPa。由下表选取封第20页，共31页头厚度为8mm 。 （本表取自于换热器设计手册钱颂文 化工工业出版社2002年8月第1版 第139页）4.4管板的确定4.4.1管板尺寸管板除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个重要的受压器件。 查（换热器设计手册第154页）得固定管板式换热器的管板的主要尺寸： 尺寸对照图如下：4.4.2管板与壳体的连接在固定管板式换热器中，管板与壳体的连接均采用焊接的方法。由于管板兼作法兰与不兼作法兰的区别因而结构各异，前者的结构见图1-15，其中图1-15（a

　　36、）形式是在管板上开槽，壳体嵌入后进行焊接，壳体对中容易，施焊方便，适合于压力不高、物料危害性不高的场合；如果压力较高，设备直径较大，管板较厚时，可采用图1-15（b ）形式，其焊接时较难调整。4.4.3管板厚度管板在换热器的制造成本中占有相当大的比重，管板设计与管板上的孔数、孔径、孔间距、开孔方式以及管子的连接方式有关，其计算过程较为复杂，而且从不同角度出发计算出的管板厚度往往相差很大。一般浮头式换热器受力较小，其厚度只要满足密封性即可。对于胀接的管板，考虑胀接刚度的要求，其*小厚度可按表4.8选用。考虑到腐蚀裕量，以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等原因，建议*小厚度应大于20

　　37、mm 。 表4.8. 管板的*小厚度 换热管的外径为25mm ，因而管板厚度取为3d 0/4=18.75，取上述的*小厚度20mm 。 封头的尺寸按4.5换热器支座及法兰选定本换热器为卧式内压容器，应该选用鞍式支座，依照JB/T4712-92双鞍式支座标准，选用DN=600 mm B1型鞍式支座。鞍式支座在换热器上的布置应该按照下列原则确定：如下所示在本换热器设计过程中，L=3000mm 令LB=1200mm L=L 则 L=L =900mm法兰选择 壳程:法兰外径D=600mm 法兰厚度B=30mm 螺栓孔中心圆直径K=540mm 螺栓孔径L=25 螺栓:数量n=10 螺纹规格M244.6换

　　38、热器核算4.5.1管、壳程压强降计及校验（1）管程压强降校验P =（ pi1+ p 2）F t Ns Np据上述结果可知：管程数 ，串联壳程数；对于25mm 2.5mm 的换热管，结构校正系数为F t =1.4。换热器为单管程，p2=0；流体流经直管段（包括进、出口的压力降）的压力降为p 1=（由于l d+e +c i2=（l d+1.5i2G i =7969.（/4）0.d i G i0.0228.70.-32=28.7R i =换热管为新的无缝钢管，所以取**粗糙度e=0.1mm，那么e /d i =可查得 0.1100.02-3=0.005=0.

　　39、031（参见天津大学出版社化工原理（第二版上册）48页，管流30.020.摩擦系数与雷诺数及相对粗糙度关系图），故P 1=（0.031所以+1.5）=2559N/m2P i =2559+01.411=3583N/m500f 0=5(2365-0.228=0.852P 1' =0.50..70.0872=271.7N/m22h 0P 2' =NB 3.5-D 2220.29=9 3.5-0.699

　　41、3.70.0872=85.75N /m 22Ns=1（单壳程） Fs=1.15（液体）所以P 0=1.15(271.7+85.75=411N/m<3920N /m22壳程压强降满足要求。4.5.2总传热系数计算及校验总传热系数由下式计算1K 0（计）0=1+R so +bd 0d+R si d 0d i+d 0mdii其中，管内变换气的传热系数i 的计算=0.023iid iR e i Pr0.80.3=0.0230..90..8（） -30.020.-30.3=230W/（m K ）管间水的传热系数0的计算0=0.360d eR e 0Pr0.551/3W0.14由于水被加热，取粘度校正系数W0.14=1.053-30.6624...550=0.36（2365） 0../31.05=1428W/（m K ）32取水侧与气侧污垢热阻均为0.2610-（钢管导热系数=51W （，m K ）/W，/m K ）2故1K 0（计）1425=1+0.-3+0.+0.2610-+K 0（计）=147W/（m K ）过程总传热系数K （ 选）K 0（选）=所以，Q S t m=.858=

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