合成氨冷却器设计

课程设计说明书
目录
目录 (1)
1换热器概述 (3)
1.1列管换热器结构 (3)
1. 2列管换热器分类 (3)
1. 3列管换热器主要部件 (5)
2换热器工艺设计 (5)
2.1换热器工艺方案确定 (6)
2.1.1冷却介质选择 (6)
2.1.2换热器类型选择及流体流动路径选择 (6)
2.1.3 流体流速选择 (6)
2.2列管式换热器的工艺计算 (6)
2.2.1确定物性数据 (6)
2.2.2初算换热器传热面积 (7)
3主要工艺及基本参数计算 (7)
3.1换热管相关设计 (7)
3.2其他部件相关设计及计算 (8)
4换热器核算 (9)
4.1传热能力核算 (9)
4. 2换热器压降计算及校核 (10)
5换热器主要工艺结构参数和计算结果一览表 (11)
参考文献 (12)
化工原理课程设计任务书
1 设计题目—合成氨车间变换气冷却器设计
设计一台列管式换热器以完成合成氨车间用冷却水冷却变换气的任务。

2 设计条件
（1）变换气
处理量：6000Nm³/h
入口温度145℃，出口温度57℃；
允许压降：不超过4000Pa；
（2）变换气物性数据
分子量：17；密度为0.925kg/m3；粘度为：0.0155mPa.S；
比热容为：1.9 kJ/（kg. ℃）；导热系数为：0.058 W/（m. ℃）；
（3）冷却水
水质：处理过的软水
全年最高温度：30℃
3 设计要求
完成换热器的工艺设计，主要包括：
（1）设计方案的确定：逆流或并流，冷却水进出口温度、流体流速择等；（2）换热器形式和流体的空间确定；
（3）物料衡算和能量衡算：传热量，冷却水消耗量，平均温差；
（4）换热器结构设计：管程和壳程，传热面积，管长和管子数，壳体直径，管板和折流板；
（5）传热系数K的计算与校核，压降计算与校核；
（6）编写设计说明书，画换热器工艺条件图；
（7）对设计过程的评述和有关问题的讨论。

4 成果提供
（1）设计说明书一份；
（2）换热器工艺条件图一张（2#）。

1 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。

在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。

列管式换热器是间壁式换热器的主要类型。

1.1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,管壳式换热器的最大缺点是传热效率低。

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。

1. 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
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60～70℃和壳程流体压强不高的情况。

一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

（2）浮头式换热器
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、笨重、造价高限制了它的使用。

（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
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。

1. 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φ19mm×2mm和φ25mm×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。

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，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。

（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，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。

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。

合成氨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，紧凑性和金属耗量虽不及某些换热器，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。

2 换热器工艺设计
2.1 换热器工艺方案确定
2.1.1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。

选择冷却水循环水入口温度30℃，出口温度40℃。

2.1.2 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150℃，出口温度57℃；
（2）冷却介质：处理后软水，入口温度30℃，出口温度40℃；
由于变换气被冷却且要求压力降不允许超过5000N/㎡，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。

2.1.3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管内流速u i=20m/s。

2.2列管式换热器的工艺计算
2.2.1确定物性数据
水的定性温度取进出口温度的平均值:
tm=30℃+40℃2=35℃
查物性数据，得下表1
表1 两流体在定性温度下的物性数据
已知换热器的体积流量为6000Nm3/h,无法设计出符合工业生产标准的换热器,故将其换算为其进口温度时的体积流量
Vi=6000×150+272273=9296.7m3/h
2.2.2初算换热器传热面积
（1）热负荷及冷却介质消耗量计算热负荷
Q=V i C pi(T2-T1)=9296.7×0.925×1.9×150℃-57℃=1.5196×106kj/h=422.0 8kw
冷却水消耗量：
Vo =QρOCPOt2-t1=1.5196×1064.08×994×40-30=37.467m3/h
（2）计算平均温差，并确定管程数
先取逆流流向，先按单壳程单管程考虑，计算出平均温度差∆tm
∆tm'=∆t2-∆t1ln∆t2∆t1=150℃-40℃-(57℃-30℃)ln150℃-40℃(57℃-30℃)= 59.09℃
相关参数
R=T1-T2t2-t1=150℃-57℃40℃-30℃=9.3
P=t2-t1T1-t1=40℃-30℃150℃-30℃=0.0833
根据
ψ=（R2+1)R-1lnln1-P1-PRln2-P(1+R-R2+1)2-P(1+R+R2+1)
代入数据得ψ=0.969
ψ=0.969>0.8，可见用单壳程单管程合适。

因此平均温度差
∆tm=ψ×∆tm'=0.969×59.09=57.2℃
（3）按经验数值初选总传热系数K估
选取K估=120W/m2.℃
（4）初算出所需传热面积S
S=QK∆tm=422.08120×59.09=59.53m2
3 主要工艺及基本参数计算
3.1换热管相关设计
（1）换热管规格及材质的选定
选用∅25mm×2.5mm钢管，管内流速u
=20m/s
i
（2）换热管数量及长度的确定
管数
N=msiπ4di2ui=9296.7÷3600π4×0.022×20=429根
管长
L=SNπd0=59.53429×3.14×0.025=1.8m
按商品管长系列规格，取去管长L=2m
（3）管子排列方式
管子的排列方式，采用正三角形排列。

壳体内径采用以下公式计算
Di=tnc-1+2b'
式中管中心距t=1.25do=1.25×25mm=32mm；
横过管中心线数nc=1.1N=1.1429=22.8取整nc=23根；管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离b'=1.5×do=1.5×0.025m=0.038m。

3.2其他部件相关设计及计算
（1）壳体内径计算
壳体内径采用以下公式计算
Di=tnc-1+2b'
式中管中心距t=1.25do=1.25×25mm=32mm；
横过管中心线数nc=1.1N=1.1429=22.8取整nc=23根；
管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离
b'=1.5d o=1.5×0.025m=0.038m。

（2）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%，则切去的圆缺高度为h=0.25×800=200mm，取h=200mm。

去折流板间距为B=0.3Di=0.3×800=240mm，取240mm。

则折流板数
NB=传热管长折流板间距-1=2000240-1=7.33≈7块
折流板圆缺水平面安装。

（3）温度补偿圈选用
150℃+57℃2-30℃+40℃2=103.5℃-35℃=68.5℃>50℃
故需考虑设置补偿圈，设置波形膨胀节进行补偿。

（4）其他附件
选用∅12mm钢拉杆，数量6根。

根据GB/T 8163-2008流体输送用无缝钢管，采用∅25mm×2.5mm的定距管。

4换热器核算
4.1传热能力核算
（1）壳程对流给热系数αo的计算
对于圆缺形折流板采用科恩公式计算
α0=0.36λd eRe0.55Pr13∅w0.14
式中当量直径由正三角形排列得
d e=432t2-π4d o2πd o=4320.0322-π4×0.02523.14×0.025=0.020m
壳程流通截面积So=BD1-d0t=0.24×0.8×1-0.0250.032=0.042m2
uo=voSo=37.467÷36000.042=0.248m/s
雷诺数
Reo=d euoρoμo=0.020×0.248×9940.725×10-3=6800
普朗特数
Pro=cpouoλo=4.08×103×0.725×10-30.626=4.73
取粘度校正系数
∅w0.14=1.05
则
α0=0.360.6260.020×68000.55×4.7313×1.05=2546.07W/m2∙℃
（2）管程对流给热系数αo的计算
αi=0.023λidiRei0.8Pri0.3
式中管程流通截面积
Si=πNdi2=3.14×0.0202×429=0.135
管程流体流速、雷诺数及普朗特数分别为
ui=viSi=9296.7÷36000.135=20.0m/s
Rei=diuiρiμi=0.020×20.0×0.9250.0155×10-3=23871
Pri=cpiuiλi=1.9×103×0.0155×10-30.058=0.508
αi=0.0230.0580.02238710.80.5080.3=193.53 W/m2∙℃
总传热系数由下式计算
K计=11αo+Rso+d oαidi+Rsid odi+bd oλdm
式中取水侧和变换气侧污垢热阻均为0.26×10-3m2∙℃/W
碳钢导热系数λ=45W/m∙℃
dm=d o+di2=25+2020.0225mK计
=112546.07+026×10-3+25193.53×20+0.26×10-3×2520+0.025×0.002545×0.225=121.93W/m2∙℃
(3)传热面积的计算
理论传热面积
A=QK计∆tm=422.08×103131.93×57.23=60.48m2
该换热器的实际传热面积
Ap=πd oLNT=3.14×0.025×2-0.1×429=64.0m2
面积裕度为
H=Ap-AA×100%=64.0-60.4860.48×100%=6%
4. 2换热器压降计算及校核
（1）管程压降校验（变换气）
∆Pi=∆P1+∆P2FtNSNP
式中，NS，NP—管程和壳程数均为1；
Ft—∅25mm×2.5mm的管子结垢系数为1.4；
∆P2—换热器为单程管，故∆P2=0；
∆P1—流体流经直管段（进、出口压力降）的压力降
∆P1=λiLdi+ξρiui22
换热管为新无缝钢管，所以取换热管壁粗糙度为ε=0.1mm,则εdi=0.005,而Rei≈2.5×104,查图得λi=0.033,流速ui=20m/s,密度ρi=0.925kg/m3.所以：∆P1=0.03320.02+1.50.925×2022=888N/m2
∆Pi=888+0×1.4×1×1=1243.2N/m2<5000Pa
∴管程压降满足要求。

（2）壳程压降校验（冷却水）
∆Po=∆P1'+∆P2'FsNS
Fs—液体结垢校正系数为1.15；
NS—管程数为1；
∆P1'—流体流经管束的阻力为：∆P1'=FfoNCNB+1ρouo22,
F—为管子的排列方式对压力降的校正系数，正三角形排列F=0.5；
nc—横过管中心线数为23；
NB—折流板数为7；uo=0.248m/s；
则
∆P1'=0.5×0.669×23×7+1×994×0.24822=1881.4N/m2
∆P2'—流体流经折流板缺口的阻力：
∆P2'=NB3.5-2BDρou22=7×3.5-2×0.240.8994×0.248220=620.52N/m2∆Po=1881.4+620.521.15×1=2877.2N/m2<5000Pa
∴壳程压降满足要求
5 换热器主要工艺结构参数和计算结果一览表
表2 换热器主要工艺结构参数和计算结果一览表
参考文献
[1]付家新，王为国，肖稳发.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，
2010.
[2]谭天恩，窦梅等.化工原理（上册）.第4版.北京：化学工业出版社，2013.
[3]赵军，张有忱，段成红.化工设备机械基础.第2版. 北京：化学工业出
版社，2007.
[4]李芳.化工原理及设备课程设计.北京：化学工业出版社，2011.
[5]陈声宗.化工设计.北京：化学工业出版社，2012.。