管板式换热器详细设计解析

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 =

2

4

62.69+℃=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 ）=38611.1KW

2. 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 =2

121ln 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

-62.691

221==

--）

（t t T T

P=两流体最初温差冷流体的温升=()0068.025--62.6925--36.24-1

112==

--）

（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=

m

t 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=

12

025.03.955⨯⨯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 =6

12

=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=2

32

+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％。