列管换热器设计计算书.doc

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1、如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流列管换热器设计计算书【精品文档】第 14 页列管式换热器设计第一节推荐的设计程序一、工艺设计1、作出流程简图。2、按生产任务计算换热器的换热量Q。3、选定载热体，求出载热体的流量。4、确定冷、热流体的流动途径。5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。6、初算平均传热温度差。7、按经验或现场数据选取或估算值，初算出所需传热面积。8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。9、核算。10、校核平均温度差D。11、校核传热量，要求有1525的裕度。12、管程和壳

2、程压力降的计算。二、机械设计1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。2、换热器封头选择。3、换热器法兰选择。4、管板尺寸确定。5、管子拉脱力计算。6、折流板的选择与计算。7、温差应力的计算。8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。9、绘制主要零部件图。三、编制计算结果汇总表四、绘制换热器装配图五、提出技术要求六、编写设计说明书第二节列管式换热器的工艺设计一、换热终温的确定换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时，当流体出口终温与热流体入口初温接近时，热利用率高，但传热强度最小，需要的传热面积最大。为合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据：1、热端温差（大温差）不小于20。2、

3、冷端温差（小温差）不小于5。3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5。二、平均温差的计算设计时初算平均温差Dt，均将换热过程先看做逆流过程计算。1、对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按式（21）进行计算：（21）式中，、分别为大端温差与小端温差。当时，可用算术平均值。2、对于错流或折流的换热过程，若无相变化，则要进行温差校正，即用公式（22）进行计算。（22）式中是按逆流计算的平均温差，校正系数可根据换热器不同情况由化工原理教材有关插图查出。一般要求0.8，否则应改用多壳程或者将多台换热器串联使用。三、传

4、热总系数的确定计算值的基准面积，习惯上常用管子的外表面积。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、流体物性等）与某已知值的生产设备相同或相近时，则可采用已知设备值的经验数据作为自己设计的值。表21为常见列管式换热器值的大致范围。由表21选取大致值，表2-1列管式换热器中的总传热系数K的经验值冷流体热流体总传热系数W/m2.水水850-1700水气体17-280水有机溶剂280-850水轻油340-910水重油60-280有机溶剂有机溶剂115-340水水蒸汽冷凝1420-4250气体水蒸汽冷凝30-300水低沸点烃类冷凝455-1140水沸腾水蒸蒸汽冷凝2000-4250轻油沸腾水蒸汽4

5、55-1020用式（23）进行值核算。（23）式中：a给热系数，W/m2.；R污垢热阻，m2.W；管壁厚度，mm；管壁导热系数，W/m.；下标、分别表示管内、管外和平均。当时近似按平壁计算，即：在用式（23）计算值时，污垢热阻、通常采用经验值，常用的污垢热阻大致范围可查化工原理相关内容。式中的给热系数a，在列管式换热器设计中常采用有关的经验值公式计算给热系数a，工程上常用的一些计算a的经验关联式在化工原理已作了介绍，设计时从中选用。四、传热面积A的确定工程上常将列管式换热器中管束所有管子的外表面积之和视为传热面积，由式（24）和式（25）进行计算。（24）（25）式中：基于外表面的传热系数，W

6、/m2.管子外径，；L每根管子的有效长度，；n管子的总数管子的有效长度是指管子的实际长度减去管板、挡板所占据的部分。管子总数是指圆整后的管子数减去拉杆数。五、主要工艺尺寸的确定当确定了传热面积后，设计工作进入换热器尺寸初步设计阶段，包括以下内容：1、管子的选用。选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。大管径的管子用于粘性较大或易结垢的流体。我国列管式换热器常采用无缝钢管，规格为外径壁厚，常用的换热管的规格：192，252.5，383。管子的选择要考虑清洗工作的方

7、便及合理使用管材，同时还应考虑管长与管径的配合。国内管材生产规格，长度一般为：1.5，2，2.5，3，4.5，5，6，7.5，9，12等。换热器的换热管长度与壳径之比一般在610，对于立式换热器，其比值以46为宜。壳程和壳程压力降，流体在换热器内的压降大小主要决定于系统的运行压力，而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体阻力损失（压力降）越大，要求输送设备的功率就越大，能耗就越高。对于无相变的换热，流体流速越高，换热强度越大，可使换热面积减小，设备紧凑，制作费低，而且有利于抑制污垢的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大，泵功率增加，对传热管的冲蚀加剧。因此，在换热器的设计中有个

8、适宜流速的选取和合理压力降的控制问题。一般经验，对于液体，在压力降控制在0.010.1MPa之间，对于气体，控制在0.0010.01MPa之间。表22列出了换热器不同操作条件压力下合理压降的经验数据，供设计参考。表22列管换热器合理压降的选取换热器操作情况负压运行低压运行中压运行（包括用泵输送液体）较高压运行P0.17操作压力（MPa绝压）P=00.1P=0.10.17P0.171.1P=1.13.1P=3.18.2合理压降（MPa）DP=P/10DP/2DP=0.035=0.0350.18=0.070.252、管子总数n的确定。对于已定的传热面积，当选定管径和管长后便可求所需管子数，由式（2

9、6）进行计算。（26）式中传热面积，；管子外径，m；L每根管子的有效长度，m；计算所得的管子n进行圆整3、管程数m的确定。根据管子数n可算出流体在管内的流速，由式（27）计算。（27）式中vs管程流体体积流量，管子内径，m；n管子数。若流速与要求的适宜流速相比甚小时，便需采用多管程，管程数可按式（28）进行计算。u（28)式中用管子数n求出的管内流速，；u要求的适宜流速，；式（28）中的适宜流速u要根据列管换热器中常用的流速范围进行选定，参见化工原理相关内容，一般要求在湍流下工作（高粘度流体除外），与此相对应的Re值，对液体为5103，气体则为-。分程时，应使每程的管子数大致相等，生产中常用的

10、管程数为1、2、4、6、四种。4、管子的排列方式及管间距的确定。管子在管板上排列的原则是：管子在整个换热器的截面上均匀分布，排列紧凑，结构设计合理，方便制造并适合流体的特性。其排列方式通常为等边三角形与正方形两种，也有采用同心圆排列法和组合排列法。在一些多程的列管换热器中，一般在程内为正三角形排列，但程与程之间常用正方形排列，这对于隔板的安装是很有利的，此时，整个管板上的排列称为组合排列。对于多管程的换热器，分程的纵向隔板占据了管板上的一部分面积，实际排管数比理论要少，设计时实际的管数应通过管板布置图而得。在排列管子时，应先决定好管间距。决定管间距时应先考虑管板的强度和清理管子外表时所需的方法

11、，其大小还与管子在管板上的固定方式有关。大量的实践证明，最小管间距的经验值为：焊接法胀接法，一般取(1.31.5)管束最外层管子中心距壳体内表面距离不小于。5、壳体的计算。列管换热器壳体的内径应等于或稍大于（对于浮头式换热器）管板的直径，可由式（29）进行计算。Dia（b1）2L（29）式中Di壳体内径，mm；a管间距，mm；b最外层六边形对角线上的管子数；L最外层管子中心到壳体内壁的距离，一般取L=(11.5)，mm；若对管子分程则Dif2Lf值的确定方法：可查表求取，也可用作图法。当已知管子数n和管间距a后开始按正三角形排列，直至排好根为止，再统计对角线上的管数。计算出的壳径Di要圆整到容

12、器的标准尺寸系列内。第三节列管式换热器机械设计在化工企业中列管式换热器的类型很多，如板式，套管式，蜗壳式，列管式。其中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属消耗量等方面均不如板式换热器，但它却具有结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广等特点，因此成为石油、化工生产中，尤其是高温、高压和大型换热器的主要结构形式。列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头式换热器、填函式换热器和U型管式换热器，而其中固定管板式换热器由于结构简单，造价低，因此应用最普遍。列管式换热器机械设计包括：1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。2、换热器封头选择。3、压力容器法兰选择。4、管板尺寸确定。5、管子拉脱力的计算。6

13、、折流板的选择与计算。7、温差应力的计算。8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。9绘制主要零部件图和装配图。下面分述如下：一、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。1、已知条件：由工艺设计知管程和壳程介质种类、温度、压力、壳与壁温差、以及换热面积。2、计算(1)管子数n：列管换热器常用无缝钢管，规格如下：碳钢f192f252.5f323f383不锈钢f192f252f322f382.5管子材质的选择依据是介质种类，如果介质无腐蚀，可选碳钢，而介质有腐蚀则选择不绣钢。管长规格有1500，2000，2500，3000，4500，5000，6000，7500，9000，12000mm。n=A/(pdmL)，

14、其中A换热面积(m2)；L换热管长度mm；dm管子的平均直径mm。由于在列管式换热器中要安装4根或6根拉杆。所以实际换热管子数为n-4(6)根。(2)管子排列方式，管间距确定。管子排列方式一般在程内采用正三角形排列，而在程与程之间采用正方形排列。管间距根据最小管间距选择。最小管间距管子外径（mm）14192532384557最小管间距（mm）16253240485770(3)换热器壳体直径的确定壳体直径计算公式：当采用正三角形排列时为Di=a(b-1)+2L式中Di换热器内径；a管间距；b正三角形对角线上的管子数；L最外层管子的中心到壳壁边缘的距离。若对管子进行分程则Di=f+2L式中f壳体同

15、一内直径两端管子中心距mm；Di、L同上。计算出Di后还要圆整到公称直径系列中。(4)换热器壳体壁厚的计算计算壁厚为S=PDi/(2tP)式中P设计压力，MPa；当P0.6MPa时，取P=0.6MPa；Di壳体内径，mm；焊缝系数，根据焊缝情况选取=0.85-1.0；t壳体材质在设计温度时的许用应力，MPa。材质选取原则同管子的选取原则一样。计算出S后还要根据钢板厚度负偏差表选取钢板厚度负偏差C1；根据腐蚀情况选取腐蚀裕量C2，C2=KaB其中Ka为腐蚀速度(mm/a)，B为容器的设计寿命。当材料的腐蚀速度为0.050.1mm/a时，单面腐蚀取C2=12mm，双面腐蚀取C2=24mm。当材料的

16、腐蚀速度小于或等于0.05mm/a时，单面腐蚀取C2=1mm，双面腐蚀取C2=2mm。对于不锈钢，当介质的腐蚀性极微时可取C2=0。最后将S+C1+C2圆整到钢板厚度系列中去，所以总厚度Sn=S+C1+C1+C，C圆整值。二、换热器封头选择各种封头型式均可选用，但应用最多的是标准椭圆形封头，目前已有标准系列。使用时可查JB-1154-73标准。见附录1。三、容器法兰的选择1、材质：根据容器接触介质和温度、压力条件确定。2、法兰类型：可供选择的容器法兰有三种，即甲型平焊法兰、乙型平焊法兰和长颈对焊法兰。其标准号为JB4700470792，见附录2。四、管板尺寸确定选用固定式换热器管板，并兼作法兰

17、。推荐采用钢制列管式固定管板换热器结构设计手册中有关内容。见附录3。五、拉脱力计算拉脱力的定义是管子每平方米胀接周边上所受到的力。对于管子与管板是焊接联接的接头，实验表明，接头的强度高于管子本身与金属的强度，拉脱力不足以引起接头的破坏;但对于管子与管板是胀接的接头，拉脱力则可能引起接头处和密封性的破坏，或使管子拉脱，为保证管端与管板牢固地连接和良好的密封性能，必须进行拉脱力的校核。1、在操作情况下管子或壳体中的温差轴向力为F=at(ttto)as(tsto)/1/EtAt1/EsAs式中At、As-换热器管、壳体壁截面积；at管材线膨胀系数1/；as壳材线膨胀系数1/；to安装时温度；tt操作

18、状态下温度。在管子及壳体中的温差应力为：st=F/At；ss=F/As2、在操作压力下，每平方米胀接周边上所受到的力Qq=Pf/(pdoL)式中P=管程压力Pt或壳程压力Ps中大者f=0.866a2p/4，三角形排列=a2p/4，正方形排列，a-管间距3、在温差应力作用下管子每平方米胀接周边上所受到的力Qq：Qq=st.atpdoL=st()/4doL式中st管子中的温差应力；t每根管子管壁横截面积，mm2；、管子外、内径mm。Qq与Qt可能同向亦可能反向同向时：q=Qq+Qt反向时：q=|QqQt|方向确定原则：当PtPs，且ttts，则同向当PtPn，且ttPs，且ttts，则反向当Ptt

19、s，则反向4、许用拉脱力：MPa换热管与管板换热型式许用拉脱力q管端不卷边管板孔不开槽胀接2.0MPa管端卷边管板孔开槽胀接4.0MPa5、是否设置膨胀节判据：当qq时需设置膨胀节，否则不必设置。六、膨胀节的选择1、膨胀节的补偿量为了保证膨胀节在完全弹性的条件下安全工作，它的补偿量是有限度的。在附录中给出了用不同材料制的单层、单波具有标准尺寸的膨胀节的允许补偿量DL。根据换热器工作时的壳壁温度ts，管壁温度tt，安装温度to，以及壳体和管子的线膨胀系数，可以算出换热器所需要的热变形补偿量DLtc：DLtc=t(ttto)-s(tt-to)L若DLtcDL，用两个或两个以上的膨胀节。2、膨胀节的

20、结构尺寸波形膨胀节的结构及尺寸见附录3，公称压力在2.5MPa以下，公称直径不超过2000mm的膨胀节，已有标准，附录3给出了标准膨胀节的几何尺寸。七、折流挡板设计折流板具有提高壳程内流体的流速，加强湍流程度，提高传热效率和支承换热管的作用。折流板具有横向和纵向之分，折流板形式、折流板最小壁厚、折流板最大间距、最小间距、折流板外径，拉杆直径和数量见化工设备机械基础有关内容。八、开孔补强当换热器壳体和封头上的接管处需要补强时，常用的结构是在开孔外面焊上一块与容器器壁材料和厚度相同的标准补强圈。九、接管法兰选取参见标准HGJ4476-91。十、支座换热器支座可选裙座或双鞍式支座。其中鞍式支座设计参见标准JB/T4712-92。十一、画出装配图，按化工制图要求绘制。