化工原理课程设计 换热器的设计 目录 一、 设计题目及原始数据 （任务书）………………………………3 二、 设计的基本要求………………………………………………………..3 三、 列管式换热器形式及特点的简述……………………………..3 四、 论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择……..8 五、 换热过程中的有关计算 （热负荷、壳层数、总传热系数、传热 面积、压强降等等）…………………………………………..10 1 物性数据的确定………………………………………………14 2 总传热系数的计算……………………………………………14 3 传热面积的计算………………………………………………16 4 工艺结构尺寸的计算…………………………………………16 5 换热器的核算…………………………………………………18 六、 设计结果概要表 （主要设备尺寸、衡算结果等等）…………22 七、 主体设备计算及其说明…………………………………………22 八、 主体设备装置图的绘制…………………………………………33 九、 课程设计的收获及感想…………………………………………33 十、 附表及设计过程中主要符号说明……………………………..37 十一、 参考文献…………………………………………………..40 化工原理课程设计 一、设计题目及原始数据 （任务书） 4 1、生产能力：17×10 吨/年煤油 2、设备形式：列管式换热器 3、设计条件： o o 煤油：入口温度140C，出口温度40 C o o 冷却介质：自来水，入口温度30C，出口温度40 C 5 允许压强降：不大于10Pa 每年按330天计，每天24小时连续运行 二、设计的基本要求 1、选择适宜的列管式换热器并做核算 2、要进行工艺计算 3、要进行主体设备的设计 （主要设备尺寸、横算结果等） 4、编写设计任务书 5、进行设备结构图的绘制 （用420*594 图纸绘制装置图一张： 一主视图，一俯视图。一剖面图，两个局部放大图。设备技术方面的要求、 主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。） 三、列环式换热器形式及特点的简述 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，以实现 不一样的温度流体间的热能传递，又称热交换器。换热器是实现化工 生产的全部过程中热量交换和传递必不可少的设备。 2 化工原理课程设计 在换热器中，至少有两种温度不同的流体，一种流体温度较 高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。在工程实践 中有时也会存在两种以上的流体参加换热，但它的基本原理与前 一种情形并无本质上的区别。 在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热 器，且它们是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位。随着 我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因 而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计制造结构改进以及传热 机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。换热器按照换 - - 热介质不同可分为水水换热器和汽 水患热器；按照工作原理不同可 分为间壁式、直接接触式、蓄热式和热管式换热器。 1.表面式换热器 又称间壁式换热器。是指通过传热表面间接加热的换热器。由 于表面式换热器冷热流体传热时被固体壁面所隔开，热流体和冷流体 通过壁面进行热量传递，所以与直接接触式换热器相比，换热效率较 低，常用在两种流体不容渗混的场合。主要有管式、容积式、板式、 螺旋板式等形式。 2.管式换热器 是指由圆筒形壳体和装配在壳体内的带有管板的管束所组成的 ; 管式换热器。结构简单、造价低、流通截面较宽、易于清洗水垢但 - 传热系数低、占地面积大。管壳式换热器有固定管板式汽 水换热器、 - - u - 带膨胀节管壳式汽 水换热器、浮头式汽 水换热器、 彩管壳式汽 水 3 化工原理课程设计 - - 换热器、波节型管壳式汽 水换热器、分段式水水换热器等儿种类型。 3.套管式换热器 是指由管子制成管套管等构件组成的管式换热器。 4.板式换热器 是指不同温度的流体交错在多层紧密排列的薄壁金属板间流动 换热的表面式换热器。主要由传热板片、固定盖板、活动盖板、定位 螺栓及压紧螺栓组成，板片之间用垫片进行密封。由于板片表面的特 殊结构，能使流体在低流速下发生强烈湍动，从而强化了传热过程。 板式换热器结构紧凑，拆洗方便，传热系数高，适应性大，节省材料， 但板片间流通截面狭窄，易形成水垢和沉积物，造成堵塞，密封垫片 耐热性差时易渗漏。此种换热器常用于供暖系统。板式换热器计算时 应考虑换热便面污垢的影响，传热系数计算时应考虑污垢修正系数。 其中列管式换热器的应用已经有很悠久的历史。现在，它作为一 种传统的标准换热设备在很多工业部门中大量使用，尤其在化工、石 油、能源设备等部门所使用的换热设备中，列管式换热器仍处于主导 地位。同时，管板式换热器已成为高效、近臭的换热设备，大龄的应 用于工业中。列管式换热器的资料较为完善，已有系列化标准。 列管式换热器有三种类型，分别为固定管板式换热器、浮头式换 热器、U形管式换热器和填料函式换热器。 1.固定管板式：固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、 封头压盖等部件组成。固定管板式换热器的结构特点是在壳体中 设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上， 4 化工原理课程设计 两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体 上，管板外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和 封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。 这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。 固定管板式换热器结构简单，制造成本低，管程清洗方便， 管程可以分成多程，壳程也可以分成双程，规格范围广，故在工 程上广泛应用。壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜 采用。当膨胀之差较大时，可在壳体上设置膨胀节，以减少因管、 壳程温差而产生的热应力。 图1 固定管板式换热器 固定管板式换热器的特点是：旁路渗流较小；造价低；无内 漏。在相同的壳体直径内，排管较多，比较紧凑；壳侧层清洗困难， 加上膨胀节的方法不能照到管子的相对移动。比较适合温差不大或温 差大而壳层压力不高的场合。 固定管板式换热器的缺点是，壳体和管壁的温差较大，易产 生温差力，壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命 较低，不适用于壳程易结垢场合。 2.浮头式换热器：其两端管板只有一端与壳体完全固定，另一端 5 化工原理课程设计 课相对于壳体作某些移动，该端称之为浮头。此种换热器的管束不受 壳体的约束，壳体与管束之间不会因为膨胀量的不同而产生热应力。 而且在清洗和检修时，仅将管束从壳体中抽出即可。 特点：该种换热器结构复杂、笨重，造价比固定管板式要高出约 20％，材料的消耗量较大，浮头的端盖在操作中无法检查，所以安装 时要特别注意其密封，以免发生内漏，且管束和壳体间隙较大，设计 图2. 浮头式换热器 时避免短路。该种换热器比较适合管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和 易于结垢的场合。 3.U型管式换热器 仅有一个管板，管子两端均固定于同一管板上。 这类换热器的特点是：管束可以自由伸缩，不会因为管壳之间的 温差而产生热应力，热补偿性能好；管程为双管程，流程较长，流速 较高，传热性能好；承压能力强；管束课从壳体内抽出，便于检 修和清洗，造价便宜。但是管内清洗不变，管束中间分布的管子难以 更换，管板中心部分布管不紧凑，管子数目不能太多。仅适用于管壳 壁温相差较大，或壳程截止易于结垢而管程介质不易结垢，高温高压 6 化工原理课程设计 腐蚀性强的情形。 图3.U型管式换热器 4.填料函式换热器 此类换热器的管板也仅有一端与壳体固定，另一端采用填料函密 封。 特点为它的管束也可以自由膨胀，所以管壳间不会产生热应力， 且管程与壳程都能清洗。造价较低、加工制造简便，材料消耗较少。 填料密封处于泄露，故壳程压力不能过高，也不宜用于易挥发、易燃、 易爆、有毒的场合。 四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择 ①换热器形式的选择 本次任务中两流体的温度变化：煤油热流体进口温度为140℃， 出口温度为40℃；冷却介质水的进口温度为30℃，出口温度为40℃。 该换热器用自来水作冷却介质，受环境影响，进口温度会降低，由此 可知该换热器的管壁温度和壳体壁温之差较大，有上一步骤中对换热 器形式及特点的陈述，课选用固定管板式换热器。 ②流体流动空间的选择 在管壳式换热器的计算中，首先要决定何种流体走管程，何种流 7 化工原理课程设计 体走壳程，这需遵循一些一般原则。 ㈠宜于通入管内空间的流体 不清洁的流体：因为在管内空间得到较高的流速并不困难，而流 速高，悬浮物不易沉积，且管内空间便于清洗； 体积小的流体：管内空间的流动截面往往要比管外空间的截面要 小，流体易于获得理想的流速，而且也便于做成多程流动。 有压力的流体：管子承压能力强，而且还简化了壳体密封要求。 与外界温差大的流体：可以减少热量的逸散。 ㈡宜于通入管间的流体 当两流体温度相差较大时，α值大的流体走管间，这样可以减少 管壁与壳壁间的温度差，因而也减少了管束与壳体间的相对伸长，故 温差应力可以降低。 若两流体给热性能相差较大时，α值霄的流体走管间，此时可以 用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。 黏度大的流体，管间的截面和方向都在不断变化，在低雷诺数下， 管外给热系数比管内的大。 泄漏后危险大的流体，可以减少泄露机会，以保安全。 根据所查得的资料，不洁净或易于结垢的物料应流经易于清洗的 一侧，对于直管一般走管内；温度比较高的物料宜走管内一减少热损失， 但要求被冷却的流体走壳程、黏度大的走壳程，且循环水易于结垢， 所以使水走管程，煤油走壳程。 ③流体流速的选取：换热器常用流速的范围如下表 8 化工原理课程设计 表一 换热器常用流速的范围 介质 循环水 新鲜水 一般液体 易结垢液体 低粘度油 高粘度油 流速 管程流速，m/s 1.0-2.0 0.8-1.5 0.5-3 ＞1.0 0.8-1.8 0.5-1.5 壳程流速，m/s 0.5-1.5 0.5-1.5 0.2-1.5 ＞0.5 0.4-1.0 0.3-0.8 由上表可得管内循环水流速范围为 1m/s-2m/s，现取管内流速 1.0m/s。 ④换热管规格的选取 换热管规格及排列形式如下表所示 表二 换热管规格及排列形式 选用φ25×2.5碳钢管。 五、过程中的有关计算 （热负荷、壳层数、总传热系数、传热面 积、压强降等等） 列管式换热器的设计计算 设计步骤 目前，我国已经制订了管壳式换热器系列标准，设计中应尽可能 选用系列化的标准产品，这样可简化设计和加工。但是实际生产条件 千变万化，当系列化产品不能满足需要时，仍应根据生产的具体要求 而自行设计非系列标准的换热器。两者的设计计算步骤如下： 9 化工原理课程设计 1.非系列标准换热器的一般设计步骤 ⅰ了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。 ⅱ由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 ⅲ决定立体通入的空间。 ⅳ计算流体的定性温度，一确定流体的物性数据。 ⅴ初算有效平均温差。一般先按照逆流计算，然后再校核。 ⅵ选取管径和管内流速。 ⅶ计算传热系数K值，包括管程对流传热系数和壳程对流传热系 数的计算。由于壳程对流传热系数与壳颈、管束等结构有关，因此一 般先假定一个壳程对流传热系数，以计算K值，然后再校核。 ⅷ初估传热面积。考虑安全系数和初估性质，因而常取实际传热 面积是计算值的1.15-1.25倍。 ⅸ择管长L。 ⅹ计算管数N并校核管内流速，确定管程数。 Xi校核对流传热系数及有效平均温差；校核传热面积，应有一定 安全系数，否则需要重新设计。 Xii计算流体流动阻力。如果阻力超过允许范围，需要调整设计， 直至满意为止。 2.系列标准换热器选用的设计步骤 ⅰ至ⅴ与1相同。 ⅱ选取经验的传热系数K值。 ⅲ计算传热面积。 10 化工原理课程设计 ⅳ由系列标准选取换热器的基本参数。 ⅴ校核传热系数，包括管程、壳程对流传热系数的计算。假如核 算的K值与原选择的经验值相差不大，就不再进行校核；如果相差较 大，则需重新假设K值并重复上述ⅱ一下步骤。 ⅵ校核有效平均温差。 ⅶ校核传热面积，使其有一定的安全系数，一般安全系数取 1.1-1.25，否则需要重新设计。 ⅷ计算流体流动阻力，如果超过允许范围，需重新选换热器的基 本参数再行计算。 由此可知，换热器的传热设计，实际上是一个反复试算的过程， 有时需要反复试算2-3次。所以换热器设计计算带有试差性质。 传热计算的主要公式 传热速率方程式 Q KSΔtm — 式中Q 传热速率 （热负荷）,W； 2 — K 总传热系数，W/ （m •℃）； 2 — S 与K值对应的传热面积，m ； — Δt 平均温度差，℃。 m 1.传热速率 （热负荷）Q 传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则 Q Whcph (T1-T2) Whcph t1-t2  W kg/h 式中 流体的质量流量， ； cph --定压比热容，kJ/ （kg•℃）； 11 化工原理课程设计 — T 热流体的温度，℃； — t 冷流体的温度，℃； 流体有相变化时，则 Q Whr Whcph t1-t2  — kg/h 式中 W 饱和蒸汽的冷凝速率， ； r—饱和蒸汽的汽化热，/kg/kJ。 平均温度差Δtm 恒传热时的平均温度差Δt T-t m 变温传热的温度差 逆流和并流 t 1 t 1  t 2  2 t m t 2 t 1 ln t 2 t 1 t 1  t 2  2 t m t 2 2 式中Δt、Δt 换热器两端热冷流体的温度差，℃。 1 2 错流和折流 t m  t t m 丿 设计过程中的具体计算： 式中 tm 丿 —按逆流计算的平均温度差，℃   t t f P,R --温差校正系数，无量纲， 总传热系数K 12 化工原理课程设计 式中 2 K—总传热系数，W/ （m •℃）； i ，0 2 --传热管内、外侧流体的对流传热系数，W/ （m •℃）； Rsi ，Rs0 2 --传热管内外侧表面上的污垢热阻，m •℃/W； di ，d0 ，dm --传热管内径、外径及平均直径，m；  2 --传热管比导热系数，W/ （m •℃）； — b 管壁厚度，m。 ①物性数据的确定：定性度取流体进口温度平均值 壳程煤油的定性度：T 140  40 90℃ 2 管程流体的定性温度：t 30  40 35℃ 2 根据定性温度，可以查取管程和壳程流体的有关物性数据。 煤油在90℃下的物性数据： 密度：ρ 825kg/m3 0 定压比热容：c 2.22kJ/ （kg•℃） p0 2 导热系数：λ 0.140W/ （m •℃） 0 粘度：μ 0.000715Pa•s 0 循环冷却水在35℃下的物性数据： 密度：ρ994kg/m3 i 定压比热容：c 4.08kJ/ （kg•℃） pi 2 导热系数：λ 0.626W/(m •℃) i 13 化工原理课程设计 粘度：μ 0.000725Pa•s i ②总传热系数的计算 4 3 4 1.热流量：m 17×10 ×10/(330×24) 2.15×10(kg/h) 0 Q mC t 2.1 4 0 0 o Δo 5×10 ×2.2× （140-40） 4.773× 106kJ/h 1325.8kw 2.平均传热系数: t  (Δt -Δt )/ln(Δt /Δt ) [(140-40)-(40-30)]/ln[(140-40)/(40-30)] 39(°C) 1 2 1 2 m 3.冷却水用量： Wi Q0/(C i ti) /[4.08×(40-30)] 1.175 5kg/h Δ 4.773×106 ×10 4.总传热系数K 管程传热系数 u d  0.02 1.0 994 R i i i 27420.69 e 4 i 7.25 10 0.4 i diuii 0.8 cpui  2 i 0.023     4805.2 W/ （m •℃） di  i     i  290W/ m2 壳程传热系数α （ •℃） 0 污垢热阻 表二 流体的污垢热阻 14 化工原理课程设计 由上表可得： 2 /W R 0.000344m ℃ si 2 /W R 0.000172 m ℃ s0 W/ m 管壁的导热系数λ45.3 （•℃） 1 K d d bd 1 o R o  o R  si so  d d  d  i i i m o 1 25103 4 0.025 2.5 103 25103 4 1 3.44 10   1.72 10  4805.2 0.02 0.02 45.322.5 103 290 2 228.75（W/(m K)) ③传热面积的计算 丿 Q 1325.8 103 2 S 148.6 （m ） Kt 233.67 39 m 2 15 （m ） 又需要考虑 ％的面积裕度S 1.15×148.6 170.89 ④工艺结构尺寸的计算 1.选用的是φ25×2.5的传热管 （碳钢），取管内流速u 1.0m/s i 管程数和传热管数 2.由传热管内径和流速确定单程传热管数 15 化工原理课程设计 v 1.175 105 / （994 3600） n  104 s 2  2 0.785 0.02 1.0 di u 4 按单程关计算所需传热管的长度 s 170.89 L 18.2 （m ） dons 3.14 0.025 104 单程管计算，传热管过长，采用多管程结构。取l 4.5m ，则换热 器的程数为 L 18.2 Np  4 l 4.5 传热管总根数N 4 ×104 416(根) 3.平均传热温差及校正壳程数 平均传热温差校正系数 140  40 R 10 40 30 40 30 P 0.091 140 30 按单壳程，四管程结构，温差校正系数查有关图表可得 φ 0.82 Δt 平均传热温差 Δt φ t  0.82×39 32 （℃） m Δt m 4.传热管的排列和分程方法 采用组合排列方法，即每程内均按正三角形排列。取管心距 t 1.25d，则 0 t 1.25×25 31.25≈32 （mm） 横过管束中心线.壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率η0.7，则壳体内径为 D 1.05t N/ 1.05 32 4 16/0.7 819 ,取D 为800 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﹪，则 切去圆缺高度h 0.25×800 200 （mm） 取折流板间距B 0.3D,则 B 0.3×800 240 （mm），可以取B为300mm。 传热管长 4500 折流板数NB 1 1 14（块） 折流板间距 300 折流板圆缺面水平装配。 7.接管 壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为1.0m/s，则接管内径 为 4V 4 2.15 10000/(3600 825) d 0.096 m u 3.14 1.0 取标准管径为100mm 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u 1.5m/s，则接管内 径为 4V 41.17100000/(3600994) d m 0.167 u 3.141.5 取标准管径为160mm。 5 换热器的核算 1.壳程对流传热系数 对圆缺型折流板，课采用克恩公式 17 化工原理课程设计 0 0.55 1/ 3  0 0.14 0 0.36 Re 0 Pr   d0 w  当量直径，有正三角形排列的  3 2  2   3 2 2  4 t  d0 4 0.032 0.7850.025     de  2 4   2  0.020（m） d0 3.140.025 壳程流通截面积  d0   0.025 2 S0 BD 1 0.30.8 1 0.0525（m ）      t   0.032  壳程流体流速及其雷诺数分别为 2.15 104 / （3600 825） u 0 0.138 （m/s ） 0.0525 0.02 0.138 825 Re 0 3 184.6 0.000 175 普兰特准数 4 6 2.22 10 71510 pr 11.33 0.140 粘度校正 0.14 0.55 1/3 0 0.36 3184.6 11.33 0.95 478.1 0.02 2.管程对流传热系数 i 0 .8 0 .4 i 0 .2 3 R e P r di 管程流通截面积 2 4 16 Si 0.785 0.02 0.032656 4 18 化工原理课程设计 管程流体流速及其雷诺数 5 1.17 10 / （3600994） ui 1.01m/s 0.032656 0.02 1.0 1994 Re 27695 0.000725 普兰特准数 3 4.1810 0.000725 pr 4.84 0.626 0.626 0.8 0.4 i 0.023 27695 4.84 4843.2 0.02 3.传热系数 1 K d d bd 1 o R o  o R  si so  d d  d  i i i m o 1 25103 4 0.025 2.5 103 25103 4 1 3.44 10   1.72 10  4843.2 0.02 0.02 45.322.5 103 478.1 2 330.67（W/(m K)) 4.传热面积 Q 1325.8 103 2 S 125.3m Ktm 330.67 32 该换热器的实际传热面积 2 Sp d0L(N-nc ）3.140.0254.5（416-24）138.47m D 800,B 300, l 4.5m 由前面所得 且取管长 为 时，查国标得换热器 Sp 2 实际传热面积 应为148.5m ，则 该换热器的面积裕度为 Sp-S 148.5-125.3 H 100% 100% 18.52% S 125.3 19 化工原理课程设计 换热器内流动阻力 1.管程流动阻力  P i   P 1 +  P 2  F tN S N P N S 1 ,N P 4 ,F t 1 .4 l  u 2  u 2  P 1  i ， P 2  d 2 2 由Re 27695，传热管相对粗糙度为0.005，查莫狄图得 i 0.033W/(m•℃)，流速u 1.01m/s，ρ994kg/m3 i 2 4.5 1.01 994 P1 0.033  3764.4（Pa ） 0.02 2 2 2 u 1.01 994 P1  3 1521（Pa ） 2 2 Pi （3764.4 1521）1.4 4 1 31712.4（Pa ） 5 管程流动阻力在允许范围之内，小于10 Pa 。 2.壳程流动阻力 丿 丿 P0 P1 +P2 FtNS N S 1,F t 1 . 15 流体流经管束的阻力 2 丿 u0 P 1 Ff0ncN B+ 1） 2 F 0.5，nc 24 f0 5Re 00.228 53184.60.228 0.795 N 14, u 0 0.138 B 2 丿 0.138 825 P1 0.50.79524(14+1)  1124.1（Pa ） 2 20 化工原理课程设计 流体流过折流板缺口的阻力 丿 2 B  u 0 2 P 2 NB (3 .5 - ) D 2 B 0.3m, D 0.8m 2 丿 20.3 8250.138 P2 14 (3.5- ) 302.4（Pa ） 0.8 2 总阻力 P0 （1124.1302.4）1426.5（Pa ） 5 壳程流动阻力也小于10 Pa ，符合要求。 六、设计结果概要表 （主要设备尺寸及衡算结果） 七、主体设备计算及其说明 1.工艺条件 2 1 化工原理课程设计 名称 管程 壳程 物料名称 自来水 煤油 工作压力 0.1Mpa 0.1Mpa 定性温度 35℃ 90℃ 换热面积 157.2 m2 管长 4.5m 2.封头的选择 上下两封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T4737-2002标准， DN600 6,曲面高度h 150mm,直边高度h 40mm. 封头为： 1 2 。如图所示， 材料选用20R钢。下封头常与裙座焊接，h2 50mm，材料选用20R钢。 3.管板尺寸确定 管板结构如下： 22 化工原理课程设计 由于固定管板式换热器管板计算十分复杂，需要综合考虑多种因素， 考虑到本次设计时间并不太充裕，故计算从略，仅采用下表选取。 4.换热管的选择 选用的是φ25×2.5的碳钢管，通过上述计算定为四管程结构， 且公称直径D 800mm。换热管排列图如下： 4 16 我们计算所用换热管数为 根。 5.管板与管子连接 管子与管板的连接方式主要有以下三种：a胀接；b焊接；c胀 23 化工原理课程设计 焊接. 胀接用于管壳之间介质渗漏不会引起不良后果的情况，特别适 用于材料可焊性差 （如碳钢换热管）及制造厂的工作量过大的情况。 由于胀接管端处在焊接时产生塑性变形，存在着残余应力，随着温度 的升高，残余应力逐渐消失，这样使管端处降低密封和结合力的作用， 所以胀接结构受到压力和温度的限制，一般适用于设计压力≤4Mpa， 设计温度≤300度，并且在操作中无剧烈地震动，无过大的气温变化 及无明显的应力腐蚀；焊接连接具有生产简单、效率高、连接可靠的 优点。通过焊接，使管子对管板有较好的增将作用；并且还有可降低 管孔加工要求，节约加工工时，检修方便等优点，故应优先采用。此 外，当介质毒性很大，介质和大气混合易发生爆炸介质有放射性或管 内外物料混合会产生不良影响时，为确保接头密封，也常采用焊接法。 焊接法虽然优点甚多，因为他并不能完全避免 “缝隙腐蚀”和焊接节 点的应力腐蚀，而且薄管壁和厚管板之间也很难得到可靠的焊缝。焊 接法虽然较胀接可以乃更高的温度，但是在高温循环应力的作用下， 焊口极易发生疲劳裂纹，列管与管孔存在间隙，当受到腐蚀介质的侵 蚀时，以会加速接头的损坏。因此，就产生了焊接和胀接同时使用的 方法。这样不但能提高接头的抗疲劳性能，同时能够更好的降低缝隙腐蚀倾 向，因而其使用寿命比单用焊接时长的多。在什么场合下适宜施行焊、 胀接并用的方法，目前尚无统一标准。通常在温度不太高而压力很高 或介质极易渗漏时，采用强度胀加密封焊 （密封焊是指单纯防止渗漏 而施行的焊接，并不保证强度）。当在压力和温度都很高的情况下， 24 化工原理课程设计 则采用强度焊加贴胀，（强度焊是即使焊缝有严密性，又能保证接头 具有较大的拉脱力，通常是指焊缝强度等于管子轴向负荷下的强度时 的焊接）。贴胀的作用主要是消除缝隙腐蚀和提高焊缝的抗疲劳性能。 由于本换热器的工作压力为低压，且为低温操作，综合考虑各 种连接工艺的优缺点及使用范围最终确定采用焊接法，在焊接法连接 管子与管板时，管板的硬度应该大于管子硬度，以保证在焊接时，管 子发生塑性形变时，管板仅发生弹性形变。通常管子材料选用10、 20优质碳钢，管板采用25、35、Q225或低合金钢16Mn、Cr5Mo等。 结合本次设计，管板采用16MnR。 6. D D 管箱的选择 N≤400mm为平盖管箱；500mm≤ N≤800mm为平 盖管箱和封头管箱，推荐使用封头管箱；DN≥900mm，选择封头管箱。 （1）管箱接管位置最小尺寸，如图所示。 可按下列公式计算： 带补强圈接管 D H L 2  + h f + C mm 2 不带补强圈接管 25 化工原理课程设计 d H L 2  + h f + C mm 2 上面两式中取C≥4S(S为管箱壳体厚度，mm)且≥30mm。 2 （）壳程接管位置最小尺寸，如下图。 按下列公式计算： 带补强圈接管 DH L1  + （b-4）+C 2 不带补强圈接管 dH L1  + （b-4）+C 2 L /L mm 1 2 壳程管箱接管位置最小尺寸， ； C补强圈外边缘 （无补强圈时，为管外壁）至管板 （或 mm 法兰）与壳体链接焊缝间的距离， ； dH 接管外径，mm ； D H mm 补强圈外圆直径， 。 3. S mm 折流板间距 补强圈外圆直径， 。 S 换热器折流板间距 见下表 表三 折流板间距 26 化工原理课程设计 7.定距管 根据GB/T8163-2008流体输送用无缝钢管，采用Φ25×2.5的定 距管。 常用拉杆有两种形式，见下图。 a、拉杆定距管结构，适用于换热管外径大于或等于19mm 的管 束； b 、拉杆与折流板为点焊结构，适用于换热管外径小于或等于 14mm 的管束，l≥d； 1 c、当官板较薄时，也可采用其他链接形式。 本换热器采用拉杆定距管结构。 6.拉杆的选择及数量 27 化工原理课程设计 常用的拉杆结构有：拉杆定居管结构与拉杆与折流板点焊结构。 查换热器手册可得下表： 表四 拉杆的直径和数量 由公称直径可以确定拉杆直径为12。 8.支座的选取 公称直径D≥800mm 的换热器，至少需要两个支座；公称直径D ≥900mm 的换热器，需要四个支座。支座在换热器上的位置，应根据 工艺安装的要求来确定。其位置尺寸，一般按以下原则来确定。 （1）L≤30000mm时，取L (0.4-0.6)L; A L＞30000mm时，取L (0.5-0.7)L; A 丿 且L≈LB 。 B （2）L 必须满足壳程接管焊缝与支座焊缝间之距离要求，即 B D LB  L1   b c  c 2 其中各个字母意义如图所示 28 化工原理课程设计 式中：b c 的数值，按JB 1167-81 中的B 型，其值如下表 表五 b c 的数值表 单位：mm 所查手册按L≈0.6L，并使L 满足上式的要求来确定L 和L 。 A B A B 9. f 计算每四根管子之间的面积 ： 2  2 f 0 .866t  d 0 4 f 3.95 -4 l 3mm 则 9 ×10 。胀接长度 取管板厚度减 ，即 1 l1 40-3 37mm 。所以在操作条件下，每平方米焊接周边所产生的力 qp 则 P f qp  d0 l1 所以qp 1364 1Pa 计算管子中的温差应力At 、As ： A t 0.078m2 As  DS 29 化工原理课程设计 A s 0.025 m2 E E 0.2 6 -6 弹性模量 ： 1×10Mpa；膨胀系数κ：κ11.8×10 所以有：  E  tt  ts    t At 1 As t 6 代入数据有： 6.616 ×10Pa 温差应力导致的每平方米焊接周边上的拉脱力qt ： t  d0 2 di2   qt 4 d0 l1 所以qt 1488.604Pa qp qt 由已知条件可知 和 作用方向相同，都是管子受压，则和 拉脱力为： q qp + qt q 15129.6 因管端卷边或管板开槽焊接，则需用拉脱力为qp  4.0Mpa， 管板与换热管的许用拉脱力qp  如下表 表六 许用拉脱力qp  连接形式 胀接 焊接  q p  40 0.5t 因此拉脱力在需用范围以内。 10.壳体厚度的确定 计算得壳体内径D 800mm ，差标准尺寸如下 表七 壳体标准尺寸 30 化工原理课程设计 壳体内径/mm 325 400，500，600，700 800，900，1000 1100，1200 最小壁厚/mm 8 10 12 14 壳体厚度选用12mm 。 11.计算要不要安装膨胀节 膨胀节是装在固定板换热器上的挠性元件，对于管子与壳体的膨 胀变形差进行补偿，以此来消除或减小不利的温差应力。 管、壳壁温差所产生的轴向力： k  E  tt -ts   F1 AS  At AS  At F1 2.81 5 7×10N   2 2 2  Q2  P D n d0 +n  d0 2 S P 4       Q2 2.94 ×104N 压力作用于壳体上的轴向力： Q 2  A S F 2 A S  A t F 2 3 6.02 ×10N 压力作用于管子上的轴向力： Q 2  A S F 3 A S  A t F3 4 3.129 ×10N 所以 F 1+ F2  s A S 31 化工原理课程设计  s 7 2.1×10N F1+F3 t At t -6 -6.35552.1×10 N 根据《钢制管壳式换热器的设计规定》，两项小于操作条件下的 2  s t ，故本设计的换热器不要安设膨胀节。   通过对主题设备做的计算，有国家标准规定选取各个零部件 的到匹配表如下. 通过以上设计，根据GB/T539，选用耐油石棉橡胶板作为垫片。 A1 八、主题装置图的绘制 （见 图纸） 九、附表及设计过程中主要符号说明； 32 化工原理课程设计 表八 换热器主要结构尺寸及计算结构 换热器型式：带热补偿非标准的固定管板 管 子 规 φ25 × 管数 442 管 长 式 格 2.5 根 4.5m 换热面积：152.7m2 管 间 32 排列方式 正 三 距,mm 角形 工艺参数 折 流 板 上下 间 距 ， 切 口 型式 300mm 25% 设备名称 管程 壳程 壳体 内 800mm 保温层厚 无 需 径 度 保温 物料名称 循环水 煤油 接管表 操作压力 ， 0.1 0.1 序号 尺寸 用途 连 接 MPa 型式 操作温度，℃ 30/40 140/40 1 D 200 循环水入 平面

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