合成氨裝置-五級閃蒸汽熱交換器設計含10張CAD圖
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合成氨裝置-五級閃蒸汽熱交換器設計
摘 要：
合成氨裝置-五級閃蒸汽熱交換器屬于管殼式換熱器，能廣泛應用于石油、石化、橡膠、化工、冶金等行業(yè)，在石油化工領域中發(fā)揮著尤其重要的作用。
合成氨裝置-五級閃蒸汽熱交換器的設計目標包括工藝計算目標，結構設計目標，強度計算目標，成本核算目標等。計算目標是滿足H2S的進出口溫度從-55到-20攝氏度，流量能達到5000 m3/hr，能承受壓力為0.12MPa；液氨的進出口溫度-18到-30攝氏度，能承受壓力為2MPa。首先根據已給的工作溫度和工作壓力來確定設備的結構形式和殼程、管程。然后根據介質性質和傳熱面積來確定換熱管的材料、尺寸和根數，再確定換熱管的排列，并根據換熱管的排列和長度來確定筒體直徑以及折流板的選取。對熱交換器各部件的零部件的結構設計、法蘭選取以及校核。對換熱器的內徑和內徑壓的計算來確定殼體和封頭的壁厚并進行強度校核。包括管板的結構設計、防沖板的設計和支座設計等。
本次設計依據GB 151-2014《熱交換器》和GB 150-2011《鋼制壓力容器》等標準，對管板、殼體、法蘭和封頭等進行了結構計算以及強度校核。
關鍵詞：熱交換器；工藝計算；結構設計；強度校核
Synthetic Ammonia Plant - Five Flash Steam Heat Exchanger Design
Abstract：
Synthetic ammonia plant - Five flash steam heat exchanger is a shell-and-tube heat exchanger, which can be widely used in petroleum, petrochemical, rubber, chemical, metallurgical and other industries, playing an especially important role in the petrochemical industry.
The design goals of the ammonia plant-quaternary flash steam heat exchanger include process calculation goals, structural design goals, strength calculation goals, and cost accounting targets. The calculation goal is to meet the inlet and outlet temperatures of H2S from -55 to -20 degrees Celsius, the flow rate can reach 5000 m3/hr, the pressure can withstand 0.12MPa; the inlet and outlet temperature of liquid ammonia is -18 to -30 degrees Celsius, and the pressure can withstand 2MPa . First of all, according to the given working temperature and working pressure to determine the structure of the equipment and shell, tube process. Then, according to the nature of the medium and heat transfer area to determine the material, size and number of heat exchange tubes, and then determine the arrangement of heat exchange tubes, and determine the diameter of the cylinder and the choice of baffle plate according to the arrangement and length of heat exchange tubes. The structural design, flange selection and verification of the components of the heat exchanger components. The internal and internal pressures of the heat exchanger are calculated to determine the wall thickness of the shell and head and check the strength. Including the structural design of the tube plate, the design of the anti-shock plate and the design of the support. The standard parts in the structural design are directly selected according to national standards; for non-standard parts, the stress check must be performed after the design.
This design is based on GB 151-2014 "Heat Exchanger" and GB 150-2011 "Steel Pressure Vessel" and other standards, structural calculations and strength check of the tube plate, shell, flange and head.
Key words：Heat exchange; Process Calculation; Structural Design; Strength Check
目 錄
摘 要： I
ABSTRACT： II
目 錄 III
術 語 表 V
第1章 緒論 1
1.1課題的研究意義 1
1.2國內外研究現狀 1
1.2.1 國內研究現狀 1
1.2.2 國外研究現狀 2
1.3 發(fā)展趨勢 2
1.3.1發(fā)展的不足 2
1.3.2發(fā)展的前景 3
1.4設計思路 3
第2章 換熱器的工藝計算 4
2.1確定設計方案 4
2.2傳熱計算 4
2.3計算傳熱面積 5
2.4工藝結構尺寸的計算 5
2.5換熱器核算 7
第3章 換熱器的結構設計 12
3.1 設計參數的選定 12
3.2 筒體設計 12
3.2.1 材料的選取 13
3.2.2 筒體的結構尺寸和形式 13
3.3 管箱設計 13
3.3.1 管箱材料的選取 13
3.3.2 管箱的結構尺寸和形式 13
3.3.3 管箱法蘭 13
3.4 管箱封頭設計 14
3.4.1 封頭材料的選取 14
3.4.2 封頭結構尺寸設計 14
3.5 換熱管的選取 15
3.6 防沖擋板及導流筒設計 15
3.7 管板設計 15
3.7.1 管板材料的選取 15
3.7.2 換熱管排列方式及管心距 15
3.7.3管板的結構尺寸 17
3.7.4 分程隔板設計 17
3.8 接管設計 18
3.8.1 接管材料的確定 18
3.8.2 接管結構尺寸 18
3.8.3 接管位置的確定 18
3.8.4接管法蘭 20
3.9 折流板的設計 20
3.9.1 折流板的結構 20
3.9.2 折流板的安裝 20
3.10 防短路結構的設計 21
3.11 支座的設計 22
3.11.1 支座的選型 22
3.11.2 支座的位置 23
3.12 換熱器的分類 23
第4章 換熱器的強度計算 25
4.1 筒體厚度計算 26
4.2 管箱、封頭厚度計算 27
4.3 開孔補強 27
4.3.1 殼體上開孔補強計算 27
4.4.2 管箱上開孔補強計算 29
4.4.3排凈口和排氣孔開孔補強計算 30
4.4管板強度計算 30
第5章 經濟核算 55
5.1質量計算 55
5.2 經濟成本核算 57
第6章 總結 60
參 考 文 獻 61
致 謝 63
術 語 表
管程介質定性溫度
殼程介質定性溫度
管程介質密度
殼程介質密度
管程介質定壓比熱容
殼程介質定壓比熱容
管程介質導熱系數
殼程介質導熱系數
管程介質粘度
殼程介質粘度
總傳熱系數估計值
換熱量
對數平均溫差
殼程介質粘度
換熱面積
管程介質流速值
單程換熱管數
換熱管長度
換熱管估計值
管程數
管心距
橫過中心線管數
換熱管內徑
D
殼體內徑
管板利用率
換熱管外徑
折流板圓缺高度
B
折流板間距
折流板數
布管圓限定圓直徑
殼程傳熱系數
當量直徑
殼程流通截面積
殼程介質實際流速
殼程雷諾數
殼程介質普朗特數
管程流通截面積
管程介質實際流速
管程雷諾數
管程介質普朗特數
管程傳熱系數
管程污垢熱阻
殼程污垢熱阻
實際總傳熱系數值
實際傳熱面積
面積裕度
管程流動阻力
結構矯正系數
殼程數
傳熱管壁相對粗糙度
殼程流動阻力
流體流經管束的阻力
流體流經折流板的阻力
殼程流通摩擦系數
殼程設計壓力
管程設計壓力
液柱靜壓力
計算厚度
管程設計溫度
殼程設計溫度
殼程設計溫度下許用應力
管程設計溫度下許用應力
鋼板負偏差
腐蝕余量
殼程焊接接頭系數
管程焊接接頭系數
殼體壓力
設計厚度
名義厚度
有效厚度
最大允許工作壓力
強度削弱系數
術 語 表（續(xù)）
接管有效厚度
接管外伸高度
封頭多余金屬面積
接管多余金屬面積
接管區(qū)焊縫面積
有效補強面積
接管和封頭的距離
接管和封頭的距離
接管與封頭的距離
溫差引起的軸向力
流體壓力引起的殼壁軸向力
流體壓力引起的管壁軸向力
管壁總截面積
殼壁總截面積
管壁溫度
冷流體對流傳熱系數
熱流體對流傳熱系數
管壁溫度
管子的彈性模量
殼體的彈性模量
內壓產生的總軸向載荷
殼程流體作用在管板上的力
管程流體作用在管板上的力
管程流體作用在頂蓋上的力
換熱管拉脫力
焊腳高度
系數
換熱管回轉半徑
換熱管失穩(wěn)當量長度
換熱管失穩(wěn)許用應力
管板名義厚度
相鄰折流板間距
相關系數
相關系數
相關系數
相關系數
系數
K
換熱管加強系數
管板周邊不布管無量綱寬度
管板延長部分法蘭厚度
殼體法蘭厚度
管箱法蘭厚度
系數
相關系數
管板邊緣旋轉剛度參數
殼體邊緣旋轉剛度參數
管箱圓筒旋轉剛度
旋轉剛度無量綱參數
管板第一彎矩系數
管板第二彎矩系數
m
管板總彎矩系數
系數
系數
系數
殼體材料線膨脹系數
換熱管材料線膨脹系數
有效壓力組合
換熱管與殼體線膨脹變形差
預緊狀態(tài)需要最小螺栓載荷
墊片壓緊力作用中心直徑
預緊狀態(tài)需要最小螺栓面積
最小螺栓載荷
需要螺栓面積
操作狀態(tài)需要最小螺栓面積
系數
基本法蘭力矩
管板徑向應力
系數
管板布管區(qū)周邊處徑向應力
設計溫度管板材料許用應力
殼體法蘭應力
管板布管區(qū)周邊剪切應力
術 語 表（續(xù)）
殼體法蘭許用應力
筒體質量
管箱質量
管板質量
容器法蘭質量
封頭質量
接管法蘭質量
折流板質量
管束質量
分程隔板質量
介質質量
總質量
圓筒平均半徑
封頭曲面深度
封頭切線間距
封頭質量反力
封頭質量彎矩
鞍座界面軸向彎矩
鞍座外伸長度
鞍座外伸長度
圓筒中間截面最高點軸向應力
圓筒中間截面最低點軸向應力
鞍座橫截面最高點軸向應力
鞍座橫截面最低點軸向應力
外壓應變系數
常溫圓筒軸向許用壓縮應力
常溫殼體軸向許用壓縮應力
圓筒切向最大剪應力
圓筒的有限寬度
支座的軸向寬度
圓筒橫截面最低點周向應力
圓筒在鞍座處周向應力
鞍座墊板邊緣處周向應力
支座腹板的水平分力
鞍座腹板厚度
鞍座墊板有效寬度
XI
第1章 緒論
1.1課題的研究意義
換熱設備在煉油、石油化工以及在其他工業(yè)中使用廣泛，它適用于冷卻、冷凝、加熱、蒸發(fā)和廢熱回收等各個方面。其中，管殼式換熱器雖然在換熱效率、設備的體積和金屬材料的消耗量等方面不如其他新型的換熱設備，但它具有結構堅固、彈性大、可靠程度高、使用范圍廣等優(yōu)點，所以在各工程中仍得到普遍使用。管殼式換熱器的結構設計，是為了保證換熱器的質量和運行壽命，必須考慮很多因素，如材料、壓力、溫度、壁溫差、結垢情況、流體性質以及檢修與清理等等來選擇某一種合適的結構形式。
在石油、化工、熱能、動力等工業(yè)部門所使用的換熱器中，管殼式換熱器居主導地位，氨肥行業(yè)也不例外。合成氨工業(yè)中，管殼式換熱器數量多，換熱器的型式、材質、設計壓力、設計溫度等設計條件的合理選擇，換熱管布管等內部結構的優(yōu)化設計，直接決定了換熱器的使用壽命、投資額度、換熱效果及產品收率。換熱器設計在合成氨工業(yè)中的重要性不言而喻。
因此，對合成氨裝置中換熱器的設計是非常有研究價值的。
1.2國內外研究現狀
管殼式換熱器單位體積內能夠提供較大的傳熱面積，傳熱效果比較好，并且適應性較強，是生產上應用最廣泛的換熱設備。在經濟水平飛速發(fā)展的現在社會，人們開始更多地重視生活上每一個細節(jié)的品質，也愈來愈需要更充裕更加便捷的熱能供應形式，作為一種傳統(tǒng)的換熱設備的管殼式換熱器，由于其構造簡單，解決能力大、選材區(qū)域廣，適應性強，容易制造而且成本相對低，方便清洗，在高溫高壓下也可以適用等很多的優(yōu)點，依然在換熱器中占主導位置。對于各型換熱器的強化換熱技術的研究，主要集中在對換熱器內流體流態(tài)變化以及對各部件的參數優(yōu)化研究兩方面，而對換熱器部件參數的主要研究對象就是換熱管（板）排列方式（順排或叉排）、換熱管（板）排數、換熱管（板）間距大小、肋片布置間距、肋片形狀等，而數值模擬計算屬于主要的研究方法。
1.2.1 國內研究現狀
國內各研究機構和高等院校研究成果不斷推陳出新。在換熱器的設計中，換熱管排數和布置方式、換熱管形狀、肋片外型以及間距等對換熱器性能的影響不可忽視，黃興華等[1]運用計算機模擬了不同管型、不同流程布置對滿液式蒸發(fā)器性能的影響。尹斌[2]對R134a單元機的蒸發(fā)器的仿真在使用改進的Kattan模型下，計算了管內不同干度區(qū)域的局部沸騰換熱系數，通過隱式三次多項式擬合模型計算制冷工質的物性參數。劉彥軍[3,4]用控制容積法對翅片管管片式換熱器的肋效率進行了數值計算，分析了換熱管間距、肋片厚度、導熱系數等因素對肋效率的影響。陳維漢[5]在應用給定換熱器結構材料下，換熱器進行優(yōu)化設計。
程金強等[6]建立管翅式換熱器傳熱過程的物理模型利用計算流體力學(CFD)軟件進行模擬，隨后建立試驗臺對模型進行驗證。谷波[7]用FLUENT建立管翅換熱器結霜模型，對結霜的傳熱傳質過程和霜層的增長進行了模擬。蘇銘[8]對不同通道構型的薄膜式全熱換熱器的性能進行了數值計算分析和比較。鄧斌[9]采用濕球溫度效率法對蒸發(fā)器進行了模擬，并分析了流程布置形式對換熱器性能的影響。李永鵬[10]和宣宇清[11]采取分布參數法分別對船舶冷庫蒸發(fā)器和房間空調蒸發(fā)器建立各自的穩(wěn)態(tài)數學模型，并使用MATLAB語言編程計算。席戰(zhàn)利[12]用分布參數法對管翅式蒸發(fā)器建立數學模型，并對公開文獻已有的換熱系數和摩擦壓降的關聯(lián)式進行總結。曾文良[13]對壓縮空氣在人字形波紋板式換熱器傳熱與流阻性能進行了實驗研究。陳育平在文獻[14]中對不同結構尺寸針狀肋片的實物模型進行試驗研究，得出了相應的傳熱及阻力特性的實驗準則關系式。仇性啟等[15]研究了縱向翅片管換熱器翅片側的傳熱特性和阻力特性。
1.2.2 國外研究現狀
國外研究人員也在對熱交換器的研究上進行不懈努力并取得了不錯的進展。Hajabdollahi等[15]用九個決策變量和遺傳算法作為優(yōu)化工具對管殼式換熱器進行經濟優(yōu)化，提出了設計變量對目標函數最優(yōu)值的敏感性。Amin和Bazargan [16]認為換熱量的增加和換熱總成本的降低是管殼式換熱器多目標優(yōu)化的目標函數。在遺傳算法的研究中，他們采用了11個決策變量和壓降約束。Caputo等[17]提出了管殼式換熱器制造成本估算的一個新的數學模型并進行了參數分析，以獲得管殼式換熱器的最佳長徑比。Sadeghzadeh等[18]用遺傳和粒子群優(yōu)化算法證明管殼式換熱器設計的技術經濟優(yōu)化。Bansi D. Raja等[19]提出了兩個目標函數的不同組合方案，利用包括LINMAP，TOPSIS和Fuzzy在內的三種決策方法和多目標傳輸搜索（MOHTS）算法，開始解決管殼式換熱器多目標優(yōu)化的問題。
1.3 發(fā)展趨勢
1.3.1發(fā)展的不足
熱器換熱的理論研究不夠完善，可供對肋片實際應用優(yōu)化設計的理論依據太少，對于換熱公式推導出的解析解較少，目前大多是通過試驗數據分析擬和而成的經驗公式。目前對換熱器的研究大多基于一維、二維的換熱，國內對于三維的換熱模型的研究過少，同時，對于一維和二維傳熱模型的前提假設條件很苛刻，得出的結論適用性不強。
換熱的理論體系缺乏系統(tǒng)性，不夠完善，因為試驗環(huán)境，材料，儀器的精度以及試驗方法不同，在同一個研究方向的某些問題的研究結論存在的分歧較多，很難形成統(tǒng)一的意見，暫不能形成對實踐的可靠指導。結合試驗建立的部分換熱理論還缺乏嚴謹性和局限性。
1.3.2發(fā)展的前景
隨著強化傳熱理論的研究，加強管殼式換熱器的改進，將高效傳熱管與殼程強化傳熱的支撐結構相結合是今后換熱器發(fā)展的一個重要方向。不僅要重視加強換熱器的傳熱元件的研究，而且防腐措施的強化同樣具有舉足輕重的作用，綜合考慮各方面因素，生產高質量，低成本的換熱器，在推動生產發(fā)展的同時，也會獲得較高的經濟效益。
管殼式換熱器的發(fā)展總體上是支撐式的發(fā)展，從弓形折流板式支撐，到折流桿式支撐最后到管子的自支撐，隨著殼程支撐結構的改變，管殼式換熱器的殼程膜傳熱系數表現為連續(xù)提高的發(fā)展趨勢，壓降表現為不斷降低的發(fā)展趨勢，換熱器的綜合傳熱性能得到明顯的提升。
世界換熱器產業(yè)在產品與技術方面的發(fā)展趨勢主要表現為產品大型化、高效化、節(jié)能化，此外，換熱器新材料的開發(fā)應用、產品技術的更新?lián)Q代、不同應用領域產品的細分化也都是行業(yè)的發(fā)展趨勢。隨著工業(yè)裝置的大型化及高效化，世界換熱器也趨于大型化，并且向低溫差、低壓力損失方向發(fā)展，在大型化的同時也提高了產品的換熱效率，更加體現節(jié)能減排。在管殼式換熱器領域，世界大型管殼式換熱器直徑已經突破4.5m，部分其至達到了5m以上，出現了換熱而積超過10000m2的超大型管殼式換熱器。
1.4設計思路
該熱交換器的設計主要包括工藝計算、結構設計及強度計算三個方面。工藝計算部分包括：熱平衡計算：熱平衡計算，并確定傳熱對數平均溫差；總傳熱系數的計算：初步確定換熱器的結構，冷、熱側流體的對流換熱系數及總傳熱系數的計算；總傳熱面積的確定：由傳熱方程，確定換熱器的總換熱面積和最后結構參數；阻力計算：根據所確定的設備結構參數，確定流體的流動阻力降。結構設計及強度計算就是對換熱器總體結構及零部件進行設計，對受壓元件進行強度校核計算。
圖1.1換熱器設計方案
第2章 換熱器的工藝計算
2.1確定設計方案
（1）設計條件
由于管、殼程兩側溫差為13.5，溫差不大，且殼程介質為H2S較清潔不易結垢能夠清洗，所以可選用固定管板式換熱器。
表2-1 設計條件
流體名稱
H2S
液氨
流量（m3/h）
5000
/
工作溫度/進/出（℃）
-55/-20
-18/-30
操作壓力（MPa）
0.12
2
（2）流程安排
由于液氨具有腐蝕性，為避免管束和殼體同時受到腐蝕，且液氨的壓強遠高于H2S，以免殼體承受壓力，則液氨走管程，H2S走殼程。
（3）物性參數計算
定性溫度：可取流體進口溫度平均值。
殼程H2S的定性溫度為：T=（-55）+（-20）/2=-37.5℃。
管程液氨的定性溫度為：t=（-18）+（-30）/2=-24℃。
根據AP1700物質計算查詢平臺可以可以查得H2S和液氨在定性溫度下的相關物性數據，如下表：
表2-2定性溫度下的有關物性數據
介質
密度（kg/m3）
定壓比熱容(kJ/kg·℃)
導熱系數（W/m·℃）
粘度
(Pa·s)
H2S
3.971
1.0617
0.00994
9.73×10-6
液氨
882.26
2.02
0.1875
1.95×10-4
2.2傳熱計算
（1）熱流量
查看《化工原理》公式2-1得熱流量的計算：
Q2=qm2Cp2?tm=5000×3.971×1.0671×55-20 (2.1)
=7.416×105kJ/h=198.5KW
（2）平均傳熱溫差
先按逆流計算：
?tm逆=55-20-(30-18)ln55-2030-18=21.5℃ (2.2)
（3）液氨消耗量
qm1=Q2CP1?t1=1985002.02×12=29480.2kg/h (2.3)
（4）總傳熱系數K
由于管程流體為液體殼程流體為氣體,由《化工原理課程設計》表2-6先假設總傳熱系數K=300 W/(m2?℃)。
2.3計算傳熱面積
估算傳熱面積：
A=Q2K??tm=198.5×103300×21.5=30.8m2 (2.4)
考慮15%的面積裕度，則實際的換熱面積為：
Ap=1.15×A=35.42m2 (2.5)
2.4工藝結構尺寸的計算
（1）管徑與管內流速
由于液氨具有腐蝕性，考慮到材料必須擁有良好的耐腐蝕性和冷加工性能，所以選用Φ25mm×2mm的低溫用低合金鋼鋼管，管內流速取0.6m/s。
（2）管程數和傳熱管數
依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數。
Ns=4Vπdi2u=4×29480.23.14×0.0212×0.6×3600×882.26=44.7≈45根 (2.6)
按單管程計算，所需傳熱管長度為：
L=Apπd0ns=35.423.14×0.025×45=10.03≈11m (2.7)
按單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。查《化工原理》中換熱管規(guī)格的選擇，取傳熱管長L=6m,取管程數:
Np=Ll=116≈2 (2.8)
傳熱管總根數：
N=45×2=90根 (2.9)
（3）平均傳熱溫差矯正及殼程數
按單殼程雙管程結構，查《化工原理課程設計》中圖2-10，得對數平均溫差校正系數：
ψ=0.86
平均傳熱溫差：
?tm=?tm逆×φ=21.5×0.86=18.49℃≈18.5℃ (2.10)
（4）傳熱管排列和分程方法
根據《過程設備設計》對管殼式換熱器結構的介紹中換熱管的排列方式，宜采用正三角形排列，取管心距a=1.25d0，則:
a=1.25×25=31.25≈32mm (2.11)
橫過管束中心線的管數:
nc=1.19N=1.19×90=11.3≈12根 (2.12)
（5）殼體內徑
已知采用多管程結構，取管板利用率 η=0.7，由《化工原理課程設計》公式2-4則殼體內徑為：
D=1.05aN/η=1.05×3290/0.7=381mm (2.13)
圓整后取D=400mm
（6）折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25％，則切去的圓缺高度為h=0.25×400=100mm，故可取h=100mm。
取折流板間距B=0.3D，則B=0.3×400=120(mm),可取B=150mm。查《化工設備機械基礎》得折流板板計算公式：
折流板數NB=傳熱管長/折流板間距-1=6000/150-1=39（塊）
折流板圓缺面水平裝配。
（7）接管
查《化工原理》表2-5,殼程流體進出口接管,取接管內H2S氣體流速為u=15m/s,則接管內徑為：
d=4Vπu=4×5000/36003.14×15=0.19m (2.14)
取標準管徑為：200mm。
查《化工原理》表2-6,管程流體進出口接管,取接管內液氨流速為u=0.08m/s，則接管內徑為：
d=4Vπu=4×29480.2/（3600×882.26）3.14×0.08=0.147m (2.15)
取標準管徑為150mm
2.5換熱器核算
（1）熱量核算
①殼體對流傳熱系數
由《化工原理》公式2-16得雷諾數計算公式：
Reo=0.02×10.56×3.9719.73×10-6=86194.8 2.16
查《化工原理課程設計》表2-7中流體無相變時的對流傳熱系數，知對管外強制對流2000< Reo=86194.8<1000000，可采用凱恩公式求對流傳熱系數：
α0=0.36λdeReo0.55Pr1/3（μμw）0.14 (2.17)
求當量直徑，由正三角排列得：
de=4（32a2-π4d02）πd0=4（32×0.0322-π4×0.0252)3.14×0.025=0.020m (2.18)
殼程流通截面積：
S0=BD1-d0a=0.15×0.4×1-0.0250,032×0.020=0.03312m2 2.19
殼程流體流速：
u0=5000/（3600×3.971）0.03312=10.56ms (2.20)
普朗特準數：
Pr=1.0617×103×9.73×10-60.00994=1.04 (2.21)
粘度矯正（μμw）0.14≈1
α0=0.36×0.009940.02×86194.80.55×1.041/3=93.94W/(m2?℃) (2.22)
②管程對流傳熱系數
計算雷諾數：
Rei=0.02×0.657×882.260.195×10-3=59450.7 2.23
查《化工原理課程設計》表2-7中管內強制對流Rei>10000，低粘度流體被冷卻，所以取關聯(lián)式：
αi=0.023λidiRe0.8Pr0.3
管程流通截面面積
Si=0.785×0.022×902=0.01413m2 (2.24)
管程流體流速
ui=29480.2/(3600×882.26)0.01413=0.657(m/s) (2.25)
普朗特準數：
Pr=2.02×103×1.95×10-40.1875=2.1 (2.26)
αi=0.023×0.18750.02×59450.70.8×2.10.4=1913.87W/(m2?℃) (2.27)
③污垢熱阻
查GB/T 151-2014附錄E常見流體的污垢熱阻可得：
管內側污垢熱阻：RSO=17.6×10-5m2?k/w
管外側污垢熱阻：RSi=25.4×10-5m2?k/w
④傳熱系數K
K=1d0αidi+Rsidodi+bd0λdm+Rso+1α0
=10.0251913.87×0.021+0.000254×0.0250.021+0.002×0.02545×0.023+0.000176+193.94
=317.5W/(m2?℃) (2.28)
⑤傳熱面積S
S=QK?tm=198.5317.5×18.5=33.8m2 (2.29)
該換熱器的實際傳熱面積Sp：
Sp=πd0lN=3.14×0.025×6×90=42.39m2 (2.30)
該換熱器的面積裕度：
H=Sp-SS×100%=42.39-33.833.8×100%=25.41% (2.31)
該換熱器面積裕度合適，可以完成生產任務。
經過多次計算，可以得到假設總傳熱系數K0=300 W/(m2?℃)時換熱器的面積裕度滿足工藝計算要求，計算過程如下表2-3所示：
表2-3工藝計算校正過程
設總傳熱系數K0（W/m2·℃）
實際總傳熱系數K（W/m·℃）
傳熱面積S(m2)
實際傳熱面積 SP(m2)
面積裕度H%
是否符合標準
200
284.1
44.3
82.3
85.78
否
400
445.6
24.11
40.25
66.9
否
表2-3工藝計算校正過程（續(xù)）
350
382.3
28.4
47.1
65.86
否
300
317.5
33.8
42.39
25.45
是
（2）換熱器內流體的流動阻力
①管程流動阻力
由《化工原理課程設計》公式2-15得：
?pi=(?p1+?p2)FtNsNp
Ns=1,Np=2,Ft=1.5
?p1=λildρu22, ?p2=?ρu22
由Re=59450.7,傳熱管相對粗糙度0.1/20=0.005，查《化工原理》圖1-15莫狄圖得：
λi=0.03W/m·℃,ui=0.657m/s,ρ=882.26kg/m3。
所以:
Δp1= 0.03×60.021×882.26×0.65722=1632.1Pa (2.32)
Δp2=?ρu22=3×882.26×0.65722=571.2Pa (2.33)
?pi=(?p1+?p2)FtNsNp=1632.1+571.2×1.5×1×2
=6609.9Pa<35KPa (2.34)
查《化工原理課程設計》表2-11，對合理壓力降的選取，管程液氨表壓為2MPa，屬于中壓，則合理壓力降應小于35KPa，故管程流動阻力在允許范圍內。
②殼程流動阻力
查《化工原理課程設計》公式2-16，且對氣體Ft=1，則
?po=?p1'+?p2'FtNs
Ns=1、Ft=1
流體經管束的阻力：
?p1'=FfoncNB+1ρuo22
F=0.5
fo=5Re-0.228=5×86194.8-0.228=0.3747 (2.35)
nc=12, Nb=39, u0=10.56
?p1'=0.5×0.3747×12×39+13.971×10.5622=9911Pa 2.36
流體經過折流板缺口的阻力：
?p2'=NB3.5-2BDρuo22
B=0.15m、D=0.40m
?p2'=39×3.5-2×0.150.4×3.971×10.5622=13746Pa (2.37)
總阻力：
?po=?p1'+?p2'FtNs=9911+13746
=23667Pa<35KPa (2.38)
查《化工原理課程設計》表2-11，對合理壓力降的選取，殼程H2S表壓為0.12MPa，屬于低壓，則合理壓力降應小于35KPa，故殼程流動阻力也在允許范圍內。
③換熱器主要結構尺寸和計算結果
換熱器主要結構尺寸和計算結果見表2-4
表2-4換熱器主要結構尺寸和計算結果
熱交換器型式
固定管板式熱交換器
換熱面積（）
35.42
名稱
管程
殼程
物料名稱
液氨
H2S
操作壓力，
2
0.12
操作溫度，
-18/-30
-55/-20
流量，
29480.2
19855
流體密度，
882.26
3.971
流速，
0.657
10.56
傳熱量，
198.5
總傳熱系數，
317.5
傳熱系數，
0.1875
0.00994
污垢系數，
0.000176
0.000254
阻力降，
0.023
0.0066
程數
2
1
推薦使用材料
不銹鋼
不銹鋼
管子規(guī)格
Φ25×2
管數
90
管長
6000
管間距
32
排列方式
正三角形
折流板型式
弓形
間距
150
殼體內徑
400
管口表
符號
尺寸
用途
連接型式
a
Φ150
液氨進液口
突面
表2-4換熱器主要結構尺寸和計算結果（續(xù)）
b
Φ150
液氨出液口
突面
c
Φ200
H2S進氣口
突面
d
Φ200
H2S出氣口
突面
e
Φ50
排凈口
突面
f
Φ50
排氣口
突面
g
Φ50
放空口
突面
h
Φ50
排氣口
突面
設備簡圖
第3章 換熱器的結構設計
3.1 設計參數的選定
由于管、殼程兩側溫差為13.5，溫差不大，且殼程介質為H2S較清潔不易結垢能夠清洗，所以可選用固定管板式換熱器。
（1）設計壓力的確定
查《化工原理課程設計》知設計壓力應當為最大工作壓力的1.05-1.1倍。
管程和殼程的設計壓力分別為：
管程設計壓力：
pt=1.1pw=1.1×2=2.2Mpa (3.1)
殼程設計壓力：
pt=1.1pw=1.1×0.12=0.132Mpa (3.2)
為使接下來的換熱器結構設計便于計算，換熱器的管程和殼程的設計壓力應該選取合適值，并且滿足所選擇的壓力大小，可選取管程設計壓力為2.2Mpa，殼程設計壓力為0.2Mpa。
（2）設計溫度的確定
查GB/T 151-2014《熱交換器》中4.4.3，對設計溫度的確定可以根據以下規(guī)定：（a）熱交換器各程應當根據各自最苛刻的工作工況分別確定：各部分在工作狀態(tài)下的金屬溫度不同時，可分別設定設計溫度：殼程設計溫度、管程設計溫度分別為殼程殼體、管箱殼體的設計溫度：
（b）設計溫度不得低于元件金屬在工作狀態(tài)達到的最高溫度；對于0℃以下的金屬溫度，設計溫度不得高于元件金屬可能達到的最低溫度：
（c）對于同時受兩側介質溫度作用的元件應當按其金屬表面溫度確定設計溫度；
（d）元件的金屬溫度通過以下方法確定：1）傳熱計算求得，2）在使用的同類換熱器上測得，3）根據介質溫度并結合外部條件確定。
查HG/T 20580-2011《鋼制化工容器設計基礎規(guī)定》表5.0.2容器的設計溫度選取，知容器的最低工作溫度小于-20，則容器的設計溫度可取介質正常工作溫度減去0—10。
則設計壓力和設計溫度可以初步取下表數據進行結構計算：
表3-1 熱交換器設計參數
殼程
管程
物料名稱
H2S
液氨
設計壓力
0.2
2.2
最大工作壓力
0.12
2
設計溫度
-60
-30
3.2 筒體設計
3.2.1 材料的選取
由于筒體內徑為400mm，筒體可選用無縫鋼管，由于介質在低溫下操作且具有腐蝕性，所以可初步選取筒體材料為09MnNiD低溫用鋼。
3.2.2 筒體的結構尺寸和形式
通過工藝計算2.4.5，初步確定筒體的直徑為400mm，則可選取圓筒的厚度不低于8mm。按照GB/T 150-2014《熱交換器》中的相關規(guī)定，可以選擇合適的殼體形式，則選取代號為E的單程殼體，其結構形式如下圖:
圖3.1 筒體結構形式
根據工藝計算2.4.2中的數值，換熱管管長為6000mm，則筒體的長度可對應地取6000mm。
3.3 管箱設計
3.3.1 管箱材料的選取
原則上選取管箱材料和筒體材料相同的09MnNiD低溫用鋼。
3.3.2 管箱的結構尺寸和形式
圖3-2 封頭管箱形式
由于該熱交換器為單殼程，雙管程，固可選用B型封頭管箱，管箱結構形式如上圖所示。
管箱位于管殼式換熱器的兩端，管箱的作用是把從管道輸送進來的H2S均勻地分布到各換熱管和把管內液氨流體匯集在一起送出換熱器。由于在檢查及清洗管子時，必須將連接管道一起拆下，很不方便，而液氨屬于較清潔的流體，因此可以選用上述的管箱形式。
3.3.3 管箱法蘭
根據NB/T 47020-2012《壓力容器法蘭分類與技術條件》和NB/T 47023-2012《長頸對焊法蘭》，考慮到設計溫度和設計壓力，及管、殼程介質都具有腐蝕性的情況，則對法蘭、墊片、螺栓、螺母等材料初步選定如下表：
表3-2 法蘭、墊片、螺柱、螺母材料匹配表
法蘭類型
墊片
法蘭材料
螺柱材料
螺母材料
長頸法蘭
NB/T 47025
耐酸石棉板
鍛件NB/T 47009
09MnNiD
GB/T 3077
30Cr
35CrMoA
查相關標準，選擇凹面長頸對焊法蘭尺寸表為：
表3-3管箱長頸對焊法蘭表（）
公稱直徑DN
鋼管外徑
法蘭焊端外徑
連接尺寸
法蘭外徑
螺栓孔中心圓直徑
螺栓孔直徑
螺栓孔數量n（個）
螺栓
400
465
455
540
500
23
20
M20
選擇管箱法蘭密封面為凹面，根據NB/T 47023-2012《長頸對焊法蘭》表2可查得相應的容器法蘭重量為34.2kg。
該法蘭的示意圖如下：
圖3-3 凹面長頸對焊法蘭示意圖
3.4 管箱封頭設計
3.4.1 封頭材料的選取
考慮到介質的低溫和具有的腐蝕性能，則選取封頭材料為09MnNiD低溫用鋼。
3.4.2 封頭結構尺寸設計
由于該熱交換器為單殼程，多管程式熱交換器，且，在封頭上的應力分布比較均勻。則可選用標準橢圓封頭。根據封頭選取標準GB/T 25198-2010《壓力容器封頭》，選取標準橢圓形封頭參數如下表
表3-4 DN400標準橢圓形封頭參數
（）
總深度（）
內表面積 （）
容積 （）
封頭質量（kg）
名義厚度（）
400
125
0.2049
0.0115
13.1
8
橢圓封頭的斷面形狀可如下圖所示：
圖3-4 橢圓形封頭斷面形狀
3.5 換熱管的選取
由于管程走液氨，不發(fā)生相變，且液氨具有腐蝕性，而09MnNiD低溫用鋼管擁有良好的耐腐蝕性和冷加工性能，所以選用09MnNiD不銹鋼鋼管，根據工藝計算2.4.1，換熱管的規(guī)格應該選取Φ25mm×2mm。
3.6 防沖擋板及導流筒設計
根據GB/T 151-2014《熱交換器》，殼程H2S屬于腐蝕性的氣體，應當在殼程進口管處設計防沖板或導流筒，由于靠近管板進出口接管距管板較遠時才需要設置導流筒，所以這里只需要設置防沖擋板。
根據標準，防沖板的直徑應大于接管內徑50mm，由工藝計算，已知殼程接管內徑為350mm，則防沖板的直徑為400mm。材料選取為不銹鋼，所以防沖擋板的最小厚度為3mm。
3.7 管板設計
3.7.1 管板材料的選取
管板材料的選取一般應當考慮兩個方面，一方面要考慮設計的力學性能，另一方面考慮流體的腐蝕性和材料的腐蝕性能。由于此換熱器的設計中管程和殼程的介質均在低溫下操作，且都具有腐蝕性，所以選用09MnNiD低溫用鋼板作為管板材料。
3.7.2 換熱管排列方式及管心距
換熱管的主要排列方式有：正三角形、正方形、轉角正三角形和轉角正方形。由于正三角形換熱管排列比較緊湊，表面?zhèn)鳠嵯禂荡螅视玫米顬槠毡?，但是管外不易清洗。而本設計中殼程流體為氣體，屬于清潔介質，所以排列方式采用正三角形排列。且本裝置不需要經常清洗，故選用正三角形排管方式。如圖所示：
圖3-5正三角形排管方式
換熱管中心距和分程隔板兩側相鄰中心距的距離分別根據GB/T 151-2014《熱交換器》的布管形式確定。如下表：
表3-5 換熱管中心距與相鄰管中心距
換熱管外徑
12
14
16
19
20
22
25
29
換熱管中心距S
16
19
22
25
26
28
32
38
分程隔板槽兩側相鄰管中心距
30
32
35
38
40
42
44
50
所以，外徑為d=25mm的換熱管中心距a=32mm，分程隔板兩側相鄰管心距Sn=44mm，分程隔板排列如下圖
圖3-6分程隔板處換熱管排列圖
由于在分布換熱管時，無法在整塊管板上各處都分布換熱管，應當考慮布管圓的直徑DL=Di-2b3，且b3=0.25d=6.25mm，取，則DL=384mm。由CAD制圖可得具體排管如下圖：
圖3-7熱交換器的布管方式
3.7.3管板的結構尺寸
因為殼程
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