管壳式换热器设计 课程设计

分享知识 成就自我河南理工大学课程设计管壳式换热器设计学 院：机械与动力工程学院 专 业：热能与动力工程专业 班 级：11-02 班学 号：姓 名： 指导老师：分享知识 成就自我小组成员：分享知识 成就自我目录第一章 设计任务书 2第二章 管壳式换热器简介 3第三章 设计方法及设计步骤 5第四章 工艺计算 64.1 物性参数的确定 64.2核算换热器传热面积 74.2.1传热量及平均温差 74.2.2估算传热面积 9第五章 管壳式换热器结构计算 115.1 换热管计算及排布方式 115.2壳体内径的估算 135.3进出口连接管直径的计算 145.4折流板 14第六章 换热系数的计算 206.1 管程换热系数 206.2 壳程换热系数 20第七章 需用传热面积 23第八章 流动阻力计算 258.1 管程阻力计算 258.2 壳程阻力计算 26总结 29第一章 设计任务书煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由140C冷却冷却到 40 C的管壳式换热器，其处理能力为10t/h,且允许压强降不大于100kPa。 设计任务及操作条件1、设备形式：管壳式换热器2、操作条件(1) 煤油：入口温度140C，出口温度40C(2) 冷却水介质：入口温度26C，出口温度40C第二章管壳式换热器简介管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热 器的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国 为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各 类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构 改进。强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方 式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热 两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元 件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物 的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大 幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得 良好的流动分布，充分利用传热面积。管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平 行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程） 和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大， 以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因 而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔 板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板 而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外 空间成为多程。而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空 间仍以单程对待。管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力 大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于 它的高度可靠性和广泛的适应性，至今仍然居于优势地位。由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果 两流体温度相差较大，换热器内将产生很大的热应力，导致管子弯曲、断裂或从 管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50C时，需采取适当补偿措施， 以消除或减少热应力。根据所采用的补偿措施,管壳式换热器可以分为以下几种： 固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器、双重管式换热器及填料函 式换热器。第三章设计方法及设计步骤在设计换热器时，如果只作简单估算，或盲目加大传热面积的安全系数就会 造成浪费。只有进行比较详细的计算，才能使投入运行的热交换器，在安全和经 济方面得到可靠保证。换热器一般的设计方法及设计步骤如下： （1）根据设计任务搜集有关的原始资料，并选定热交换器类型等。 （2）确定定性温度，并查取物性数据。（3）由热平衡计算热负荷及热流体或冷流体的流量。（4）选择壳体和管子的材料。（5）选定流动方式，确定流体的流动空间。（6）求出平均温差。（7）初选传热系数K0,并初计算传热面积F。（8）设计换热器的结构包括：选取管径和管程流体流速；确定每程管数、 管长、总管数；确定管子排列方式、管间距、壳体内径和连接管直径等；确定壳 侧程数及折流板的数目、间距、尺寸等壳程结构尺寸；初确定传热面积。（9）管程换热器计算及阻力计算。当换热系数远大于初选传热系数且压降 小于允许压降时,才能进行下一步计算。（10）壳程换热计算。根据采用结构,假定壁温和计算换热系数。（11）校核传热系数和传热面积。根据管、壳程换热系数及污垢热阻、壁面 热阻等，算出传热系数K及传热面积F。（12）核算壁温。要求与假定的壁温相符。（13）计算壳程阻力，使之小于允许压降。分享知识-成就自我第四章工艺计算在换热器设计中，根据所选换热器类型和所给已知条件，计算出煤油的流速 和水的流速等，然后计算出传热面积。工艺设计中包括了物性数据的确定、传热 量及平均温差、初选传热系数、估算传热面积其具体运算如下所述。4.1 物性参数的确定表 3-1 水和煤油的操作参数冷却水煤油进口温度出口温度进口温度出口温度(C)(C)(C)(C)264018040定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可以取流体进出口 温度的平均值。煤油的定性温度为：m1t +111 =2180 + 402=110 C1)水的定性温度：t +t2m226 + 402 33 C2)由定性温度条件下查物性表得出水与煤油的物性参数，如比热、密度、黏度导热系数。所查结果见表 2-2：表 3-2 水与煤油的物性参数名称定性温度CO比热kJ kg k密度kg/m3黏度Mpa s导热系数W/m k水334.174994.70.00074220.6623煤油1102.432758.320.00051250.1026分享知识 成就自我4.2核算换热器传热面积选择热水走壳程，冷水走管程。这是因为：被冷却的流体走壳程可便于散热 而传热系数大的流体应走管程，这样可降低管壁的温差，减少热应力。由煤油的每小时产量(一天 24 小时连续运行)可以计算出煤油流量：100003600=2.77778 kg-s3)式中M表示煤油的年产量；M1表示煤油流量；t表示时间。 煤油的普朗特常数：Pr1|H c1 pl九10.0005152 x 2.4350.01026二 12.16314)式中PR1表示煤油的普朗特常数；占表示煤油的黏度；cp1表示煤油的比热；九表 示煤油的导热系数。水的普朗特常数：r2卩c2 p 2九20007422 X 40176 二 4.677550.66235)式中Pr2表示煤油的普朗特常数；卩2表示煤油的黏度；cp2表示煤油的比热；九2 表示煤油的导热系数。4.2.1 传热量及平均温差一般情况下，工程上常用热损失系数n c来估算损失的热量。n c通常取0.020.03nL 取用 0.98。由上面的计算结果和已知条件代入下式可以得出煤油的传热量：Q = Me1 p 11 1 L=2.77778 x 2.435 x(180 - 40)x 0.98=928.004kW6)式中Q表示传热量；m1表示煤油流量；nL热负荷修正系数。由以上的计算结果及已知条件，可以计算出冷却水量：928.004M =2cp2= 4.1767(40126) =15-8807 如 s22式中M2代表冷却水量；Cp2代表水的比热;计算两种流体的平均传热温差时按单壳程，两管程计算。按逆流设计换热器：煤油180 C40 C40C26C从而，At1m,-Atminmax jAtInmaxAtmint -1 +1 -1 ”=122_r t - t ”In 2-t - t 21_ 180 40 + 40 26180 40 In40 26二 54.7211 C温差修正系数屮取决于两个无量纲参数P及R：t ”-1 P cc22t -t 1240- 26-二 0.0909091180 - 26R t -1”R 二1t - t 22180-40 二 1040 - 2610)式（9）中，参数R具有两种流体热容量之比的物理意义。式（10）中参数P的分母表示换热器中水理论上所能达到的最大升温，因而P的值代表该换热器中水的实际升温与理论上所能达到的最大升温之比。所以，R的值可以大于1或小于1，但P的值比小于1。In R 2 +1屮=一R -12 - PInC R：RT!) 2 - P ( + R r27T)1 - 0.0909091In1 - 0.0909091x102 - 0.0909091 x +10.102 +1)2 0.0909091x +10 +、；102 +1 丿11)=0.829935式中屮表示温度修正系数。At 二 WAt 二 0.829935 x 54.72110 二 4504149m1m ,c式中At1m,c表示有效平均温差。4.2.2 估算传热面积根据题意，初选传热系数，传热系数的选择依据经验数值表3-3表 3-3 传热系数的选择依据经验数值表热交换器型式热交换流体传热系数K，W (m2 C)备注内侧外侧气气1035 常压气高压气17016020 30Mpa高压气气17045020 30Mpa气清水20 70常压高压气清水20070020 30Mpa清水清水10002000清水水蒸气冷凝20004000高粘度液体清水100300液体层流高温液体气体30管壳式(光管)低粘度液体清水200450液体层流根据表3-3初选传热系数K=240W/(m2.C)由以上的计算结果及已知条件可以估算出传热面积QK At0m13)928.00 x 1000240 x 45.4149二 85.1412m2式中F表示估算的传热面积；K0表示初选传热系数；Am表示有效平均温差；Q 表示传热量。由于85.1412 面积过大，所以需要两台换热器，才能符合工业设 计要求。实际的传热面积要考虑一定的裕度，此换热器考虑的裕度为 10%。则一 台换热器面积为51 mo分享知识 成就自我第五章管壳式换热器结构计算5.1 换热管计算及排布方式管子构成换热器的传热面，它的材料应根据工作压力、温度和流体腐蚀性、 流体对材料的脆化作用及毒性等决定，可选用碳钢、合金钢、铜、石墨等。小直 径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排 列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面的金属秏量更少。所 哟，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用较小直径的管子。 如果管程走的是易结垢的流体，则应选用较大直径管子。表 4 -1 换热管的规格及排列方式 /mm换热管外径X壁厚排列形式管心距碳素钢，低合金钢不锈耐酸钢25x2.525x2正三角形3219x219x225在此，选用025x2.5的碳钢管，采用无缝焊接工艺。管程内水流速可以在表4-2选用：表 4 -2 热交换器内常用流速范围 m/s高粘度油0.5 1.50.3 0.8气体530215管程内水的流速选用2=lm/s。由以上计算结果可以算出管程所需流通截面:MA =2-t P2215.8807996.2 x 1=0.01596m 2(14)式中At表示管程流通面积；M2表示冷却水量；p2表示水的密度；表示管程内 水流速。根据传热管的内径和管程所需流通截面积，可以单程管数：4An 二 t兀d 24 x 0.015963.14159 x 0.022二 50.8192 沁 5115 )式中At表示管程所需流通面积；di表示传热管的内径。管子在管板上的排列方式最常见的如图4.1 （a）、（b）、（c）、（d）所示四种, 即正三角形排列（排列角为30 度）、转角三角形（排列角为60 度）、转角正方形 排列（排列角为45 度）、正方形排列（排列角为90度）。当管程为多程时,则需 要采取组合排列。设计的换热器的管程为2,则应采取组合排列法,即每程均按正三角形排列隔板两侧采用正方形排列。a)( b)( c)( d)图4 .1管子的排列方式根据表 4-1 选取正三角形排列为管子的排列方式表4 -3 换热管中心距换热管外径19202225303235s25262832384044l E38404244505256选取管中心距s=32 mm,分程隔板槽两侧相邻管中心距LE=44 mm。由管中心距可以计算出平行于流向的管距以及垂直于流向的管距。平行于流向的管距：SP = S COS30 = 32 浑=27.713mm16)垂直于流向的管距：s = s sin 30 = 32 x = 16mm p217)由管子布置图可知每程管子数为57 根；由管子布置图可以计算出管束中心至最外层管中心距为 0.161m。管束外缘直径：DL = 161 X 2 + 2 X 0125 = 347m18)传热管的总根数：n = nZ = 51 X 2 = 104 tt19)因换热器是按单壳程，两管程设计的，所以按两管程计算，所需传热管的长度是：l=FnZ d兀t085.141251x 2 x兀 x 0.025= 5.88775m20)式中d0表示管内径，d=0.025m； Zt=2表示两管程。按标准管长6m。5.2 壳体内径的估算壳体内径可以用下述公式粗估D = (b 1)s + 2bsb = (1 1.5)d21)(22)023)24)b = 1.1 W当管子按正三角形排列时，可以按上述公式计算：D = （1.1 n - 1）s + 2xl.5dst0=1.1 X（、而-1） X 0.032 +1.5 X 0.025= 0.4508 m式中Ds表示壳体内径；nt表示传热管根数；s表示管中心距；d0传热管外径。计算得到的内径应圆整到标准尺寸，按照钢制压力容器标准可确定：壳体内径=0.5m。目前所采用的换热管长度与壳体直径比，一般在425 mm之间:l 12长径比=12D 0.5s式中1表示传热管长度；Ds表示壳体内径。所以换热器的壳体内径和管子长度符合设计要求。5.3 进出口连接管直径的计算确定连接管直径的基本公式仍可用连续性方程，经简化可以用以下公式M15.8807D = 1.132 = 1.13 x .= 142.78mm2po996.2 x1（26将（26）式结果圆整到最接近的标准管径，取0150x5。5.4 折流板流动外，还有支撑管束、防止管束振动和弯曲的作用。它的装设不如纵向隔板那样困难，而且装设后可使流体横向流过管束，故此获得普遍应用。折流板的常用形式有：弓形折流板、盘环形折流板两种，弓形折流板有单弓形、双弓形和三弓形三种。在弓形折流板中，流体流动中的死角较小，结构也简 单，因而用的最多。而盘环形结构比较复杂，不便清洗，一般在压力较高和物料比较清洗场合。在此，换热器设计中，折流板形式选弓形。 弓形折流板的缺口和板间距的大小是影响传热效果和压降的两个重要因素。弓形折流板缺口高度应使流体通过缺口时与横过管束时的流速接近，缺口大小是按切去的弓形弦高占壳体内径百分数确定的。缺口弦高一般为壳体内径的20% 45%。为了防振并能够承受拆换管子时的扭拉作用，折流板须有一定厚度，该值在GB-1999中具体规定见表4-4表 4 -4 折流板和支持板的最小厚度mm公称直径换热管无支撑跨距300600600900折流板或支撑板最小厚度400345400700456折流板厚度取 6 m。折流板的材料应比管子软，较硬会磨损管子，导致管子破裂。若材料过软，则使管子磨损折流板，将相邻管子间部分磨损，形成穿有数根管子的大孔，使这些管子失去了这一位置的折流板支撑，引起自振频率降低，从而使管子易振进而损坏。故此，材料取用 14Cr1MoR。折流板缺口弦高度：h = 0.25 D = 0.25 x 0.5 = 0.125ms由折流板缺口弦高度和壳体内径可以计算出折流板的圆心角：折六班圆心角=120度。表 4 -5 折流板间距/mm公称直径管长折流板间距500105 （表压）AP0.14ii d 22，w2i=4 x 0.0065 x12996.2 x12x0.02 2x(0.0007422.,0.0006533 )- 0.14(53)=11431.96323Pa式中fi表示管内摩擦因子；L表示管程总长；di表示传热管内径；p2表示水的密 度；表示管程内水流速度；卩2表示冷却水黏度；Pw2表示壁温下的水黏度。回弯阻力：APr=4x996.2 x122x114 = 3978.8Pa54)式中p2表示水的密度；表示管程内水流速度；zt表示传热管的总根数。 进出口连接管阻力：AP= 1.5 x996.2 x122= 747.15Pa55)式中p2表示水的密度；表示管程内水流速度。 管程总阻力：AP = 11431.96323 + 3978.8 + 747.15 = 16156.79 Pa N8.2 壳程阻力计算对于相同的雷诺数，壳程摩擦系数大于管程摩擦系数，因为流过管束的流动 有加速、方向变化等。但壳程的压降不一定大，因压降与流速、水力直径、折流 板数、流体密度等有关，因此在相同的雷诺数时壳程压降有可能壁管程低。查热交换器原理与设计图 2.36 可知理想管束摩擦系数。理想管束错流段阻力：AP二 4 f MjN (卩屮do4bkk 2 A 2 p 1w1c1=4 x 0.13 x(0.0005125,0.000779 )- 0.142.777782 x 52 x 0.0465672 x 758=11.8232Pa式中APbk表示理想管束错流段阻力；fk表示理想管束摩擦系数；M表示煤油质 量流量；Nc表示错流区排管数；Ac表示流体在两折流板间错流流通截面积；p1 表示煤油的定性密度；片表示煤油的定性黏度；表示壁温下的煤油黏度。理想管束缺口处阻力：AP = Mi2 (2 + 0.6N ) wk AApcwbc1(2 + 0.6 x 3.2536)(58)2.7777820.024389 x 0.046567 x 756.32=12.4486Pa式中APwk表示理想管束缺口阻力；M1表示煤油质量流量；Ac表示流体在两折流 板间错流流通截面积；Ab表示流体在缺口处流通面积；p1表示煤油的定性密度; Ncw表示每一缺口内的有效错流管排数。cw上述两项阻力应对折流板泄露造成的影响和旁路所造成的影响以及进出口 段折流板间距不同造成的影响分别予以校正，其中：折流板泄露对阻力影响的校正系数R1可由热交换器原理与设计图2.37 查得，R=0.53。旁路校正系数Rb可由热交换器原理与设计图2.38查得， Rb=0.63。进出口段折流板间距不同对阻力影响的校正系数Rs，由于在此换热器设计 中折流板的间距相同，所以无需校正。壳程总阻力：APsAP R + N APbk b b wkr n）R +2AP R1 bk bL N丿cRs二（23 - l）x 11.82 x 0.63 + 23 x 12.449 x 0.53 + 2 x 11.82 x 0.63 1 +二 238.59909Pa（59）式中APs表示壳程总阻力;Nb表示折流板数目；APwk表示理想管束缺口阻力;APbk 表示理想管束错流段阻力；R1表示折流板泄露对阻力影响的校正系数；Rb表示 旁路校正系数；Ncw表示每一缺口内的有效错流管排数；Nc表示错流区排管数。由已知条件允许压降不大于100KPa，从表7-1可知设计的管壳式换热器在 允许的压降范围。分享知识 成就自我总结这次课程设计对培养我们的实际工程能力具有重要意义。通过课程设计，我 们把先修课程中所获得的理论知识在实际的设计工作中综合地加以动用，使这些 知识得到巩固和发展，并使理论知识和生产实践密切地结合起来。这次设计，初 步培养了我们对压力容器设计的工作能力；树立正确的设计的思想；掌握一些容 器设计有基本方法和步骤，为以后进行设计工作打下了良好的基础。另外还使我 们能训练地应用有关参考资料、计算图表、手册；熟悉有关的国家标准，为成为 一个工程技术人员在培养基本技能。其次，我从这次设计中得到了以下经验：一、在设计前进行相关知识的系统 学习，包括过程设备的结构特点以及 AUTOCAD 软件的熟悉；设计时对此设计内容 进行学习。二、学习相关基础知识。借鉴以前的实例，对别人的设计多问几个为 什么。向指导老师以及工厂的工程师咨询，与同学讨论。三、计算公式必须符合 规范的要求，在多种公式中选择更安全、更合理的公式；其次，计算的步骤可以 参照以往的计算书或者其它资料，计算的每一步结果都要确保正确；最后，要认 真地对计算书进行检查校正。通过这次设计，使我的各方面的能力得到提高和增强，不仅计算机能力得到 提高，还有增强了我的独立思考和创新能力。但是由于水平的有限，在设计过程 中一定存在许多疏漏和不够合理之处，恳请老师批评指正。