管式换热器课程设计

一设计任务和设计条件某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却 水将其从90r进一步冷却至30r之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。循环水的入 口温度为30r，出口温度为50r，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。物性特征：煤油在60 r下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度p = 825kg / m 3定压比热容 c =2.22kj/kgrp1热导率九=0.14w/m1粘度r 二 8.66 x 10-4 Pas循环水在40 r下的物性数据：密度p =992.2 婕/m31定压比热容c =4.174kj/kgrp1热导率九=0.64w/mC1粘度r 二 0.653 x 10-3 Pas1二 确定设计方案1 选择换热器的类型两流体温的变化情况：热流体进口温度90C出口温度30C；冷流体进口温度30r, 出口温度为50r，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑 到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式 换热器。2.管程安排从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷 却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以 从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。三. 确定物性数据1 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取煤油进出口温度的平均值。故壳程煤油的定性温度为T=沁=60r管程流体的定性温度为二 40 C2 物性数据根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对煤油来说，最可靠的无 形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按 照相应的加和方法求出煤油的物性数据。煤油在60C下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：密度p 二 825kg / m3定压比热容c =2.22kj/kgCp1热导率九=0.14w/m1粘度卩=8.66 X10-/Pas1循环水在 40C 下的物性数据： 密度p =992.2 婕/m31定压比热容 c =4.174kj/kgC p1热导率九=0.64w/mC1粘度卩=0.653 X103Pas1估算传热面积1 热流量me At1 p 1 1= 18939.4X2.22X(90-30)/3.4 =700757.43kw2.平均传热温差先按照纯逆流计算，得Atm=48.336.41K二(90 - 30) - (50 - 30)1 90 - 30 In50 - 30热工原理课程设计3传热面积由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/（m?k）则估算的传热面积为Ap=QiKAt700757.43.66 x 103320 x 36.41二 60.14m24.冷却水用量m=Q 700757.43 x103i= 8.39kg / s = 30204kg / hc At4.174x103x20pi i五 工艺结构尺寸1管径和管内流速选用25X2.5较高级冷拔传热 管（碳钢）,取管内流速 u1=1m/s 。2管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数Ns=d 2 u4 i按单程管计算，所需的传热管长度为V700757.43/(3600x 992.2)=270.785 x 0.022 x1A60.14L p =u 29m兀d n3.14 x 0.025 x 27os按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况采用非标设计，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为N L 29_Np= = 沁 5l 6传热管总根数Nt=29X 5=1453. 平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（ 3-13a ）和式3-13b)R= 90 - 30 二 550 - 30P= 4 二 0.3390 - 30* -JO-E05H匸耳芍匸丄0.100.090.0&0.07O.OG0.&5O.g0.03 0250.020.0150.U150 0040 0020010.0080.006D.OO10.000S0.0006 00040.00020.0001曲伙仙ullshoW匸心H0.01 0 009 0.0080.000,050.000.01Roynalds nurnbor Ro =乍按单壳程，双管程结构，查图 3-9得E = 0.9At平均传热温差At =E At= 0.9 X 36.41 = 32.77 Cm At m 塑由于平均传热温差校正系数大于 0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。 4.传热管排列和分程方法 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。见图 3-13。取管心距 t=1.25d0，则 t=1.25X25=31.2532 mm隔板中心到离其最近一排管中心距离按式(3-16)计算S=t/2+6=32/2+6=22 m各程相邻管的管心距为44 mm。管数的分成方法，每程各有传热管27根，其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺 序按图3-14选取。5壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按式(3-19)估算。取管板利用率n=0.7 ,则壳体内径为D=1.05JN /n 1.05x32J45/0.7 483.5mm按卷制壳体的进级档，可取 D=500mm6折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为H=0.25X500=125m，故可 取 h=150mm取折流板间距B=0.4D，则 B=0.4X500=200mm，可取B为200mm。折流板数目折流板间距-1 - Z -129折流板圆缺面水平装配，见图 3-15。7其他附件拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为 12拉杆数量不得少于10。壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。8 接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u=10m/s，则接管内径为网4x 18139.4/(3600x90) _ 0 091 兀卩3.14 x 1圆整后可取管内径为 300mm。管程流体进出口接管：取接管内液体流速U2=1.5m/s，则接管内径为八i4 x 30204/(3600x 992.2)八D 0.0823.14 x 1.5圆整后去管内径为 80mm六 换热器核算1 热流量核算 (1)壳程表面传热系数用克恩法计算，见式(3-22)九/ aa 0.36亠Re 0.55 Pr】3()0.140d0aew当量直径，依式(3-23b )得4兰312-d 2 d =24 0.02me兀do壳程流通截面积，依式 3-25 得s = BD(1 - do) = 200 x 500(1 25) = 0.021875 o t 32壳程流体流速及其雷诺数分别为18939.4/(3600 x 825)0.021875=0.29m / s普朗特数粘度校正ReoPr =.2X029x825 二 5525.48.66x10-42.22 x 103 x 8.66 x 10-4014沁 13.60a()0.14 沁 1awa 二 0.36x 空x 5525.40.55 x 13.613 二 687.93w/m2 - K o 0.02(2)管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有九a 二 0.023 Re0$ Pr0.4 idi管程流体流通截面积二 0.785 x 0.022 x 空二 0.0092管程流体流速30204/(3600x992.2)=沁 0.94m / s0.009Re 二 0.02 x 0.94 x 992.2/(0.653 x 10-3)沁 28565.64普朗特数Pr =4.174 x 103 x 0.653 x 1030.64沁 4.25ai 二 0.023x02x2856564.8 x425469800w/m2k3)污垢热阻和管壁热阻 按表 3-10，可取管外侧污垢热阻R = 0.00034m2 -k/wo管内侧污垢热阻R = 0.00034m2 -k/wi管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(mK)。所 以 r 二 0.0025 二 0.00005m2 - k / ww 504) 传热系数 K 依式 3-21 有 eKeRdiodiRd+wodm1 二 400.7w / m2 - k + R +-)o ao传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac为Q1K Atem700757.43 x 103400.7 x 36.41二 56.37m 2该换热器的实际传热面积为ApA =兀d IN = 3.14 x 0.025 x 6 x 145 = 68.295m2 po T该换热器的面积裕度为A - AH = pcAc68.295 - 56.3756.37传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。2壁温计算因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式 3-42 计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为30r,出口温度为50r计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热工原理课程设计热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污 垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考 虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式 4-42有cn式中液体的平均温度 t 和气体的平均温度分别计算为 mt = 0.4X50+0.6X30=24.61mT 二（90+30）/2=601ma 二 a 二 4698w/m2 kcia 二 a 687.93w/m? kho传热管平均壁温t u 4.9 Cw壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85 C。壳体壁温和传热管壁温 之差为 At 85-40.9 44.1 Co该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。3.换热器内流体的流动阻力（1）管程流体阻力Ap （Ap + Ap ）NN Ftir s p sl pu 2N 1 , Np 2 , Ap 九si i d 2i由Re=28565.64,传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得九0.03，流速u=0.94m/s,iP 992.2kg / m 3，所以,Api0.03 x60.942 x 992.2x0.02 2 3945.19Pa竺2 = 3 X 992.2 x 0.942 = 1399.002Pa2Ap 二(3995.19 +1399.002) x 1 x 1.5 二 6203.32Pa 管程流体阻力在允许范围之内。(2)壳程阻力按式计算Ap 二(Ap +Ap )FN , N 二 1, F 二 1.15s o i s s s s 流体流经管束的阻力p u 2Ap = Ff N (N +1)-o o TC B 2F=0.5f = 5 x 5525.4 -0.288 =0.417oN = 1.1N 0-5 = 1.1x 1450.5 沁 13.25TC TN = 29BU = 0.29m / sO825 x 0 292Ap = 0. 5X0.701X 13.25 X (29+1) X工=488331Pao 2流体流过折流板缺口的阻力巴=Nb 5 - 2B)学，B=0-2m D=0-5mApi=29 x (3.5 2 x 0.20.5825 x 0.2922=2716.32 Pa总阻力Ap 二 4883.31+2716.32=7599.4Pas由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：参数管程（水）壳程（煤油）流率898560227301进/出口温度/C30/5090/60压力/MPa0.46.9物 性定性温度/C4060密度/ (kg/m3)992.2825定压比热容/kj/ (kgk)4.1742.22粘度/ (Pas)0.653 X 10 - 38.66 X 10 一5热导率(W/mk)0.6240.14普朗特数4.2513.6设备结构参数形式浮头式壳程数1壳体内径/mm500台数1管径/mm 25X2.5管心距/mm44管长/mm6000管子排列管数目/根145折流板数/个29传热面积/m?68.295折流板间距/mm200管程数5材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/ (m/s)0.940.29表面传热系数/W/ (m?k)4698687.93污垢热阻/ (mk/W)0.000340.00034阻力/ Pa6203.324883.31热流量/KW700.757传热温差/K36.41传热系数/W/ (mK)400.7裕度/%21.15%工艺设计主要符号说明1.英文字母B折流板间距，mC 系数，无量纲d管径，mD .换热器外冗内径，mf摩擦系数iF系数h圆缺高度，mK总传热系数，W/(m2 -C)热工原理课稈设计L官长，mm程数n指数；管数；程数N 管数；程数N折流板数Nu 努塞尔特准数BP压力，Pa ；因数Pr普兰特准数q热通量，W / m 2Q传热速率，Wr-半径，mR热阻，m2 -C/WRe雷诺准数A传热面积，m 2t冷流体温度，C ；管心距，mT平均传热温差，Cu流速，m / sw质量流量，kg / s2.下标c冷流体h热流体i管内m平均o官外s污垢3.希腊字母a对流传热系数，W/(m2 -C)A有限差值九导热系数，W /(m -C)粘度，Pa - sP密度，kg / m 3校正系数七参考文献：1 刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版 社，1989 年。2 GB4557.184 机械制图图纸幅面及格式3 GB15098 钢制压力容器4 机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3 卷，焊接结构，北京；机械工业 出版社 1992 年。热工原理课程设计5 杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，198019916 化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站 年。