設計一臺列管式換熱器化工原理課程設計

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1、 一．設計任務和設計條件 某生產過程的流程如圖所示，反應器的混合氣體經與進料物流患熱后，用循環(huán)冷卻水將其從110℃進一步冷卻至60℃之后，進入吸收塔吸收其中的可溶組分。已知混和氣體的流量為227301㎏/h，壓力為6.9MPa ,循環(huán)冷卻水的壓力為0.4MPa ，循環(huán)水的入口溫度為29℃，出口溫度為39℃ ，試設計一臺列管式換熱器，完成該生產任務。 物性特征： 混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）： 密度 定壓比熱容 =3.297kj/kg℃

2、 熱導率 =0.0279w/m 粘度 循環(huán)水在34℃ 下的物性數據： 密度 =994.3㎏/m3 定壓比熱容 =4.174kj/kg℃ 熱導率 =0.624w/m℃ 粘度 二． 確定設計方案 1． 選擇換熱器的類型 兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度110℃ 出口溫度60℃；冷流體進口溫度29℃，出口溫度為39℃，該換熱器用循環(huán)冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因

3、此初步確定選用浮頭式換熱器。 2． 管程安排 從兩物流的操作壓力看，應使混合氣體走管程，循環(huán)冷卻水走殼程。但由于循環(huán)冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下賤，所以從總體考慮，應使循環(huán)水走管程，混和氣體走殼程。 三． 確定物性數據 定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為 T= =85℃ 管程流體的定性溫度為 t=℃ 根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。對混合

4、氣體來說，最可靠的無形數據是實測值。若不具備此條件，則應分別查取混合無辜組分的有關物性數據，然后按照相應的加和方法求出混和氣體的物性數據。 混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）： 密度 定壓比熱容 =3.297kj/kg℃ 熱導率 =0.0279w/m 粘度 =1.5×10-5Pas 循環(huán)水在34℃ 下的物性數據： 密度 =994.3㎏/m3

5、 定壓比熱容 =4.174kj/kg℃ 熱導率 =0.624w/m℃ 粘度 =0.742×10-3Pas 四． 估算傳熱面積 1． 熱流量 Q1= =227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw 2.平均傳熱溫差 先按照純逆流計算，得 = 3.傳熱面積 由于殼程氣體的壓力較高，故可選取較大的K值。假設K=320W/(㎡k)則估算的傳熱面積為 Ap=

6、4.冷卻水用量 m== 五． 工藝結構尺寸 1．管徑和管內流速 選用Φ25×2.5較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速u1=1.3m/s。 2．管程數和傳熱管數 可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數 Ns= 按單程管計算，所需的傳熱管長度為 L= 按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。根據本設計實際情況，采用非標設計，現取傳熱管長l=7m，則該換熱器的管程數為 Np= 傳熱管總根數 Nt=612×2=1224 3.平均傳熱溫

7、差校正及殼程數 平均溫差校正系數按式（3-13a）和式（3-13b）有 R= P= 按單殼程，雙管程結構，查圖3-9得 平均傳熱溫差 ℃ 由于平均傳熱溫差校正系數大于0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。 4.傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法,即每程內均按正三角形排列,隔板兩側采用正方形排列。見圖3-13。 取管心距t=1.25d0，則 t=1.25×25=31.25≈32㎜ 隔板中心到離其最.近一排管中心距離按式（3-16）計算

8、 S=t/2+6=32/2+6=22㎜ 各程相鄰管的管心距為44㎜。 管數的分成方法，每程各有傳熱管612根，其前后關鄉(xiāng)中隔板設置和介質的流通順序按圖3-14選取。 5．殼體內徑 采用多管程結構，殼體內徑可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，則殼體內徑為 D=1.05t 按卷制殼體的進級檔，可取D=1400mm 6．折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為 H=0.25×1400=350m，故可取h=350mm 取折流

9、板間距B=0.3D，則 B=0.3×1400=420mm，可取B為450mm。 折流板數目NB= 折流板圓缺面水平裝配，見圖3-15。 7．其他附件 拉桿數量與直徑按表3-9選取，本換熱器殼體內徑為1400mm，故其拉桿直徑為Ф12拉桿數量不得少于10。 殼程入口處，應設置防沖擋板，如圖3-17所示。 8．接管 殼程流體進出口接管：取接管內氣體流速為u1=10m/s，則接管內徑為 圓整后可取管內徑為300mm。 管程流體進出口接管：取接管內液體流速u2=2.5m/s，則接管內徑為 圓整后去管內徑為360mm 六． 換熱器核算 1． 熱流量核算 （1）殼

10、程表面?zhèn)鳠嵯禂? 用克恩法計算，見式（3-22） 當量直徑，依式（3-23b）得 = 殼程流通截面積，依式3-25 得 殼程流體流速及其雷諾數分別為 普朗特數 粘度校正 （2）管內表面?zhèn)鳠嵯禂? 按式3-32和式3-33有 管程流體流通截面積 管程流體流速 普朗特數

11、 （3）污垢熱阻和管壁熱阻 按表3-10，可取 管外側污垢熱阻 管內側污垢熱阻 管壁熱阻按式3-34計算，依表3-14，碳鋼在該條件下的熱導率為50w/(m·K)。所以 （4） 傳熱系數依式3-21有 （5）傳熱面積裕度 依式3-35可得所計算傳熱面積Ac為 該換熱器的實際傳熱面積為Ap 該換熱器的面積裕度為 傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。 2． 壁溫計算 因為管壁很薄，而且壁熱阻很小，故管壁溫度可按式3-42計算。由于該換熱器用循環(huán)水冷卻，冬季操作時，循環(huán)水的進口溫度將會降低。為確?？?/p>

12、靠，取循環(huán)冷卻水進口溫度為15℃，出口溫度為39℃計算傳熱管壁溫。另外，由于傳熱管內側污垢熱阻較大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應該按最不利的操作條件考慮，因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。于是，按式4-42有 式中液體的平均溫度和氣體的平均溫度分別計算為 0.4×39+0.6×15=24.6℃ (110+60)/2=85℃

13、 5887w/㎡·k 925.5w/㎡·k 傳熱管平均壁溫 ℃ 殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=85℃。殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 ℃。 該溫差較大，故需要設溫度補償裝置。由于換熱器殼程壓力較大，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。 3．換熱器內流體的流動阻力 （1）管程流體阻力 , , 由Re=35002，傳熱管對粗糙度0.01，查莫狄圖得，流速u=1.306m/s, ,所以，

14、 管程流體阻力在允許范圍之內。 （2）殼程阻力 按式計算 , , 流體流經管束的阻力 F=0.5 0.5×0.2419×38.5×(14+1)×=75468Pa 流體流過折流板缺口的阻力 , B=0.45m , D=1.4m Pa 總阻力 75468+43218=1.19×Pa 由于該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所

15、以殼程流體的阻力也比較適宜。 （3）換熱器主要結構尺寸和計算結果見下表： 參數 管程 殼程 流率 898560 227301 進/出口溫度/℃ 29/39 110/60 壓力/MPa 0.4 6.9 物性 定性溫度/℃ 34 85 密度/（kg/m3） 994.3 90 定壓比熱容/[kj/（kg?k）] 4.174 3.297 粘度/（Pa?s） 0.742× 1.5× 熱導率（W/m?k） 0.624 0.0279 普朗特數 4.96 1.773 設備結構參數 形式 浮頭式 殼程數 1 殼體內徑/㎜ 1400

16、 臺數 1 管徑/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32 管長/㎜ 7000 管子排列 △ 管數目/根 1224 折流板數/個 14 傳熱面積/㎡ 673 折流板間距/㎜ 450 管程數 2 材質 碳鋼 主要計算結果 管程 殼程 流速/（m/s） 1.306 4.9 表面?zhèn)鳠嵯禂?[W/（㎡?k）] 5887 925.5 污垢熱阻/（㎡?k/W） 0.0006 0.0004 阻力/ MPa 0.04325 0.119 熱流量/KW 10417 傳熱溫差/K 48.3 傳熱系數/[W/（㎡?K）] 400 裕度/% 24.9% 七． 參考文獻： 1． 劉積文主編，石油化工設備及制造概論，哈爾濱；哈爾濱船舶工程學院出版社，1989年。 2． GB4557.1——84機械制圖圖紙幅面及格式 3． GB150——98鋼制壓力容器 4． 機械工程學會焊接學會編，焊接手冊，第3卷，焊接結構，北京；機械工業(yè)出版社 1992年。 5． 杜禮辰等編，工程焊接手冊，北京，原子能出版社，1980 6． 化工部六院編，化工設備技術圖樣要求，化學工業(yè)設備設計中心站，1991年。 9