化工原理课程设计列管式散热器

1、化工原理课程设计题目： 列管式换热器的设计 学生姓名：刘珂段家琴学号：1311402025 ，1311402026系别：化学与化学工程系专业：制药工程指导教师：刘艳起止日期：2015.62015.7年 月 日设计任务书一、设计题目(作为正文2级标题，4号黑体)用水冷却混合气体的 列管式换热器的设计（正文4号仿宋体，数字和字母为times new roman体，下同，单倍行距）二、设计参数(作为正文2级标题，4号黑体)（1）处理能力：245000kg/h混合气体（每年按300天计算，每天24小时运行）（2）操作条件混合气体：入口温度110，出口温度60 冷却介质：循环水，入口温度29，出口温度3

2、9压力：混合气体6.9MPa，循环冷却水0.4MPa三、设计内容及要求（1）计算热负荷 （2）计算平均温差 （3）核算总传热系数K （4）计算传热面积S （5）换热器规格选型 （6）附属设备的选型 （7）换热工艺流程图，主体设备工艺条件图测量点目录键入章标题(第 1 级)1键入章标题(第 2 级)2键入章标题(第 3 级)3键入章标题(第 1 级)4键入章标题(第 2 级)5键入章标题(第 3 级)6 1概述1.1换热器简介 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。一种流体在管内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行

3、程称为壳程。管束的壁面即为传热面。其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。 列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，列管式换热器可分

4、为固定板式，u型管换热器，浮头式换热器等型式。1.2 设计方案简介通过传热量、阻力损失传热系数、传热面积的计算，并结合经验值确定换热器的工艺尺寸、设备型号、规模选定，然后通过计算来确定各工艺尺寸是否符合要求，符合要求后完成工艺流程图和设备主体条件图，进而完成设计体系。1.3确定设计方案1.3.1换热器选型两流体温度变化情况：热流体进口温度110，出口温度60；冷流体人口温度29，出口温度39。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。1.3.2管程安排 从两流体的操作压力看，应使混合气体走管程

5、，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降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。1.3.3符号说明 Pr 普兰特准数，无因次； Re雷诺准数，无因次； a 对流给热系数，W/（m2·）； S换热面积，m2； Wh热流体的质量流量，kg·s-1 ； mtD平均传热温差； K总传热系数，W/（m2·）； N管子总数； H传热面积裕度； mtD平均传热温差，； Q换热器的热负荷，kw； 0m粘度, Pa·s； Ri垢阻热阻，m2·/W； Ri导热热阻，m2·/W；w

6、导热系数，W/（m2·）； b管壁厚度，mm; d换热器直径，m； 0r密度,kg/m3 Np管程数； Tm定性温度，； L管子总长，m； De当量直径,mm; ui循环水的流速，m/s； Wi冷却水用量，Kg/h； Cph热流体的平均定压比热，kJ/(kg·)2 换热器的工艺设计计算 2.1确定物性数据 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度 的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= 110+602+ =85 管程流体的定性温度为 t= 39+292+=34 混和气体在85下的有关物性数据如下：； =3.297kj/kg； =0.0279w

7、/m； 循环水在34 下的物性数据：=994.3/m3；=4.174kj/kg；=0.624w/m；2.2估算传热面积 （1）热流量QT=qm.h cp,hT =245000×3.297×(110-60)=4.04×107kj/h =11218.96kw(2)冷却水用量qm,c=QT/CP,Ct =11218960/(4.174×104) =268.78(kg/s)=967608(kg/h)(3)平均传热温差 先按照纯逆流计算，得=110-39-(60-29)ln60-29110-39=48.3(4)初算传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的k

8、值。假设k=320W/(m2·)，则估算的传热面积为S估=QTKtm =11218960320×48.3=726（m2） 2.3工艺结构尺寸（1）管径和管内流速 换热器中最常用的管子的规格有19mm×2mm和25mm×2.5mm两种，因管程走的是易结垢的流体，应选用25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速ui=1.3m/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=VS4di2=662´´= 按单程管计算，所需的传热管长度为 L= S估NSdo=7263.14×0.025

9、15;66214(m)´´= p 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=7m，则该换热器的管程数为 Np=L/l=14/7=2 = 传热管总根数 n=662×2=1324 （3） 传热温差校平均正及壳程数 平均温差校正系数： R= T1-T2t2-t1=110-6039-29=5-= - P=t2-t1T1-t1=39-29110-29=0.124-= - 按单壳程，双管程结构，查【化学工业出版社化工原理（第三版）上册】：图5-19得： t=0.96 =D e 平均传热温差 tm =ttm =0.96

10、5;48.3=46.4（）´=D=DD 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 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。 取管心距pt=1.25do，则 pt=1.25×25=31.2532 隔板中心到离其最.近一排管中心距离： Z=Pt/2+6=32/2+6=22 各程相邻管的管心距为44。 (5) 壳体内径 采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板利用率=0.75 ，则壳体内径 为： D=1.05Ptnh´=1.05×32×13240.75 =1412按卷制壳体

11、的进级档，可取D=1400mm (6) 折流挡板 采用弓形折流挡板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为 h=0.25×1400=350mm，故可取h=350mm 取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为480mm。折流板数目NB= =14.514=-= -=（7）接管 壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为D1=4qvu=4×245000/(3600×90)_3.14×10=0.310(m)=´´´= = pm 圆整后可取管内径为

12、310mm管程流体进出口接管：取接管内液体流速 u2=2.5m/s，则接管内径为 D2=4×967608/(3600×994.3)_3.14×2.5=0.371(m) 整后取管内径为380mm。 2. 4 换热器核算(1)传热面积校核管程传热膜系数i=0.023diRe0.8Pr0.4管程流体流通截面积：Si=0.785×0.022×13242 =0.2079(m2)管程流体流速和雷诺数分别为 Ui=967608（3600×994.3）0.2079=1.30(m/s)Re=0.02×1.30×994.3/(0.74

13、2×10-3)=34858普朗特数 Pr=4.174×1000×0.742×10000.624 =4.96 i=0.023×0.6240.02×348580.8×4.960.4=5867w/(m2·)壳程传热膜系数 0=0.361deRe00.55Pr1/3(w)0.14管子按正三角形排列，传热当量直径为 de=4（32pt2-d02/4）do=4×（32×0.032×0.032-0.025/4）×0.025=0.02(m)壳程流通截面积 SO=BD(1-d0Pt)=480&

14、#215;1400×(1-25/32)=147×103(mm2)=0.147(m2)壳程流体流速及其雷诺数分别为 Uo=245000/(3600×90)0.147=5.14(m/s) Reo=0.02×5.14×90/(1.5×10-5)=6.17×105普朗特数 Pro=3.297×103×1.5×10-5/0.0279=1.773粘度校正 (/w)0.140.95 0=0.36×0.02790.02×6170000.55×1.7731/3×0.95=8

15、83W/(m2·)污垢热阻和管壁热阻: 管外侧污垢热阻 Ro=0.0004m2·/W,管内侧污垢热阻Ri=0.0006 m2·/W,已知管壁厚度b=0.0025m， 查得碳钢在该条件下的热导率为50W/（m·）。总传热系数K。总传热系数K为 K=1/（d0idi+Ridodi+bdodm+Ro+10）=392 W/(m2·)传热面积校核 所计算得传热面积S为 S=QT/Ktm=11218960392×48.3=593(m2)换热器的实际传热面积为S S=doln=3.14×0.025×7×1324=728

16、(m2)换热器的面积裕度为 S S'=728593=1.22传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。（2）换热器内压降的核算管程阻力 pi=（p1+p2）Ns NP Ft Ns=1，NP=2，p1=ld×（ui2/2）由Re=34858，传热管相对粗糙度0.01，查Re双对数坐标图得=0.04；流速ui=1.30m/s，=994.3kg/m3，所以 p1=0.4×70.02×1.302×994.32=11762.6（pa） P2=3ui22=3×994.3×1.3022=2520(Pa)pi=(11762.6+2520)&

17、#215;2×1.4=39991(Pa)管程流体阻力在允许范围之内壳程阻力。按下式计算 PO=(P1+P2)Ft Ns其中Ns=1，Ft=1。 流体流经管束的阻力 P1=Ff0nc（NB+1)u022F=0.5;Fo =5×617000-0.288=0.1075;nc=1.1n =1.1×1324=40.03;NB=14;UO=5.14m/s;P1=0.5×0.1075×40.03×15×90×5.142 =38370(pa)流体流过折流板缺口的阻力 P2=NB(3.5-2h/D) u022 其中h=0.48m,D

18、=1.4m,则P2=14×（3.5-2×0.481.4）×90×5.1422=46842（pa）总阻力P=38370+46842=85212(Pa) 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 设计结果汇总参数管程壳程流率（kg/h）967608245000进/出口温度/29/39110/60压力/MPa0.46.9物性定性温度/3485密度/（kg/m3）994.390定压比热容/Kj/（kg）4.1743.297粘度/（Pas）0.742×1.5×热导率（W/m） 0.6240.0279普朗特数4.961.773设备结构参数型式浮头式壳程数1壳体内径/1400台数1管径/25×2.5管心距/32管长/7000管子排列正三角形管数目/根1324折流板数/个14传热面积/652折流板间距/480管程数2材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s）1.35.14表面传热系数/W/（）5867883污垢热阻/（/W）0.00060.0004阻力/ MPa0.0399910.085212热流量/KW11218.96传热温差/48.3传热系数/W/（）392裕度/% 1.224 设计评述通过此次设计，了解了很多关于换热器的知识，