列管式换热器的设计-浮头式换热器

设计题目：班级：指导教师：学生：设计时间：化工原理课程设计甘肃农业大学食品科学与工程学院二O一二年五月化工原理课程设计任务书1.1.化工原理课程设计的重要性化工原理课程设计是学生学完基础课程以及化工原理课程以后，进一步学习工程设计的基础知识，培养学生工程设计能力的重要教学环节，也是学生综合运用化工原理和相关选修课程的知识，联系生产实际，完成以单元操作为主的一次工程设计的实践。通过这一环节，使学生掌握单元操作设计的基本程序和方法，熟悉查阅技术资料、国家技术标准，正确选用公式和数据，运用简洁文字和工程语言正确表述设计思想和结果；并在此过程中使学生养成尊重实际问题向实践学习，实事求是的科学态度，逐步树立正确的设计思想、经济观点和严谨、认真的工作作风，提高学生综合运用所学的知识，独立解决实际问题的能力。1.2.课程设计的基本内容和程序化工原理课程设计的基本内容有：1、设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。2、主要设备的工艺计算：物料衡算、能量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。3、辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备规格型号的选定。4、工艺流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备与辅助设备的物料方向、物流量、主要测量点。5、主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。6、编写设计说明书：可按照以下几步进行：⒈课程设计准备工作①有关生产过程的资料；②设计所涉及物料的物性参数；③在设计中所涉及工艺设计计算的数学模型及计算方法；④设备设计的规范及实际参考图等。⒉确定设计方案⒊工艺设计计算⒋结构设计⒌工艺设计说明书⑴封面：课程设计题目、学生班级及姓名、指导教师、时间。⑵目录⑶设计任务书⑷概述与设计方案的简介⑸设计条件及主要物性参数表⑹工艺设计计算⑺辅助设备的计算及选型⑻设计结果汇总表⑼设计评述⑽工艺流程图及设备工艺条件图⑾参考资料⑿主要符号说明以上即为我们在课程设计中所涉及的主要内容。三.列管式换热器设计内容1确定设计方案（1）选择换热器的类型；（2）流程安排2确定物性参数（1）定性温度；（2）定性温度下的物性参数3估算传热面积（1）热负荷；（2）平均传热温度差；（3）传热面积；（4）冷却水用量4工艺结构尺寸（1）管径和管内流速；（2）管程数；（3）平均传热温度差校正及壳程数；（4）传热管排列和分程方法；（5）壳体内径；（6）折流板；（7）其它附件；（8）接管1.3.5、换热器核算（1）传热能力核算；（2）壁温核算；（3）换热器内流体的流动阻力四设计任务和操作条件某厂用井水冷却从反应器出来的循环使用的有机液。欲将6000kg/h的植物油从140℃冷却到40℃，井水进、出口温度分别为20℃和40℃。若要求换热器的管程和壳程压强降均不大于35kPa，试选择合适型号的列管式换热器。定性温度下有机液的物性参数列于附表中。附表项目密度，kg/m3比热，KJ/(kg·℃)粘度，mpa·s热植物油9502.2610.742导率kJ/(m·℃)0.172，五主要设备结构图（示例）根据设计结果，可选择其它形式的列管换热器。六设计进度1.设计动员，下达设计任务书；搜集资料，阅读教材，拟定设计进度1天；2.设计计算（包括电算，编写说明书草稿）2-3天；3.绘图2天；5.整理，抄写说明书1天；6.设计小结及答辩1天。七设计成绩评分体系考核成绩分为五档：优秀（90-100分）、良好（80-89分）、中等（70-79分）、及格（60-69分）、不及格（＜60分）。设计条件及主要物理参数条件1满足生产工艺要求2操作维护及检修方案3经济上合理节约4保证生产安全工艺设计计算某厂用井水冷却从反应器出来的循环使用的有机液。欲将6000kg/h的植物油从140℃冷却到40℃，井水进、出口温度分别为20℃和40℃。若要求换热器的管程和壳程压强降均不大于35kPa，试选择合适型号的列管式换热器。1确定方案（1）选择换热器的类型-------------浮头式换热器（2）流程安排已知两流体允许压强降均不大于35kPa；两流体分别为植物油和水。与植物油相比，水的对流传热系数一般较大。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，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程，而使植物油走壳程。2确定物性参数定性温度：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。壳程流体（植物油）的定性温度为：T=(140+40)/2=90℃管程流体（水）的定性温度为：t=（40+20）/2=30℃在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和植物油)的物性参数3估算传热面积(1)热负荷Q=ms1cp1(T1-T2)=6000x2.261x103x(140-40)/3600=376833w（2）平均传热温差计算两流体的平均传热温差，暂时按单壳程、多管程计算。逆流时，我们有植物油：140℃→40℃井水：40℃←20℃tm'(10020)49.7℃ln204对逆流传热温度差tm'进行校正Pt2t1402020TT140401000.17R125.00T1T214020120t2t1402020查表的ψ=0.90>0.82，可行，所以修正后的传热温度差为：△tm=tm'×ψ=0.90x49.7=44.71℃（3）冷却水用量（忽略热损失）初步选用Φ25×2.5的碳钢管，则管内径di=25-2.5×2=20mm管内流速取ui=1m/s,从管内体积流量为：ms2=Q=376833.3×3600/[4.174x×10³×(40-20)]=16250㎏/hCp2(t2t1)νi=n(π/4)×0.02²×1×3600=16250/995=16.32m³/h解得n=15参照列管换热器中K值的大致范围，根据两流体的具体情况，初步选定总传热系数K=300W/m•℃传热面积：A=ndL=376833.3/(300×44.71)=28.1㎡可以求得单程管长L=28.1/(15×3.14×0.025)=23m2若选用6m长的管，需要4管程，则一台换热器的总管数为4×16=64根.查化学工业出3.1对表中的数据进行核算：每程的管数n1=n/Np=68÷4=17,管程流通面积si=(π/4)×0.02²×17＝0.005338㎡与表中的数据0.0053㎡很相符。传热面积A=πd0Ln=3.14×0.025×6×68＝32.028㎡稍大于表中31.6㎡,这是由于管长的一部分需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准。换热管是正方形斜转45，中心排管数nc≈1.1n=1.19×68≈93.2.阻力损失的计算3.2.1.管程流速ui=ms216250.598==0.855m/sA995.736000.0053uiρidi0.855995.70.02==211850.80110-3μ可知管内流体处于湍流状态摩擦系数取钢管绝对粗糙度ε=0.1mm，得相对粗糙度ε/d=0.005Rei=21185查λ-Re可得λi=0.0315所以l△Pi=λi(ui2i)/2=0.0315×6×0.855²×995÷0.02÷2=3436Padi雷诺数Rei=△Pr=3×(ui2i)/2=3×0.855²×995÷2=1091Pa则管程内总压降为：Σ△Pt=(△Pi+△Pr)FtNsNp=(3436+1091)×1.4×1×4=21513.9Pa＜35kPa故壳程的压降满足题目中的要求3.2.2.壳程取折流挡板间距为h=0.15m计算截面积S0=h(D-ncd0)=0.15×(0.4-90.02)=0.026㎡计算流速u0=ms1A=6000=0.067m/s36009500.026雷诺数的计算Re0=摩擦系数f0u0ρd0=0.025×0.067×950÷0.000742=2159Re0>500μ5.0o.860.228Rel则折流挡板数NB=-1=6÷0.15-1=39h于是△P1=Ff0nc(NB+1)(△P2=NB(3.5-u22)=0.4×0.86×9×(39+1)×950×0.0672÷2=266.7Pa2h20.15)(u0²)/2=39×(3.5-)(950×0.067²)/2=228.68PaD0.4则壳程损失Σ△Ps=（△P1+△P2）FsNs=（266.7+228.68）×1.15×1=569.6＜35KPa即壳程的压降也满足题意综上核算初步认为所选的换热器适用3.3.计算总传热系数3.3.1.管程传热系数：Rei=21256.524.1741030.80110-3Pri=5.375i0.618cpuiαi=0.023idi(Re)0.8(Pr)0.4=0.023×(0.80.6183436)××5.3570.4=4040w/m2k0.023.3.2.壳程传热系数：对圆缺型折流板：用科恩法计算0=o.360deRe0Pr(1300.14)w管心距：t=1.25do=0.032当量直径de，由正方形排列得4(t2ded0d02)4(0.0322=3.140.0252)0.027m3.140.025壳程流通截面积AhD(10d00.025)=0.15×0.4×(1)0.013mt0.0326000v0u=0.134A36009500.013Re0deuo0.0270.1349500.7421034632Pr0cp002.2611030.7421039.7540.172由于壳程流体被冷却，所以取(00.14)0.95，于是壳程流体的对流传热系数0为w00.360deRe0.551001720.55Pr()0.364666.789.75430.95485.15w/m2kw0.027133.3.3污垢热阻的选择根据污垢热阻的大致范围表查得管程井水Rsi=0.00058m℃/W壳程植物油Rs0=0.00018m℃/W223.3.4总传热系数i－－－管程对流传热系数o－－－壳程对流传热系数d0－－－换热管外径di－－－换热管内径K01oo1RsiRsoididio252513=1÷(404020+0.58×103×+0.18×10+)20485.152=324.1W/m•k2在初选换热器型号时，要求换热过程的总传热系数为300w/mk，通过核算，知道该型号换热器在规定的流体流动条件下，所能提供的总传热系数为324W/m•k，与选择的相差不大，故所选换热器是合适的。3.4核算传热面积由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面积：A02Q37683326m2k0tm32444.731.62610017.7的裕度，从阻力损失和传31.6与换热器列出的传热面积A=31.6比较有热面积来看所选的换热器适用。四.工艺设计计算4.1.管径和管内流速选用Φ25×2.5的不锈钢管，管长6m,速取ui=1m/s4.2.管程数和传热管数根据传热管的内径和流速，可以确定单程管根数：n=V16250.598/995.71723.14diui0.0220.85544A23.0521.59mdn3.140.0217按单程计算，所需传热管的长度是：L若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构，可见取传热管长l=6m，则该传热管程数为：NpL21.593.59（管程）4l6则传热管的总根数为：N=Np×ns=4×17=68（根）4.3.平均传热温差校正及壳程数由前面的计算已求得，按单壳程、多管程计算，逆流时：tm'(14040)(4020)=49.7℃ln4020而此时，我们有：P=t2t14020TT140400.17R=125T1t114020t2t14020由P,R函数公式可得：t=0.90﹥0.82，所以，修正后的传热温度差为：tm=tm't=49.7×0.9=44.7℃于是，校正后的平均传热温差是44.7℃，壳程数为单程，管程数为4。4.4.换热管选型汇总通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：DN,mm管程数壳程数管子规格管子根数中心排管数管程流通面积，m换热面积，m换热器长度，mm224004125×2.56890.005331.660004.5.换热管4.5.1.传热管排列和分程方法管子在管板上的排列方式最常用的为图4-1所示的（a）、（b）、（c）、（d）四种，即正三角形排列（排列角为30°）、同心圆排列、正方形排列（排列角为90°）、转角正方形排列（排列角为45°）。当管程为多程时，则需采取组合排列，图1-10为二管程时管小组合排列的方式之一。正方形斜45℃管子在管板上的排列方式和组合排列示意图隔板中心到离其最近的一排管中心的距离S=t/2+6=22mm4.6.接管4.6.1.壳程流体进出口时接管取接管内植物油流速为u=0.1m/s则接管内径为：d=4V46000/(3600950)0.021mu3.141.0所以，取标准管的内径为20mm。4.6.2.管程流体进出口时的接管取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径：d=416250.60/(3600995.7)0.062m3.141.5取标准管径为60mm。4.7.壁厚的确定、封头查GB151-99P21表8得圆筒厚度为：8mm查JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，即8mm.五.换热器核算5.1核算壁温因管壁很薄，且管壁阻力很小，故管壁温度可用Tmti1tm01i0计算，按最不利情况考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温，于是tm0.440＋0.6×5=25℃Tm1（140+40）=90℃2i4034.708w/m2k0485.15w/m2k因此，传热平均壁温902531.98℃t4034.89485.15壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度即T=90℃壳体的壁温和传热平均壁温之差为t=90-31.98=58.02℃该温差较大，故所需温度补偿装置。5.2核算压力降因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。5.2.1管程压力降管程压力降的计算公式为：pt(pipr)NsNpFtpi------单程直管阻力pr-------局部阻力Ns-------壳程数1Np--------管程数4Ft--------管程阻力结垢校正系数取1.4Pt-------管程总阻力Rei=0.020.855995.7=2118530.80110可知管内流体为湍流。,取管壁粗糙度0.1mmdi0.10.005200.0315所以查Re关联图得摩擦因数lu260.8552pi0.0315995.73436pad20.022u2995.70.8552pr331091pa22则pt(pipr)NsNpFtFt=（3436+1091）×1×4×1.4=21513.9Pa<35kpa5.2.2壳程压力降由于壳程流体的流动状况比较地复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。下面以埃索法计算壳程压力降：ps(p1p2)FsNsp1——流体横过管束的压力降，Pa；p2——流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；Fs——壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体取1.0；Ns——壳程数；而p1Ff0nc(NB1)u02222hu0)p2NB(3.5D2F——管子排列方法对压力降的校正系数，对正方形斜转45排列，F=0.4，ofo——壳程流体的摩擦系数，当Re﹥500时，fo5(Reo)0.228nc——横过管束中心线的管子数nc1.nNB——折流挡板数h——折流挡板间距，mD——壳径，mdo——换热器外径，mu0——按壳程流通截面积S计算的流速，而A=h（D-ncd0）=0.026m2NB传热管长-139折流板间距代入数值得：A=h（D-ncd0）=0.15（0.4-9×0.025）=0.026m2u06000=0.06736009500.02612Re0f0则d0u00.0250.06795021590.000742550.86120.2280.228Re2240.560.0672p1Ff0nc(NB1)=0.4×0.8612×9×40×950×=266.7Pa22u0220.159500.0722hu0)p2NB(3.5=39×（3.5-）×0.42D2=228.68Pa2ps(p1p2)FsNs=1.15×1×（266.7+228.68）=569Pa<35kpa经过以上的核算，管程压力降和壳程压力降都符合要求。换热器主要结构尺寸和计算结果表符号说明设计评述在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,它们也是这些行业的通用设备,并占有十分重要的地位。随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要