冷却器的设计论文

-.z化工原理课程设计题目：冷却器的设计目录TOC\o"1-2"\h\u33071、概述⑤建厂地址：**地区四、设计内容及要求〔1〕计算热负荷〔2〕计算平均温差〔3〕初估换热面积及初选版型〔4〕核算总传热系数k〔5〕计算传热面积S〔6〕计算压降〔7〕板式换热器规格选型〔8〕换热工艺流程图，主体设备工艺流程1.4列式管换热器选型原则不干净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。(3)压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较干净，冷凝传热系数与流速关系不大。被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用增强冷却效果。需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可到达湍流，以提高对流传热系数。我们选择冷水走管程，热水走壳程。流体流速的选择：增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子外表上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。馆子的规格和排列方法：选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速*围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有φ25×2.5mm及φ19×mm两种规格的管子。在这里，选择

φ25×2.5mm管子。管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6m，则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m。管程和壳程数确实定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低，因而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力加大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。2、工艺设计计算2.1确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值。壳程热流体的定性温度为T==67.5(℃)管程流体的定性温度为t==36(℃)根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。水在67.5℃的有关物性数据如下：密度=977.8㎏·定压比热容=4.185导热系数=0.668W/(m·℃)粘度=0.0004061循环冷却水在36℃下的物性数据如下：密度=992.2㎏·定压比热容=4.174导热系数=0.635W/(m·℃)粘度=0.00065332.2计算热负荷热流量=t/a==3156.57kg/h=()=3156.57×4.185×﹙﹚=1.98×/h=55.04KW2.3计算平均传热温差=/㏑﹙/)=(35-28)÷㏑(35÷28)=31.37℃3.冷却水用量=-=40+273.15-〔32+273.15〕=8K=／〔〕=1.585×／〔4.174×8〕=5929.56kg/h2.4估算总传热系数管程传热系数Re==0.02×0.5×992.2÷0.0006533=1.52Pr==4.174××6.533×÷0.635=4.294=0.023()=0.023×0.635÷0.02×=(W/(㎡·℃))壳程传热系数假设壳程的传热系数=1000W/(㎡·℃)污垢热阻=㎡·℃/W=㎡·℃/W管壁的导热系数λ=50.6W/(m·℃)K=1÷()=1÷=583.91W/(㎡·℃)2.5初估换热面积及初选版型=55.04×÷〔584.8×31.37〕=3.0㎡考虑15%的面积裕度，S=1.15×=1.15×3.0=3.45㎡工艺构造尺寸1.管径和管内流速选用φ25×2.5传热管〔碳钢〕，取管内流速=0.5m/s管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数=5929.56÷992.2÷3600÷0.785÷0.002÷0.002÷0.5=10.45≈11〔根〕按单程管计算，所需的传热管长度为=3.45÷(3.14×0.025×11)=3.995(m)按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程构造，现取传热管长L=2m，则该换热器的管程数为Np=L／l=3.995÷2≈2(管程)传热管总根数N=2×11=22(根)平均传热温差校正及壳程数R=(75-60)÷(40-32)=1.875P=(40-32)÷(75-32)=0.186按单壳程双管程构造，温差校正系数经查表得：=0.99平均传热温差=×=0.99×31.37=31.056〔℃〕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。取管心距t=1.25则t=1.25×25=31.25≈32(㎜)横过管束中心线的管数=1.19〔根〕壳体内径D=(㎜)整圆可取D=190㎜2.6选取附属设备折流板采用弓形折流板，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=0.25×190=47.5(㎜)故可取h=45mm可取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×190=57(㎜),可取B为60㎜折流板数传热管长/折流板间距-1=2000÷60－1=33(块)折流板圆缺面水平装配接收壳程流体进出口接收：取接收内热流体流速为u=2.0m/s，则接收内径为〔m〕取标准管径为：30㎜管程流体进出口接收：取接收内循环水流速u=1.7m/s，接收内径为：〔m〕取标准管径为:30㎜2.7换热器核算1.热量核算(1)壳程对流传热系数对圆缺行折流板，可采用科恩公式当量直径，由正方形排列得：=0.02〔m〕壳程流通截面积=0.06×0.18×(1-0.025÷0.032)=2.49×(m)壳程流体流速及其雷诺数分别为：3156.57÷3600÷977.8÷(2.36×)=0.36(m/s)=0.02×0.36×977.8÷0.0004061=17316.7普兰特准数Pr=4.158××0.0004061÷0.668=2.554粘度校正=3242.48W/(㎡·℃)(2)管程对流传热系数管程流通截面积：(㎡)管程流体流速及雷诺数(m/s)Re=0.02×0.48×992.2÷0.0006533=14580普兰特准数Pr=4,174××0.0006533÷0.635=4.29(W/(㎡·℃))(3)传热系数KK=1÷()=1÷[(0.025÷2801.1÷0.02)+(0.000172×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷50.6÷0.02)+0.000172+(1÷3242.48)]=830.97(W/(㎡·℃))(4)传热面积S=55.04×÷(830.97×31.056)=2.132(㎡)该换热器的实际传热面积S=3.14×0.025×2×(22-5)=2.512(㎡)该换热器的面积裕度为：H==(2.512-2.132)÷2.132×100%=17.8%传热面积裕度适宜，该换热器能够完成任务。2.8计算压降2.换热器内流体的流动阻力(1)管程流动阻力Σ=1，由Re=14283.19，传热管相对粗糙度为0.1÷20=0.005，查moody图得=0.037W/(m/℃)流速=0.47m/s，ρ=992.2kg/，所以=0,037×(2÷0.02)×992.2×0.48×0.48÷2=422.91(Pa)3×992.2×0.48×0.48÷2=342.90(Pa)Σ=(422.91+342.90×1.5×2=2297.43＜Pa管程流动阻力在允许*围内(2)壳程流动阻力，流体流经管束的阻力F=0.5=0.5403m/s(Pa)流体流过折流板缺口的阻力B=0.06mD=0.19m(Pa)总阻力Pa＜Pa壳程流动阻力也比较适宜。2.9换热器主要构造尺寸和计算结果换热器主要构造尺寸及计算结果见附录表3-93、换热器主要技术参数3.1工艺流程图3.2主体设备图附录4.1公式符号说明英文字母-.zB折流板间距d管径D壳体直径f壳程流体摩擦系数F管子排列方式对压力降的校正系数N管数NB折流板数Nu努塞尔特准数P压力Pr普兰特常数Q热负荷R热阻Re雷诺数S传热面积T热流体温度t冷流体温度u流速W质量流量-.z希腊字母-.zα对流传热系数-.z4.2附表表3-9换热器形式换热面积工艺参数名称物料名称操作压力4.3参考文献[1]*光启.化工物性算图手册(第1版)[M].:化学工业,2002:16,