多殼程列管式換熱器的設計方案

1 多殼程列管式換熱器的設計方案 一、 符號說明： 二、 理量（英文字母） C ) n 管數(shù) 容量流率比 N 程數(shù) d 管徑 ,m P 壓強 , 換熱器殼徑 ,m q 熱通量 ,W/m f 摩擦系數(shù) Q 傳熱速率或熱負荷 ,W F 系數(shù) r 汽化熱或冷凝熱 KJ/kg g 重力加速度 , m/s R 熱阻， m B 擋板間距 S 傳熱面積， m K 總傳熱系數(shù) ,W/(m T 流體溫度， C I 長度 ,m t 流體溫度， C L 長度 ,m v 流速 m/s 理量（希臘字母） 對流 傳熱系數(shù) ,W/(m 黏度， 導熱系數(shù) ,W/(m 密度 ,kg/m 傳熱系數(shù) 校正系數(shù) 2 二、設計目的 通過課程設計進一步鞏固本課程所學的內(nèi)容，培養(yǎng)學生運用所學理論知識進行化工單元過程設計的初步能力，使所學知識系統(tǒng)化。通過本次設計，應了解設計的內(nèi)容、方法及步驟，使學生有調(diào)研技術資料，自行確定設計方案，進行設計計算，并繪制設備條件圖、編寫設計說明書的能力。 三、參數(shù)與條件設置： 知參數(shù)： （ 1 ）熱流體（柴油）： 80 ， 30 ，6000kg/h； （ 2）冷流體（油品）： 0 ， 10 ，壓力 計條件： （ 1） 殼程數(shù)： 2； （ 2） 壓力降 程流速 6 程數(shù)和傳熱管 根據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) 3600815/(40216422 (根 ) 按照單程管計算，所需的傳熱管長度為 = S ， S= 因殼程 =2，管程 =1,所以 )(661 按單程管設計，傳熱管過長，則采用多管程結(jié)構(gòu)?，F(xiàn)在傳熱管長 L=6m，則該換熱管程數(shù)為 88881 N (根） 表 5計方案中選取的 4 種管程的管程布置 均傳熱溫差校正及殼程數(shù) 平均傳熱溫差校正系數(shù) 011011 12 tT 0 1 3 01 8 012 21 因為殼程 = 2 按照多殼程，單管程結(jié)構(gòu)，溫差校正應查有關圖表。但 R=1 程數(shù) 流動順序 管箱隔板 介質(zhì)返回側(cè)隔板 7 的點在圖上難以讀出， 由化工原理上冊232 19可得 : t 平均傳熱溫差 圖 殼程摩擦系數(shù) f 0與 的關系 熱管排列和分程方法 采用組合排列法，即 每程內(nèi)均按正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正方形排列。去管心距 t= 8 )( 橫過管束中心線的管數(shù) 體內(nèi)徑 采用多殼程結(jié)構(gòu)，則殼體內(nèi)徑為 )( 20 2 12(323)1(0 圓整可取 D=350 折流板 采用弓形折流板 ,取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的 25%,則切去的圓缺高度為 h ,故可取 h=90折流板間距 B= )(10 535 03.0 ,故取 B 為 110 折流板數(shù) （塊）折流板間距 傳熱管長 3 2 61 03 6 0 0 01- 折流板圓缺面水平裝配。 管 殼程流體進出口接管：取接管內(nèi)柴油流速為 u=s,則接管內(nèi)徑 )(0 1 7 1 53 6 0 0/(3 6 0 0 044 管程流體進出口接管：取接管內(nèi)原油流速為 u=s，則 )(0 1 1 8153 6 0 0/(4 0 2 1 64 熱器核算 量核算 9 （ 1）殼程對流傳熱系數(shù) 對圓缺形折流板，可采用克恩公式 ( 當量直徑，由正三角形排列得 )(0 2 2 (4)42 3(4 20202e 殼程流通截面積 : )( 300 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為 )/(7153600/(36000 30 7913103 0 普蘭特準數(shù) 0 粘度校正 1)( w )./( (2)管程對流傳熱系數(shù) d 管程流通截面積 10 )(0 13 2 mS i 管程流體流速 )/(8153600/(40216 i 5 37 9103 8 普蘭特準數(shù) 031 0 0 )./( （ 3） 傳熱系數(shù) K )./(（ 4） 傳熱面積 S )(01240 23 該換熱器的實際傳熱面積 (288(60 2 20 該換熱器的面積裕度為 %67%1 0 7 7%1 0 0 S p 傳熱面積合適，該換熱器能完成任務。 熱器內(nèi)流體的 流動阻力 （ 1） 管程流動阻力 ( 21 11 ,2 2,22221 由 379，傳熱管相對粗糙度 ，查莫狄圖得 i由 ，傳熱管相對粗糙度 ，查莫狄圖得 管程流動阻力在允許范圍之內(nèi)。 （ 2） 殼程阻力 ( ,2,10 N 流體流經(jīng)管束的阻力 2)1(20,1 1 35, )(12562 326(26,122,10c 流體流過折流板缺口的阻力 )()2,220,2 總阻力 12 殼程流動阻力也比較適宜。 （ 3) 換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果 換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果見表 5 5熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果 換熱器型式：浮游器式換熱器 管口表 換熱面積 符號 尺寸 用途 連接型式 工藝參數(shù) a 名稱 管程 殼程 b 物料名稱 原油 煤油 c 操作壓力， d 操作溫度 ， c 180/130 110/60 e 排氣口 流量， kg/h f 放凈口 流體密度， kg/825 附圖 流速， m/s 熱量， 總傳熱系數(shù)， w/對流傳熱系數(shù)， w/ 污垢系數(shù)， m 阻力降， 程數(shù) 推薦使用材料 碳鋼 碳鋼 管子規(guī)格 管數(shù) 管間距， 排列方式 折流板型式 間距體內(nèi)徑 保溫層厚度， 六、本設計的個人小結(jié)： 通過本次課程設計，我對換熱器的結(jié)構(gòu) 、 性能都有了一定的了解，同時，在設計過程中，我也掌握了一定的工藝計算方法。 13 換熱器是化工廠中重要的化工設備之一，而且種類繁多，特點不一，因此，選擇合適的換熱器是相當重要的。在本次設計中，我發(fā)現(xiàn)進行換熱器的選擇和設計是要通過反復計算，對各項結(jié)果進行比較后，從中確定出比較合適的或最優(yōu)的設計，為此，設計時應考慮很多方面的因素。 首先要滿足傳熱的要求，本次設計時，由于初選總傳熱系數(shù)不合適，使規(guī)定條件下的計算結(jié)果與初設值的比值不在要求范圍內(nèi)，因此，經(jīng)過多次計算，才選擇到合適 的 K 值為 2/443，計算結(jié)果為2/360，安全系數(shù)為 滿足要求。 其次，在滿足工藝條件的前提下選擇合適的換熱器類型，通過分析操作要求及計算，本次設計選用換熱器為上述計算結(jié)果。 再次，從壓強降來看，管程約為 10401程約為 4432低于要求值（ 50因此，可適當加大流速，從而加大對流傳熱系數(shù)，減少污垢在管子表面上沉積的可能性，即降低污垢熱阻，然而，流速增加，流動阻力也會隨之增大，動 南京工程學院課程設計說明書（化工原理課程設計 ) 力消耗就增多，因此，作出經(jīng)濟衡算在確定流速時是相當重要的。 此 外，其他因素（如加熱和冷卻介質(zhì)用量，換熱器的檢修和操作等），在設計時也是不可忽略的。根據(jù)操作要求。 14 在檢修和操作方面，固定管板式換熱器由于兩端管板和殼體連接成一體，因此不便于清洗和檢修。 本次設計中，在滿足傳熱要求的前提下，考慮了其他各項問題，但它們之間是相互矛盾的。如：若設計換熱器的總傳熱系數(shù)較大，將導致流體通過換熱器的壓強降（阻力）增大，相應地增加了動力費用；若增加換熱器的表面積，可能使總傳熱系數(shù)或壓強降減小，但卻又受到換熱器所能允許的尺寸限制，且換熱器的造價也提高了。因此，只能綜合考慮來選擇相對合適的 換熱器。 然而在本次設計中由于經(jīng)驗不足，知識有限，還是存在著很多問題。比如在設計中未考慮對成本進行核算，僅在滿足操作要求下進行設計，在經(jīng)濟上是否合理還有待分析。在設計的過程中我發(fā)現(xiàn)板式換熱器采用同一板片組成不同幾何尺寸和形狀的流道（非對稱流道）解決了兩側(cè)水流量不等的問題，同時與對稱結(jié)構(gòu)相比具有相同的耐壓性和使用壽