化工原理課程設計之換熱器

1、（一）設計任務和設計條件：某生產(chǎn)過程的流程如圖所示，出混合器的混合氣體經(jīng)過與進料物流換熱后，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可溶組分。已知混合氣體的流量為227801kg/h,壓力為6.9Mpa,循環(huán)冷卻水的壓力為0.4Mpa，循環(huán)水入口溫度29，出口溫度為39，試設計一臺列管式換熱器，完成該生產(chǎn)任務。已知混合氣體在85下的物性數(shù)據(jù)如下：（二）確定設計方案：1.選擇換熱器的類型：該換熱器用循環(huán)冷卻水冷卻，冬季操作時，進口溫度會降低，考慮這一因素，估計該換熱器的管壁溫與殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。(原因：固定管板式換熱器適用于殼程流體清潔，不易

2、結(jié)垢，或者管外側(cè)污垢能用化學處理方法除掉的場合，同時要求殼體壁溫與管子壁溫溫差不能太大。浮頭式換熱器能在較高的壓力下工作，適用于殼體壁溫與管壁溫差較大或殼程流體易結(jié)垢的場合。U型管式換熱器適用于殼程易結(jié)垢，或殼體壁溫與管壁溫差較大的場合，但要求管程流體較為清潔，不易結(jié)垢。2.流程安排：從物流操作壓力上來看，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(jié)垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使傳熱器的傳熱能力下降，從總體上來看，應使循環(huán)水走管程，混合氣體走殼程。（三）確定物性參數(shù)：定性溫度：對于一般氣體和水等低粘度流體，其定性溫度可取進出口溫度平均值。故混合氣體的定性溫度為 管程

3、流體的定性溫度為 查表確定冷卻水在34下的物性數(shù)據(jù)：（四）估算傳熱面積：1.熱流量：2.平均傳熱溫差：先按純逆流計算（一般逆流優(yōu)于并流，在工程上若無特殊需要，均按逆流考慮）3.傳熱面積：由于殼程氣體壓力較高，故選取較大的K值。假設K估=313W/(m2.K，則估算的傳熱面積為4冷卻水的用量：（五）工藝結(jié)構(gòu)尺寸：1.管徑和管內(nèi)流速： 選用 高級冷拔傳熱管（碳鋼），并取管內(nèi)流速ui=1.3m/s。我國國標換熱器中常見的換熱管規(guī)格有 以及流速的選擇應使流體處于穩(wěn)定的湍流狀態(tài)，即雷諾數(shù)大于10000。對于傳熱熱阻較大的流體或易結(jié)垢的流體選取較大流速，以利于增加表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，降低結(jié)垢程度與速度。并要考慮

4、合適的流速下，換熱器有適當?shù)墓荛L和管程數(shù)。2.管程數(shù)與傳熱管數(shù)：若按單程管計算，所需傳熱管長度為按單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程結(jié)構(gòu)。根據(jù)本設計實際情況，采用非標準設計，取傳熱管長l=7m，則該換熱器的管程數(shù)為傳熱管的總根數(shù)：NT=616×2=1232(根3.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)按單殼程，雙管程結(jié)構(gòu)，查標圖得：平均傳熱溫差由于平均傳熱溫差校正系數(shù)大于0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。4.傳熱管排列與分程方法：對于多管程換熱器，常采用組合排列方式。各程內(nèi)采用正三角形排列，而在各程之間為了便于安裝隔板，采用矩形排列方法。故擬采用組合排列法，即每程內(nèi)按正三角形排列，隔

5、板兩側(cè)用矩形排列。如圖取管心距t=1.25d0，則（傳熱管與管板連接采用脹接時，t=(1.3-1.5d0;焊接時，t=1.25d0）隔板中心到離其最近一排管中心距離各程相鄰管的管心距為44mm。5.殼體內(nèi)徑：采用多管程結(jié)構(gòu)，殼體內(nèi)徑可由下式估算。取管板利用率。（正三角形排列，2管程，=0.7-0.85，4管程以上，=0.6-0.8）則殼體內(nèi)徑為按卷制殼體的進級檔，可取D=1450mm。6、折流板：（作用說明：列管式換熱器殼程流體流通面積比管程流通截面積大，為增大殼程流體的流速，加強其湍動程度，提高其表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，需設置折流板。對于多殼程換熱器不僅需要設置橫向折流板，而且需要設置縱向折流板將換熱

6、器分為多殼程結(jié)構(gòu)。對于多殼程換熱器，設置縱向折流板的目的不僅在于提高殼程流體的流速，而且是為了實現(xiàn)多殼程結(jié)構(gòu)，減少多殼程結(jié)構(gòu)造成的溫度損失。）采用弓形折流板，可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并且折流板圓缺面水平裝配。7.其他附件：拉桿數(shù)量與直徑可由國標查?。ㄒ娤聢D），本換熱器傳熱管外徑25mm，其拉桿直徑為16mm，共8根拉桿。殼程入口處，應設置防沖擋板。（如下圖）拉桿直徑/mm換熱管外徑1014192532384557拉桿直徑1012121616161616拉桿數(shù)量公稱直徑DN/mm拉桿直徑/mm<400400700700900900130013001500

7、1500180018002000104610121618241244810121418164466810128、接管:殼程流體進出口接管：取接管內(nèi)氣體流速u1=10m/s，則接管內(nèi)徑為圓整后可取管內(nèi)徑為300mm。管程流體進出口接管：取接管內(nèi)液體流速u2=2.5m/s，則接管內(nèi)徑為圓整后取管內(nèi)徑為360mm。（六）換熱器核算1.熱流量核算（1）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，通過克恩法計算，可知（適用條件：Re0=2×(103-106，弓形折流板圓缺高度為直徑的25%。）換熱管呈三角形排列時，當量直徑殼程流體流通面積，殼程流體流速及雷偌數(shù)分別為普朗特數(shù) 黏度校正因此，（2）管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：（適用

8、條件：低粘度流體（<2×10-3Pa.S）；雷諾數(shù)Re>10000；普朗特數(shù)Pr在0.6-160之間；）管程流體流通截面積管程流體流速普朗特數(shù) （3）污垢熱阻和管壁熱阻：管外側(cè)污垢熱阻管內(nèi)側(cè)污垢熱阻依表，碳鋼在該條件下的熱導率為50W/(m·K,所以管壁熱阻：（4）傳熱系數(shù)KC（5）傳熱面積裕度傳熱面積該換熱器的實際傳熱面積該換熱器的面積裕度為了保證換熱器操作的可靠性，一般應使換熱器的面積裕度大于15%-20%。本換熱器傳熱面積裕度19.2%，滿足生產(chǎn)要求，故能夠完成生產(chǎn)任務。2.壁溫核算：因管壁很薄，且管壁熱阻很小，故管壁溫度可按下式計算：由于該換熱器用循環(huán)水

9、冷卻，冬季操作時，循環(huán)水的進口溫度將會降低。為確保可靠，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(nèi)側(cè)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，應按最不利的操作條件考慮，因此，取兩側(cè)污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。于是上式簡化為：式中液體的平均溫度tm和氣體的平均溫度按下式計算：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度較大，故需設溫度補償裝置。由于換熱器殼程流體壓力較高，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。3.換熱器內(nèi)流體的流動

10、阻力：（1）管程流體阻力（由流體流經(jīng)傳熱管直管阻力和管程局部阻力兩部分組成）由Re=34184，傳熱管相對粗糙度0.2/20=0.01，查莫狄圖得=0.04，且流速u=1.299m/s，=994.3kg/m3，所以 （注一般情況下取值為3）其核算值小于5×104，故管程流體阻力在允許范圍之內(nèi)。（2）殼程阻力采用工程計算中常用的埃索法核算：流體流經(jīng)管束的阻力為流體流過折流板缺口的阻力總阻力為該核算值大于一般液體流體的常值5×104，由于該換熱器殼程流體為混合氣體且操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。（七）換熱器的主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果見表表 換熱器的主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算

11、結(jié)果表參 數(shù)管 程殼 程流率/(kg/h899655227801進、出溫度/29/39110/60壓力/Pa0.46.9 物性定性溫度/3485密度/(kg/m3994.390定壓比熱容/kJ/(kg.K4.1743.297黏度/Pa·s0.742×10-31.5×10-5熱導率/W/(m·K0.6240.0279普朗特數(shù)4.961.773設備結(jié)構(gòu)參數(shù)形式浮頭式臺數(shù)1殼體內(nèi)徑/mm1450殼程數(shù)1管徑/mm25×2.5管心距/mm32管長/mm7000管子排列管數(shù)目/根1232折流板數(shù)/個14傳熱面積/m2677折流板間距/mm450管程數(shù)2材 質(zhì)碳 鋼主要計算結(jié)果管程殼程流速/(m/s1.2994.9表