《設計一臺列管式換熱器化工原理課程設計》由會員分享，可在線閱讀，更多相關《設計一臺列管式換熱器化工原理課程設計（9頁珍藏版）》請在裝配圖網上搜索。
1、一設計任務和設計條件某生產過程的流程如圖所示，反應器的混合氣體經與進料物流患熱后，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的可溶組分。已知混和氣體的流量為227301/h，壓力為6.9MPa ,循環(huán)冷卻水的壓力為0.4MPa ，循環(huán)水的入口溫度為29，出口溫度為39 ，試設計一臺列管式換熱器，完成該生產任務。物性特征：混和氣體在35下的有關物性數(shù)據如下（來自生產中的實測值）： 密度 定壓比熱容 =3.297kj/kg 熱導率 =0.0279w/m粘度 循環(huán)水在34 下的物性數(shù)據： 密度=994.3/m3定壓比熱容=4.174kj/kg 熱導率 =0.624w/m粘度 二
2、 確定設計方案1 選擇換熱器的類型兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度110 出口溫度60；冷流體進口溫度29，出口溫度為39，該換熱器用循環(huán)冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。2 管程安排 從兩物流的操作壓力看，應使混合氣體走管程，循環(huán)冷卻水走殼程。但由于循環(huán)冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下賤，所以從總體考慮，應使循環(huán)水走管程，混和氣體走殼程。三 確定物性數(shù)據 定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為
3、 T= =85 管程流體的定性溫度為t= 根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數(shù)據。對混合氣體來說，最可靠的無形數(shù)據是實測值。若不具備此條件，則應分別查取混合無辜組分的有關物性數(shù)據，然后按照相應的加和方法求出混和氣體的物性數(shù)據。 混和氣體在35下的有關物性數(shù)據如下（來自生產中的實測值）： 密度 定壓比熱容 =3.297kj/kg 熱導率 =0.0279w/m粘度 =1.510-5Pas循環(huán)水在34 下的物性數(shù)據： 密度=994.3/m3 定壓比熱容=4.174kj/kg 熱導率 =0.624w/m粘度 =0.74210-3Pas四 估算傳熱面積1 熱流量 Q1=2273013.297
4、(110-60)=3.75107kj/h =10416.66kw2.平均傳熱溫差 先按照純逆流計算，得 =3.傳熱面積 由于殼程氣體的壓力較高，故可選取較大的K值。假設K=320W/(k)則估算的傳熱面積為 Ap=4.冷卻水用量 m=五 工藝結構尺寸1管徑和管內流速 選用252.5較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速u1=1.3m/s。2管程數(shù)和傳熱管數(shù) 可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數(shù) Ns=按單程管計算，所需的傳熱管長度為 L=按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。根據本設計實際情況，采用非標設計，現(xiàn)取傳熱管長l=7m，則該換熱器的管程數(shù)為 Np=傳熱管總根數(shù) Nt=6122=
5、12243.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù) 平均溫差校正系數(shù)按式（3-13a）和式（3-13b）有 R= P=按單殼程，雙管程結構，查圖3-9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.傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法,即每程內均按正三角形排列,隔板兩側采用正方形排列。見圖3-13。 取管心距t=1.25d0，則 t=1.2525=31.2532隔板中心到離其最.近一排管中心距離按式（3-16）計算 S=t/2+6=32/2+6=22各程相鄰管的管心距為44。管數(shù)的分成方法，每程各有傳熱管612根，其前后關鄉(xiāng)中隔板設置和介質的流通順序按圖3-1
6、4選取。5殼體內徑 采用多管程結構，殼體內徑可按式（3-19）估算。取管板利用率=0.75 ，則殼體內徑為 D=1.05t按卷制殼體的進級檔，可取D=1400mm6折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為 H=0.251400=350m，故可取h=350mm取折流板間距B=0.3D，則 B=0.31400=420mm，可取B為450mm。折流板數(shù)目NB=折流板圓缺面水平裝配，見圖3-15。7其他附件 拉桿數(shù)量與直徑按表3-9選取，本換熱器殼體內徑為1400mm，故其拉桿直徑為12拉桿數(shù)量不得少于10。殼程入口處，應設置防沖擋板，如圖3-17所示。8接管
7、殼程流體進出口接管：取接管內氣體流速為u1=10m/s，則接管內徑為圓整后可取管內徑為300mm。管程流體進出口接管：取接管內液體流速u2=2.5m/s，則接管內徑為圓整后去管內徑為360mm六 換熱器核算1 熱流量核算（1）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用克恩法計算，見式（3-22） 當量直徑，依式（3-23b）得 =殼程流通截面積，依式3-25 得 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為 普朗特數(shù) 粘度校正 （2）管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 按式3-32和式3-33有 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 按表3-10，可取管外側污垢熱阻 管內側污垢熱阻管壁熱阻按式3-34計算，依表3-14
8、，碳鋼在該條件下的熱導率為50w/(mK)。所以（4） 傳熱系數(shù)依式3-21有 （5）傳熱面積裕度 依式3-35可得所計算傳熱面積Ac為該換熱器的實際傳熱面積為Ap該換熱器的面積裕度為傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。2 壁溫計算 因為管壁很薄，而且壁熱阻很小，故管壁溫度可按式3-42計算。由于該換熱器用循環(huán)水冷卻，冬季操作時，循環(huán)水的進口溫度將會降低。為確?？煽浚⊙h(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，由于傳熱管內側污垢熱阻較大，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，應該按最不利的操
9、作條件考慮，因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。于是，按式4-42有 式中液體的平均溫度和氣體的平均溫度分別計算為 0.439+0.615=24.6 (110+60)/2=85 5887w/k 925.5w/k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 。 該溫差較大，故需要設溫度補償裝置。由于換熱器殼程壓力較大，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。3換熱器內流體的流動阻力（1）管程流體阻力 , , 由Re=35002，傳熱管對粗糙度0.01，查莫狄圖得，流速u=1.306m/s,所以， 管程流體阻力在允許范圍之內。（2）殼程阻力 按式計算
10、 , , 流體流經管束的阻力 F=0.5 0.50.241938.5(14+1)=75468Pa流體流過折流板缺口的阻力 , B=0.45m , D=1.4mPa總阻力75468+43218=1.19Pa由于該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。（3）換熱器主要結構尺寸和計算結果見下表：參數(shù)管程殼程流率898560227301進/出口溫度/29/39110/60壓力/MPa0.46.9物性定性溫度/3485密度/（kg/m3）994.390定壓比熱容/kj/（kgk）4.1743.297粘度/（Pas）0.7421.5熱導率（W/mk） 0.6240.0279普朗特數(shù)4
11、.961.773設備結構參數(shù)形式浮頭式殼程數(shù)1殼體內徑/1400臺數(shù)1管徑/252.5管心距/32管長/7000管子排列管數(shù)目/根1224折流板數(shù)/個14傳熱面積/673折流板間距/450管程數(shù)2材質碳鋼主要計算結果管程殼程流速/（m/s）1.3064.9表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)/W/（k）5887925.5污垢熱阻/（k/W）0.00060.0004阻力/ MPa0.043250.119熱流量/KW10417傳熱溫差/K48.3傳熱系數(shù)/W/（K）400裕度/% 24.9%七 參考文獻：1 劉積文主編，石油化工設備及制造概論，哈爾濱；哈爾濱船舶工程學院出版社，1989年。2 GB4557.184機械制圖圖紙幅面及格式3 GB15098鋼制壓力容器4 機械工程學會焊接學會編，焊接手冊，第3卷，焊接結構，北京；機械工業(yè)出版社 1992年。5 杜禮辰等編，工程焊接手冊，北京，原子能出版社，19806 化工部六院編，化工設備技術圖樣要求，化學工業(yè)設備設計中心站，1991年。9
設計一臺列管式換熱器化工原理課程設計
