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列管式换热器的打算

时间:2019-11-01 12:21 来源:未知 编辑:admin

核心提示

化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 班级: 姓名 学号: 指导教师: 1 目录 一.列管式换热器 1.1. 列管式换热器简介 1.2 设计任务 1.3.列管式换热器设计内容 1.4.操作条件 1.5.主要设备...

  化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 班级: 姓名 学号: 指导教师: 1 目录 §一.列管式换热器 1.1. 列管式换热器简介 1.2 设计任务 1.3.列管式换热器设计内容 1.4.操作条件 1.5.主要设备结构图 §二.概述及设计要求 2.1.换热器概述 2.2.设计要求 §三.设计条件及主要物理参数 3.1. 初选换热器的类型 3.2. 确定物性参数 3.3.计算热流量及平均温差 3.4 壳程结构与相关计算公式 3.5 管程安排(流动空间的选择)及流速确定 3.6 计算传热系数 k 3.7 计算传热面积 §四.工艺设计计算 §五.换热器核算 §六.设计结果汇总 §七.设计评述 §八.工艺流程图 §九.主要符号说明 §十.参考资料 2 §一 .列管式换热器 1.1. 列管式换热器简介 列管式换热器又称为管壳式换热器,是最典型的间壁式换热器,历史悠久, 占据主导作用,主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在 关内流动,其行程称为管程;另一种流体在管外流动,其行程称为壳程。管束的 壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大,传热效果好,结构坚固,可选用的 结构材料范围宽广,操作弹性大,因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式 换热器。为提高壳程流体流速,往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折 流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速,还迫使流体按规定路径 多次错流通过管束,使湍流程度大为增加。 列管式换热器中,由于两流体的温度不同,使管束和壳体的温度也不相同, 因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大(50℃以上)时,就可能由 于热应力而引起设备的变形,甚至弯曲或破裂,因此必须考虑这种热膨胀的影响。 1.2 设计任务 1.任务 处理能力:3×105t/年 煤油(每年按 300 天计算,每天 24 小时运行) 设备形式:列管式换热器 2.操作条件 (1)煤油:入口温度 150℃,出口温度 50℃ (2)冷却介质:循环水,入口温度 20℃,出口温度 30℃ (3)允许压强降:不大于一个大气压。 备注:此设计任务书(包括纸板和电子版)1 月 15 日前由学委统一收齐上交,两人一组, 自由组合。延迟上交的同学将没有成绩。 1.3.列管式换热器设计内容 1.3.1、确定设计方案 (1)选择换热器的类型;(2)流程安排 1.3.2、确定物性参数 (1)定性温度;(2)定性温度下的物性参数 1.3.3、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 1.3.4、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 1.4.操作条件 3 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 密 度 , 比 热 , 粘度,Pa·s 热 导 率 , 目 kg/m3 KJ/(kg·℃) kJ/(m·℃) 植物 油 950 2.261 0.742 0.172 1.5.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。 1-挡板 2-补偿圈 3-放气嘴 固定管板式换热器的示意图 §二.概述及设计要求 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂,换热器 的费用约占总费用的 10%~20%,在炼油厂约占总费用 35%~40%。换热器在其他 部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因 此,设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分 重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器,即简称换热器,是将热 流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为:混合式、蓄热式和间壁式。其中间 壁式换热器应用最广泛, (1) 固定管板式换热器 这类换热器如图 1-1 所示。固定管办事换热器的两端和壳体连为一体,管子 则固定于管板上,它的结余构简单;在相同的壳体直径内,排管最多,比较紧凑; 4 由于这种结构式壳测清洗困难,所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束 和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时,用使用管子于管板的接口脱开, 从而发生介质的泄漏。 (2) U 型管换热器 U 型管换热器结构特点是只有一块管板,换热管为 U 型,管子的两端固定在 同一块管板上,其管程至少为两程。管束可以自由伸缩,当壳体与 U 型环热管由 温差时,不会产生温差应力。U 型管式换热器的优点是结构简单,只有一块管板, 密封面少,运行可靠;管束可以抽出,管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难; 哟由于管子需要一定的弯曲半径,故管板的利用率较低;管束最内程管间距大, 壳程易短路;内程管子坏了不能更换,因而报废率较高。此外,其造价比管定管 板式高 10%左右。 (3)浮头式换热器 浮头式换热器的结构如下图 1-3 所示。其结构特点是两端管板之一不与外科 固定连接,可在壳体内沿轴向自由伸缩,该端称为浮头。浮头式换热器的优点是 党环热管与壳体间有温差存在,壳体或环热管膨胀时,互不约束,不会产生温差 应力;管束可以从壳体内抽搐,便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂,用 材量大,造价高;浮头盖与浮动管板间若密封不严,易发生泄漏,造成两种介质 的混合。 5 (4)填料函式换热器 填料函式换热器的结构如图 1-4 所示。其特点是管板只有一端与壳体固定连 接,另一端采用填料函密封。管束可以自由伸缩,不会产生因壳壁与管壁温差而 引起的温差应力。填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单,制造方便, 耗材少,造价也比浮头式的低;管束可以从壳体内抽出,管内管间均能进行清洗, 维修方便。其缺点是填料函乃严不高,壳程介质可能通过填料函外楼,对于易燃、 易爆、有度和贵重的介质不适用。 2.2.设计要求 完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求: (1)合理地实现所规定的工艺条件:可以从:①增大传热系数②提高平均温差 ③妥善布置传热面等三个方面具体着手。 (2)安全可靠 换热器是压力容器,在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时,应 遵循我国《钢制石油化工压力容器设计规定》和《钢制管壳式换热器设计规定》 等有关规定与标准。(3)有利于安装操作与维修 直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与拆 卸,在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍,根据需要可添置气、液排放口, 检查孔与敷设保温层。 (4)经济合理 评价换热器的最终指标是:在一定时间内(通常 1 年内的)固定费用(设备 的购置费、安装费等)与操作费(动力费、清洗费、维修费)等的总和为最小。 在设计或选型时,如果有几种换热器都能完成生产任务的需要,这一标准就尤为 重要了。 6 § 三.设计条件及主要物理参数 3.1.初选换热器的类型 两流体的温度变化情况如下: (1)植物油:入口温度 140℃,出口温度 40℃; (2)冷却介质:井水,入口温度 20℃,出口温度 40℃; 该换热器用循环冷却井水进行冷却,由于 Tm ? tm ? 140 ? 2 40 ? 40 ? 2 20 ? 60℃50℃,所需换热器的管壁温度和壳体温度之差 较大,故从安全、方便、经济考虑可以采用带有补偿圈的管板式换热器。 3.2.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,见 下表 3-1: 密度/(㎏/m3) 比 热 容 / ( kJ/kg 粘度/(Pa? 导热系数/(kJ/m ?℃) s) ?℃) 植物油 950 2.261 7.42×10-4 0.172 水 995.7 4.174 8.01×10-4 0.618 3.3.计算热流量及平均温差 3.3.1.热流量 以热介质植物油为计算标准算它所需要被提走的热量: Q=ms1cp1(T1-T2)=6000x2.261x(140-40)=1356.6kJ/h=376.83kw 3.3.2.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℃ 从而, ?t m ? 100 ? ln 100 20 20 ? 49.69 7 而此时,我们有: P ? t2 ? t1 ? 40 ? 20 ? 20 ? 0.17 T1 ? T2 140 ? 20 120 R ? T1 ? T2 ? 140 ? 40 ? 100 ? 5.00 t2 ? t1 40 ? 20 20 式中: T1,T2 ——热流体(植物油)的进出口温度,单位℃; t1,t2 ——冷流体(井水)的进出口温度,单位℃; R2+1 1-P 2-P(1+R- R2+1) ψ= ln R-1 1-PR ln 2-P(1+R+ R2+1 ) ? 52 ?1 ln 1? 0.16 2 ? 0.16? (1? 5 ? 52 ?1) ln ? 0.87 5 ?1 1? 0.16?5 2 ? 0.16? (1? 5 ? 52 ?1) ψ 0.8 符合要求 则平均温差:△tm= ?tm ×ψ =0.87x49.69=43.23℃ 3.3.3.冷却水用量 由以上的计算结果以及已知条件,很容易算得冷却水用量: Qc= Q =1356600/[4.174x(40-20)]=16250.60 ㎏/h C pc (t2 ? t1) 3.4 壳程结构与相关计算公式 介质流经传热管外面的通道部分称为壳程。 壳程内的结构,主要由折流板、支 承板、纵向隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。由于各种换热器的工艺性能、 使用的场合不同,壳程内对各种元件的设置形式亦不同,以此来满足设计的要求。 各元件在壳程的设置,按其不同的作用可分为两类:一类是为了壳侧介质对传热 管最有效的流动,来提高换热设备的传热效果而设置的各种挡板,如折流板、纵 向挡板。旁路挡板等;另一类是为了管束的安装及保护列管而设置的支承板、管 束的导轨以及缓冲板等。 壳体是一个圆筒形的容器,壳壁上焊有接管,供壳程流体进人和排出之 用。直径小于 400mm 的壳体通常用钢管制成,大于 400mrn 的可用钢板卷焊而成。 壳体材料根据工作温度选择,有防腐要求时,大多考虑使用复合金属板。 介质在壳程的流动方式有多种型式,单壳程型式应用最为普遍。如壳侧传热 膜系数远小于管侧,则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。用两个换热器串联也可 得到同样的效果。为降低壳程压降,可采用分流或错流等型式。 壳体内径 D 取决于传热管数 N、排列方式和管心距 t。计算式如下: 单管程 D=t(nc-1)+(2~3)d0 式中 t——管心距,mm; 8 d0——换热管外径,mm; nc——横过管束中心线的管数,该值与管子排列方式有关。 正三角形排列: 正方形排列: 多管程 式中 N——排列管子数目; η ——管板利用率。 正角形排列:2 管程 η =0.7~0.85 4 管程 η =0.6~0.8 正方形排列:2 管程 η =0.55~0.7 4 管程 η =0.45~0.65 壳体内径 D 的计算值最终应圆整到标准值。 在壳程管束中,一般都装有横向折流板,用以引导流体横向流过管束,增加 流体速度,以增强传热;同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用。 折流板的型式有圆缺型、环盘型和孔流型等。 圆缺形折流板又称弓形折流板,是常用的折流板,有水平圆缺和垂直圆缺两 种。切缺率(切掉圆弧的高度与壳内径之比)通常为 20%~50%。垂直圆缺用于水 平冷凝器、水平再沸器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等。垂直圆缺 时,不凝气不能在折流板顶部积存,而在冷凝器中,排水也不能在折流板底部积 存。弓形折流板有单弓形和双弓形,双弓形折流板多用于大直径的换热器中。 折流板的间隔,在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间 隔最小值为壳内径的 1/5 或者不小于 50 mm,最大值决定于支持管所必要的最大 间隔。 壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。当加热 蒸汽或高速流体流入壳程时,对换热管会造成很大的冲刷,所以常将壳程接管在 入口处加以扩大,即将接管做成喇叭形,以起缓冲的作用;或者在换热器进口处 设置挡板。 3.5 管程安排(流动空间的选择)及流速确定 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。 表 3-2.列管式换热器内的适宜流速范围 流体种类 流速/(m/s) 管程 壳程 冷却水 1~3.5 0.5~1.5 一般液体(黏度不高) 0.5~3.0 0.2~1.5 低黏油 0.8~1.8 0.4~1.0 高黏油 0.5~1.5 0.3~0.8 9 由上表,初步选用 Φ 25×2.5 的碳钢管,则管内径 di=25-2.5×2=20mm 管内 流速取 ui=1.2m/s,从管内体积流量为: Vi =n(π /4)×0.02?×1×3600=16250.60/995.7=16.32m?/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=330W/m2?℃ 传热面积:A= n?d?L =376.83×10?/(330×43.23)=26.41 ㎡ 可以求得单程管长 L=26.41/(15×3.14×0.025)=22.38m 若选用 6m 长的管,需要 4 管程,则一台换热器的总管数为 4×15=60 根.查化 学工业出版社第三版?化工原理?附录十九,可以初步确定换热器的主要参数见下 表 3-3: 项目 数据 项目 数据 壳径 D(DN) 400mm 管尺寸 Φ 25mm×2.5mm 管程数 Np(N) 4 管长 6m 管数 n 76 管排列方式 组合式排列 中心排管数 nc 11 管心距 32mm 管程流通面积 Si 0.0060m ? 传热面积 35.2m ? 注:由于是多程,为了方便安装分程板,采用组合式排列更方便。 3.4.1.对表中的数据进行核算: ①每程的管数 n1 =n/Np=76÷4=19,管程流通面积 si =(π /4) ×0.02?×19 =0.005966 ㎡与表中的数据 0.0060 ㎡很相符。 = ②传热面积 A=π d0 Ln=3.14×0.025×6×76=35.79 ㎡稍大于表中 35.2 ㎡,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。 ③由于换热管是组合式排列,除在分程板两侧采用正方形排列外,大部分地 方采用的是正三角形排列,故中心排管数可以按照正三角形排列的形式计算: 中心排管数 nc ≈1.1 n =1.1× 76 ≈11 3.6 传热系数 K 根据冷热流体的性质及温度,在(GB151-99P140-141)选取污垢热阻: 污垢热阻:Rsi=0.00058m2℃/W Rso=0.00017 m2℃/W 管壁的导热系数: ? =45 m2℃/W 管壁厚度: b=0.0025 内外平均厚度: dm=0.0225 在下面的公式中,代入以上数据,可得 K? 1 do ?idi ? Rsi do di ? bdo ?di ? Rso ?1 ?o 1 0.025 ? 0.00058? 0.025 ? 0.0025? 0.025 ? 0.00017 ? 1 3681.74? 0.02 0.02 45? 0.0225 440.39 10 =280.43W/m2℃ 3.7 传热面积 S S ? Q K ?tm折 ?= .604 ??8381..40984m62m 525850.7443?1493..7293 §四.工艺设计计算 4.1.管径和管内流速 选用Φ 25×2.5 的碳钢管,管长 6m,速取 ui=0.76m/s 4.2.管程数和传热管数 根据传热管的内径和流速,可以确定单程传热系数: ns= V ?d i 2ui 16250.60/(3600? 995.7) ? 0.785? 0.022 ? 0.76 ? 19 4 按单程计算,所需传热管的长度是: L? S ? 35.2 ? 22.61m ?dons 3.14 ? 0.025 ? 20 若按单程管计算,传热管过长,宜采用多管程结构,取传热管长 l=6m,则该 传热管程数为: L 22.61 Np ? l ? 6 ? 4 则传热管的总根数为: N=Np×ns=4×19=76(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 = (140 ? 40) ? (40 ? ln 140 ? 40 20) ? 49.69℃ 40 ? 20 而此时,我们有: P= t2 ? t1 ? 40 ? 20 ? 0.17 T1 ? t1 140 ? 20 R= T1 ?T2 ? 140 ? 40 ? 5 t2 ? t1 40 ? 20 由? ?? ?P, R? 函数公式可得:? ?t =0.87﹥0.8,所以,修正后的传热温度差 为: ?tm = ?tm ? ?t =49.69×0.87=43.23℃ 11 于是,校正后的平均传热温差是 43.23℃,壳程数为单程,管程数为 4。 4.4.换热管选型汇总 根据以上的计算可以得到如下的计算结果表 4-1: DN,mm 400 管程数 4 壳程数 1 管子规格 25*2.5 管子根数 60 中心排管数 9 管程流通面积,m2 0.005966 换热面积,m2 26.41 换热管长度,mm 6000 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 400 管程数 4 壳程数 1 管子规格 25*2.5 管子根数 76 中心排管数 11 管程流通面积,m2 0.0060 换热面积,m2 35.2 换热管长度,mm 6000 4.5.换热管 4.5.1.换热管的规格及尺寸偏差 经过查表,对于碳钢、低合金钢的换热管的规格及尺寸偏差见下表 4-2: 材料 换热管标准 管子规格 高精度、较高精度偏差 外径,mm 厚度,mm 外径偏差, 壁厚偏差, mm mm 碳钢 GB/TB8163 ≧14~30 2~2.5 ±0.2 +12% 低合金钢 GB9948 -10% 4.5.2.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。 12 图 4.1.管子在管板上的排列方式和组合排列示意图 采用组合排列法,即每程均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。 换热管的中心距经查表 4-3 可得:(mm) 换热管外径 d 换热管中心距 t 分程隔板槽两侧相邻管的中 心距 25 32 44 4.5.3 横过管束中心线.壳体内径 采用多管程结构,取管板利用率? ? 0.55,则壳体内径为 D ?1.05t N ? ?1.05?32 76 0.55 ? 394.92mm 按卷制壳体的进级档可取 D ? 400mm 4.7.折流板 折流板间距系列为:100mm,150mm,200mm,300mm,450mm,600mm,800mm, 1000mm。 折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关,见表 4-4 所列数据。 壳体公称内 径 /mm ≤300 表 4-4. 折流板厚度/ mm 相邻两折流板间距/mm 300~450 450~600 600~750 >750 13 200~250 3 5 6 10 10 400~700 5 6 10 10 12 700~1000 6 8 10 12 16 >1000 6 10 12 16 16 支承板厚度一般不应小于表 4-4(左)中所列数据。 支承板允许不支承的最大间距可参考表 4-5(右)所列数据。 表 4-5 支承板厚度以及支承板允许不支承的最大间距 壳体直径 /mm 支承板厚 度/mm <400 400~ 800 6 8 900~ 1200 10 管子外径 /mm 最大间距 /mm 19 25 38 57 150 0 1800 2500 3400 经选择,我们采用弓形折流板,取弓形折流圆缺高度为壳体内径的 25%,则 切去的圆缺高度为: h=100mm 取折流板间距 B=0.7D,则: B=0.5×400=200mm 可取 B=200mm 因而查表可得:折流板厚度为 5mm,支承板厚度为 8mm,支承板允许不支承 最大间距为 1800mm。 折流板数 NB ? 6000 ?1 ? 29 200 折流板圆缺面水平装配。 4.8.接管 4.8.1.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= 4V ? 4? 6000 /(3600 ? 950 ) ? 0.047 m ?u 3.14 ?1.0 所以,取标准管的内径为 50mm。 4.8.2.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= 4?16250.60 /(3600 ? 995 .7) ? 0.062 m 3.14 ?1.5 取标准管径为 60mm。 14 4.9.壁厚的确定、封头 4.9.1.壁厚 查 GB151-99P21 表 8 得圆筒厚度为:8 mm 查 JB/T4737-95,椭圆形封头与圆筒厚度相等,即 8mm 4.9.2.椭圆形封头 示意图如下: 查表可得其尺寸数据,见下表 4-6 公称直径 曲面高度 直边高度 碳钢厚度 DN/mm h1 /mm h2 /mm Δ /mm 400 150 25 8 内表面积 A/ m2 0.4374 容积 V/ m2 0.0353 质量 M/kg 27.47 4.10.管板 管板除了与管子和壳体等连接外,还是换热器中的一个重要的受压器件。 4.10.1.管板结构尺寸 查(《化工单元设备设计》P25-27)得固定管板式换热器的管板的主要尺寸: 公称直径 D D1 D3 D4 b c d 螺栓孔数 400 530 490 498 545 36 10 23 28 4.10.2.管板厚度 考虑到腐蚀裕量,以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等 原因,建议最小厚度应大于 20mm。 表 4-7. 管板的最小厚度 换热器管子外径 d0 /mm ≤25 32 38 57 管板厚度/mm 3 d0 /4 22 25 32 15 换热管的外径为 25mm,因而管板厚度取为 3 d0 /4=18.75,取上述的最小厚度 20mm。 §五.换热器核算 5.1 热量核算 5.1.1 壳程对流传热系数 对圆缺形的折流板,可采用克恩公式: a0 ? 0.36 ?( deu0? de ? )(cp? )( ? ? ?w )0.14 计算壳程当量直径,由正三角形排列可得: de (4 ? 3 2 t2 - ? 4 d 0) = 4( ?d0 3 0.0322 ? 0.785? 0.0252 ) 2 =0.020m 3.14? 0.025 壳程流通截面积: So= BD(1 - do ) ? 0.2 ? 0.4??1? 0.025 ?? =0.018 m2 t ? 0.032 ? 壳程流体流速为: u0 ? qv0 A0 ? qm0 ? A0 ? = 6000 /1(346000??1090500) =0.097?m0/.s53m / s 24? 3600.?061284.89 ? 0.0489 雷诺准数为: Reo= douo?o ? 0.025 ? 0.097 ? 950 ? 3104 .78 ?o 0.000742 普兰特准数为: Pro= co? ? 2261 ? 0.000742 ? 9.75 ?o 0.172 Nu=0.36 Re0.55 Pr1/(3 ? )0.14 。物料被冷却,粘度校正( ? )0.14 取 1, 将数值 ?w ?w 代入上式: 1 Nu= 0.36? 3104.780.55 ? 9.753 =64.01 ?o ? ? Nuo ??? ?o do ???? = 64.01?0.172? 0.025 =440.39W/m2℃ 16 5.1.2 管程对流传热系数 管道流通面积: Si=0.785×0.022 76 =0.005966m2 4 管程流体流速: ui= 16250.60/(3600?995.7) ? 0.76m / s 0.005966 雷诺准数为 Rei= 0.02? 0.76?995.7 ? 18894.68 0.000801 普兰特准数为: Pri= 4174? 0.000801 ? 5.41 0.618 ?i ? 0.023? 0.618 ?18894.680.8 0.02 ? 5.410.4 =3681.74W/m2℃ 5.1.3 传热系数 K 根据冷热流体的性质及温度,在(GB151-99P140-141)选取污垢热阻: 污垢热阻:Rsi=0.00058m2℃/W Rso=0.00017 m2℃/W 管壁的导热系数: ? =45 m2℃/W 管壁厚度: b=0.0025 内外平均厚度: dm=0.0225 在下面的公式中,代入以上数据,可得 K? 1 do ?idi ? Rsi do di ? bdo ?di ? Rso 1 ? ?o = 1 0.025 ? 0.00058? 0.025 ? 0.0025? 0.025 ? 0.00017 ? 1 3681.74? 0.02 0.02 45? 0.0225 440.39 =280.43W/m2℃ 所以,K 的裕度为:h= 302.66 ? 280.43 =7.34% 302.66 5.1.4 传热面积 S 由 K 计算传热面积 S S ? Q K ?tm折 ?= .064 ??8288..489m426m 535052.7646?1493..7293 该换热器的实际传热面积为: Sp=?doL(N ? nc ) =?do ?l ? d ??N ? nc ? =3.14×0.025×(6-0.06)×(76-11) =30.3m2 17 则该换热器的面积裕度为: H= Sp ? S = 30.3 ? 28.8 ? 4.95% S 30.3 5.2.壁温核算 由于换热管内侧污垢热阻较大,会使传热管内侧污垢热阻较大,会使传热管 壁温升高,减低了传热管和壳体的壁温之差。但在操作初期,污垢热阻较小,壳 体和传热管间壁温差可能较大。计算中应按最不利的操作条件考虑,因此,取两 侧污垢热阻为零计算传热管壁温。 tw ? Tm 1 ?c ?c ? tm ?h ?1 ?h 式中液体的平均温度 tm 和Tm 为: tm ? t1 ? t2 2 ? 40 ? 20 2 ? 30 (℃) Tm ? T1 ? T2 2 ? 140 ? 40 2 ? 90 (℃) ?c ? ?i ? 3681.74 W/m2℃ ?h ? ?o ? 440.39 W/m2℃ 传热管平均壁温: tw ? 90 1 3681 .74 3681 .74 ? 30 440 .39 ?1 440 .39 ? 36.18 ℃ 壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度,即 T=90℃ 壳体壁温和传热管壁温之差为: ?t ? 90 ?36.18 ? 53.82℃ 由于换热器壳程流体的温差不大,壳程压力不高,因此,选用固定管板式换 热器较为适宜。 5.3. 壳程和管程的压力降的计算 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。 5.3.1 管程压力降 管程压力降的计算公式为: ? pi ? (?p1 ? ?p2 )Ns N p Rei=18894.68(前面已求),为湍流。 取绝对粗糙度 ? ? 0.1mm, ? ? 0.1 ? 0.005 di 20 查 ? ? Re关联图,可得摩擦因数: ? ? 0.035, 18 ? ?p1 ?? l 2d i ?u 2 ? 0.035? 6 ? 995.7 ? 0.762 0.02 2 ? 3019.36Pa ?p2 ? 3 ?u2 2 ? 3? 995.7 ? 0.762 2 ? 862.67Pa 另外,式子中: 壳程数 Ns=1 管程数 Np=4 代入公式中,有: ? pi ? (?p1 ? ?p2 )Ns N p =(3019.36+862.67)×1×4=15528.12Pa35kpa 5.3.2 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: 壳程压力降埃索法公式为: ??P0 ?(?P1 +?P2)Fs Ns ?p1 ——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 ?P1 ? Ff 0 N(c N B +1)? u02 2 ,其中F ? 0.5,f0 ? 5 Re?0.228 ,=0N.8c 6?,23nc=11, NB=29,uo=0.097m/s。 F——管子排列方法对压力降的校正系数,对正三角形排列,F=0.5,对正方 形斜转 45o 排列,F=0.4,正方形排列,F=0.3; fo——壳程流体的摩擦系数,当 Re﹥500 时, fo ? 5(Reo )?0.228 nc——横过管束中心线的管子数,对正三角形排列 NB——折流挡板数 代入数值得: ?p1 =0.5×0.86×11×30×950× 0.0972 2 =634.19Pa 而 ?p2 ? N(B 3.5- 2h D )? u02 2 ,其中 h=0.2m,d=0.4m,NB=29, D——壳径,m h——折流挡板间距,m do——换热器外径,m 19 uo——按壳程流通截面积 S 计算的流速,而 S=h(D-ncdo)=0.025 m2 故 uo ? 6000 3600? 0.025?950 ? 0.7 m s 代入数值得: ?p2 ? N(B 3.5- 2h )?u02 D2 =29×(3.5- 2 ? 0.2 )× 950? 0.072 0.4 2 =168.74Pa 对于液体 Fs =1.15,于是我们有: ??P0 ?(?P1+?P2)FsNs =1.15×1×(634.19+168.74)=923.37Pa35kpa 经过以上的核算,管程压力降和壳程压力降都符合要求。 §六.设计结果汇总 换热器主要结构尺寸和计算结果表 参数 冷却水 进、出口温度,℃ 20/40 压力,Mpa 400 密度,kg/m3 995.7 定压比热容,kJ/(kg?℃) 4.174 粘度,Pa?s 0.000801 热导率,W/m?℃ 0.618 形式 管板式换热器 结 壳体内径,mm 400 构 管径,mm 参 ?25? 2.5 数 管长,mm 管数,根 管程数 4 主要计算结果 热流量,KW 传热温差,℃ 传热系数,W/(m2K) 传热面积,m2 植物油 140/40 300 950 2.261 0.000742 0.172 壳程数 1 台数 1 管心距,mm 32 6000 76 材质 碳钢 376.83 43.23 280.43 31.08 20 §七.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(主要是金属材料)制造,能在 高温、高压下使用,是目前应用最广的类型。 由壳体、传热管束、管板、折 流板(挡板)和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形,内部装有管束,管束两端固 定在管板上。进行换热的冷热两种流体,一种在管内流动,称为管程流体;另一 种在管外流动,称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数,通常在壳体内安 装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度,迫使流体按规定路程多次横向通过管束, 增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形 排列较紧凑,管外流体湍动程度高,传热分系数大;正方形排列则管外清洗方便, 适用于易结垢的流体。 流体每通过管束一次称为一个管程;每通过壳体一次称为一个壳程。为提高 管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板,将全部管子均分成若干组。这样流体 每次只通过部分管子,因而在管束中往返多次,这称为多管程。同样,为提高管 外流速,也可在壳体内安装纵向挡板,迫使流体多次通过壳体空间,称为多壳程。 多管程与多壳程可配合应用。 由于管内外流体的温度不同,因之换热器的壳体 与管束的温度也不同。如果两温度相差很大,换热器内将产生很大热应力,导致 管子弯曲、断裂,或从管板上拉脱。因此,当管束与壳体温度差超过 50℃时, 需采取适当补偿措施,以消除或减少热应力。进行换热的冷热两流体,按以下原 则选择流道:①不洁净和易结垢流体宜走管程,因管内清洗较方便;②腐蚀性流 体宜走管程,以免管束与壳体同时受腐蚀;③压力高的流体宜走管程,以免壳体 承受压力;④饱和蒸汽宜走壳程,因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液 容易排出;⑤若两流体温度差较大,选用固定管板式换热器时,宜使传热分系数 大的流体走壳程,以减小热应力。 通过此次设计,了解了很多关于换热器的知识,如换热器的选型,换热器结 构和尺寸的确定,以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等。最最重要的是我 深刻认知做设计计算时要非常小心,因为一不留神就会出错,如果前面错了没发 现,后面就全错。这是设计中的禁忌。设计内容很多,必须要付出努力才可以。 为此,也要感谢老师及同学的互相帮助。 21 八.工艺流程图 §九.主要符号说明 英文字母 B——折流板间距,m; C——系数,无量纲; d——管径,m; D——换热器外壳内径,m; f——摩擦系数; F——系数; h——圆缺高度,m; K——总传热系数,W/(m2·℃); L——管长,m; m——程数; n——指数; 管数; 程数; N——管数; 程数; NB——折流板数; Nu——努塞尔特准数; P——压力,Pa; 因数; Pr——普兰特准数; q——热通量,W/m2; Q——传热速率,W; r——半径,m; 气化潜热,kJ/kg; R——热阻,m2·℃/W; 因数; e——雷诺准数; S——传热面积,m2; t——冷流体温度,℃; 管心距,m; T——热流体温度,℃; u——流速,m/s; W——质量流量,kg/s, V——体积流量,m3/s。 22 希腊字母 α ——对流传热系数,W/(m2·℃); Δ ——有限差值; λ ——导热系数,W/(m·℃); μ ——粘度,Pa·S; ρ ——密度,kg/m3; ψ ——校正系数。 下标 c——冷流体; h——热流体; i——管内; m——平均; o——管外; s——污垢。 2 §十.参考资料 [1] 王静康. 化工设计[M]. 北京:化学工业出版,1998 [2] GB 151-1999 管壳式换热器 [3] JB/T 4715-92 固定管板式换热器与基本参数 [4] 兰州石油机械研究所. 换热器[M]. 北京:轻工出版社, [5]王志魁,刘丽英,刘伟.化工原理[M].北京:化学工业出版社,2010 [6] 夏清,姚玉英,陈常贵,等. 化工原理[M]. 天津:天津大学出版社,2001 [7] 魏崇光,郑晓梅. 化工工程制图[M]. 北京:化学工业出版社,1998 [8] 化工原理课程设计,天津大学化工原理教研室,化工出版社 1997 第一版 [9]化工设备计算, 聂清德,化工出版社,1991 第一版 [10] 食品工程原理,冯骉,中国轻工业出版社,2007 第一版 [11] 食品工厂机械与设备,许学勤,中国轻工业出版社,2008 第一版 [12] 王志魁、刘丽英、刘伟编《化工原理》[M],.北京:化学工业出版社;2010.5 [13] 柴诚敬等.《化工原理课程设计》[M],.天津:天津科学技术出版社,2000 3

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