列管式换热器的设计

北京化工大学北方学院

课程设计报告

课程名称 列管式换热器设计

设计题目 有机气体换热器设计

专业班级 应化0809

学 号 080105267

姓 名 张富彬

指导老师 丁德玲

设计时间 1-7周

2011年10月

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目 录

—.引言

1.1 列管式换热器设计任务书…………………………………3 1.2 工艺流程草图及说明………………………………………5 二、正文

2.1 确定设计方案………………………………………………6 2.2 工艺计算………………………………………………7 2.2.1 确定物性数据…………………………………………………………7

2.2.2 传热量…………………………………………………………………7

2.2.3 冷却水用量……………………………………………………………7

2.2.4 平均温差………………………………………………………………8

2.2.5 传热系数和传热面积的确定…………………………………………8

2.3 工艺结构尺寸的确定………………………………………9 2.3.1管程数和传热管数………………………………………9 2.3.2传热管排列和分程方法…………………………………9

2.3.3 壳体直径…………………………………………… 10

2.3.4 折流板………………………………………………10 2.3.5 接管…………………………………………………10

2.4 换热器核算………………………………………………11 2.4.1.传热面积校核………………………………………11

2.4.2换热器内压降的核算……………………………………13

三、主要结构尺寸和计算结果表……………………………………16

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四、设计评述…………………………………………………………17 五、参考文献…………………………………………………………18

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(三)、设计内容

1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算

3、主要设备工艺尺寸设计 （1）冷凝器结构尺寸的确定 （2）传热面积、两侧流体压降校核 （3）接管尺寸的确定

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1.2工艺流程草图及说明

反应器的混合气体与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃后，进入吸收塔吸收其中的可溶性组分。已知混合气体的流量为217000kg/h，压力为6.9MPa,循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃。

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二、 正文

2．1确定设计方案

2.1.1.选择换热器的类型

考虑到两流体温度的变化情况，该换热器管壁温度和壳体温度之差较大，因此为了消除这一因素所产生的热应力，初步确定此处选用浮头式换热器。

2.1.2.流体流动空间及流速的确定

由于循环冷却水容易结垢，而有机气体是被冷却物料，因此为了便于散热和水垢的清洗，应使循环水走管程，混合气体走壳程。

据相关资料和设计任务可选择管内流速u2=1.5m/s.根据我国试行的标准，选用25mm×2.5mm规格的碳钢管，即传热管的内径d2=20mm. 流体的流动方式选择逆流。

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2.2 工艺计算

2.2.1确定物性数据

进料量：（140000+77*1000）=217000kg/h，即m1=217000kg/h.

项目 定性温度 物性参数 管程 壳程 t2939342℃ t1106085℃ 2c3=90㎏/m 1c3=994.3kg/m 2p1=3.297kJ/㎏℃ p2=4.174kJ/kg℃ =0.0279w/m =1.5×10Pas 1-52=0.624w/m℃ 1-3=0.742×10Pas 2

2.2.2传热量：

Qqm1c(TTp112)qm2c(tt)p221=217000×3.297×

(110-60)=35772450KJ/h=9936.79KW

2.2.3冷却水用量：

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WQ/Cp2(t2t1)35772450/4.17410857030.43Kg/h238.06Kg/s

2.2.4平均温差：

t1t2(T1t2)(T2t1)tmlnt1lnt1t2t2

(11039)(6029)48.3。C71ln31

2.2.5传热系数的估算和传热面积的确定

1.平均传热温差校正系数的确定：

Pt2t139290.12. RT1T2110605。假设换热器为单壳程，T1t111029t2t139292、4、6管程结构。查《化工原理课程设计书图2-10》得温差校正系数φ=0.97.所以tm'.tm0.9748.346.9C。

由于φ>0.8，同时壳程流体的流量较大，故换热器取单壳程合适。

2.传热面积的确定：

求传热面积必先知传热系数K值的大小。根据《化工原理书表3-8》可知有机气体与水之间的传热系数在340-910W.m-2.℃-1范围内。根据两流体的情况，假

Q9936.79103设Kg=530W.m.℃,则传热面积 Ag399.76m2. 'Kgtm53046.9-2

-1

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2.3 工艺结构和尺寸的确定

2.3.1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

W/2V238.06/994.3ns509 222d2u2d2u20.7850.021.544

按单程管计算，所需的传热管长度为：

LgAgd0ns399.7610.00(m)。

3.140.025509按单管程设计，传热管过长，因此采用多管程结构。取传热管长L=6m，则该换热器管程数为：

NpLgL102(管程) 6传热管总根数

N=509×2=1018（根）

通过以上的计算分析可基本确定所需换热器应为单壳程、双管程结构。

2.3.2 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。隔板两侧采用正方型排列【化工原理课程设计，图3-5】管心距t=1.25do=1.25×25=31.25≈32（mm）,隔板中心到离其最近一排管中心距离：Z=t/2+6=22mm各程相邻管的管心距为44mm。

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横过管束中心线的管数 2.3.3 壳体直径

采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板利用率0.75，则壳体直径为：

nc1.1N1.1101836(根）。

D1.05tN/1.05321018/0.751238(mm)

圆整可取1250（mm）

2.3.4 折流板

采用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=0.25×1250=313mm,所以可以取h=310mm，所取折流板间距B=0.3D=0.3×1250=375mm可取B=400(mm)

折流板数：

NB传热管长6000114（块）

折流板间距4002.3.5 接管

壳程流体进出口接管：取接管其流体流速为u=6m/s,则接管内径为

d14Vu14217000/(360090)3.146

0.377(m)

取标准管径为380（mm）。

管程流体出口接管：取管内流体流速u2=1.5m/s,则接管内径为

d2

4238.06/994.30.451(m) 取标准管径为450mm。

3.141.5 10 / 17

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2.4 换热器核算

2.4.1.传热面积校核

1.管程对流传热系数 20.0232d2Re20.8Pr20.4 【化工原理课程设计，公式4-23】

管程流体流通截面积

S20.7850.0225090.1598(m2)

管程流体的流速和雷诺数分别

238.06/994.31.498m/s u20.1598

管子按正三角形排列，传热当量直径为

3224td04(30.03220.7850.0252)242de0.020(m) d03.140.025 则Re2普朗特数 Pr2可得

deu2220.021.498994.340174

0.742103cp2224.1741030.7421034.963

0.6240.624401740.84.9630.46567W/m2C 0.0220.023

2，壳程对流传热系数

10.550.36RePr 111dew130.14 【化工原理课程设计，公式

4-25】

壳程流通截面积

dS1BD11t =0.4×1.25×

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(1-0.025/0.032)=0.109375(m2).

壳程流体流速和雷诺数分别为

217000/(360090)u16.123m/s

0.109375

0.026.12390Re1734760 51.510

普朗特数

3.2971031.5105Pr11.773

0.0279

黏度校正 (

则壳程传热膜系数

0.14)1 w10.361deRe0.551Pr1(130.14)w10.02790.550.367347601.77331

0.021023(w/m2℃）

3.污垢热阻和管壁热阻

管外侧污垢热阻：0.8598×10-4m2 ℃/W

管内污垢热阻： 3.4395×10-4 m2 ℃/W

碳钢在此条件下的热导率为：45W/m·℃ 【化工原理课程设计附录】 已知管壁厚度为：b0.0025m，

4.总传热系数K

K1d1dbd1Rs211Rs12d2d2dm1

【化工原理课程设计，公式4-22】

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1

0.0250.0250.00250.02513.43941040.859810465670.020.02450.02251023 594(w/m2℃）

5.传热面积校核

Q9936.791032A357(m) 'Ktm59446.9【化工原理课程设计，公式4-10】

实际传热面积

Apd1LN3.140.0256(101836)462(m2)

换热器的面积裕度为

HAPA4623570.29 =29% A357

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2.4.2换热器内压降的核算

1.管程阻力

Pi(P1P2)NsNpFt

Ns1,Np2,l2u22P12d22

由Re240174，传热管相对粗糙度0.01/20=0.005,查莫狄图得 0.04。所以361.4982994.3P14410.5(Pa)10.0430.022P2

2u222994.31.498233351.3(Pa)

2所以P5i(14410.。因其在3351.3)21.4KP4a9. 13 / 17

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35-70KPa之间，故管程流体阻力在允许范围之内。

2.壳程阻力。按下式计算

P0(P1P2)FtNs，

其中Ns1,Ft1. 流体流经管束的阻力

Ffn(N1)1u1 P10cB22F0.5,f05.0Renc36

0.22815.07347600.2280.23

NB14

u16.123m/s

则

0.50.2336(141)906.123104.8(kpa) P122流体流过折流板缺口的阻力

2B1u1P2NB(3.5)，

D22

20.4906.123）67.6(kpa) 则 P214(3.51.2522总阻力

P104.867.6172.4(Kpa) 因其在70-250Kpa之

间，故壳程流体的阻力也适宜。

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三．主要结构尺寸和计算结果

参数 流量/（Kg/h) 进（出）口温度/℃ 压力/MPa 定性温度/℃ 密度/Kg/m 物性 定压比热容/[kJ/(kg/℃)] 黏度/Pa·s 热导率/[W/(m·℃)] 普朗特数 形式 壳体内径/mm 设备结构参数 管径/mm 管长/mm 管数目/根 传热面积/m2 管程数 主要计算结果 流速/（m/s） 表面传热系数[W/(m2·℃） 污垢热阻/(m*℃/W） 阻力/KPa 热流量/kW 传热温差/K 传热系数/[W/m2*℃] 裕度/%

23管程 857030 29/39 0.4 34 994.3 4.174 0.742×10-3 0.624 4.963 浮头式 1250 Φ25×2.5 6000 1018 462 2 壳程数 台数 1.5×10-5 壳程 217000 110/60 6.9 85 90 3.297 0.0279 1.773 1 1 32 正三角形 14 400 碳钢 壳程 6.123 1023 -4 管心距/mm 管子排列 折流板数/个 折流板间距/mm 材质 管程 1.498 6567 3.4394×1049.7 9936.8 48.3 594 29 0.8598×10172.4 -4

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四. 设计评述

此方案经过多次计算后得出结果，保证各参数均在设计要求之内，准确可行。

壳程流体流速u16.123m/s，流体雷诺数Re。0管程流体流速173476u21.498m/s，流体雷诺数Re240174。因此管程流体流动为湍流，能够较好的达到换热的要求。

每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。正三角形排列结构紧凑，正方形排列便于机械清洗。该换热器的面积裕度H=29％，因此所设计换热器能够完成生产任务。

本设计所采用的换热器类型为浮头式换热器，其管束膨胀不受壳体约束，所以壳体与管束之间不会由于膨胀量的不同而产生热应力。而且在清洗和检修时，仅需将管束从壳体中抽出即可，所以能适用于管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合。但由于浮头的端盖在操作中无法检查，所以在制造和安装时要特别注意其密封，以免发生内漏，管束和壳体的间隙较大，要避免短路。

五 .参考文献

[1] 《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 [2] 《化工原理》， 杨祖荣，化工出版社（ 第三版） [3] 《化工机械手册》，化工机械手册编辑委员会，天津出版社。 [4] 《化工CAD制图基础》，周军，化学工业出版社 2008.

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六、指导老师评语

签名： 年 月

17 / 17 日