化工原理课程设计列管式换热器设计



列管式换热器设计说明书
设计者:
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列管式换热器设计说明书
目录
一,方案简介 3 二,方案设计 4 1,确定设计方案4 2,确定物性数据4 3,计算总传热系数4 4,计算传热面积5 5,工艺结构尺寸5 6,换热器核算7 三,设计结果一览表 10 四,对设计的评述 11 五,附图(主体设备设计条件图) (详情参见图纸) 六,参考文献 12 七,主要符号说明 12 附图
2
列管式换热器设计说明书
一,方案简介 本设计任务是利用冷流体(水)给硝基苯降温.利用热传递过 程中对流传热原则,制成换热器,以供生产需要.下图(图
  1)是工 业生产中用到的列管式换热器。
选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要 等原则.换热器分为几大类:夹套式换热器,沉浸式蛇管换热器,喷 淋式换热器,套管式换热器,螺旋板式换热器,板翅式换热器,热管 式换热器,列管式换热器等.不同的换热器适用于不同的场合.而列 管式换热器在生产中被广泛利用. 它的结构简单, 坚固, 制造较容易, 处理能力大,适应性大,操作弹性较大.尤其在高压,高温和大型装 置中使用更为普遍.所以首选列管式换热器作为设计基础.
3
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二,方案设计
某厂在生产过程中, 需将硝基苯液体从
  93℃冷却到
  50℃. 处理能力为
  1×105 吨/年.冷却介质采用自来水,入口温度
  27℃,出口温度
  37℃.要求换热器的管 程和壳程的压降不大于 10kPa.试设计能完成上述任务的列管式换热器. (每年 按 300 天,每天 24 小时连续运行)
  1.确定设计方案 .
(
  1)选择换热器的类型 )
两流体温度变化情况: 热流体进口温度
  93℃,出口温度
  50℃冷流体. 冷流体进口温度
  27℃,出口温度
  37℃. 从两流体温度来看,估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大,因此 初步确定选用固定管板式换热器.
(
  2)流动空间及流速的确定 )
由于硝基苯的粘度比水的大,因此冷却水走管程,硝基苯走壳程.另外,这 样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热,提高冷却效果.同时,在此 选择逆流.选用ф
  25×
  2.5 的碳钢管,管内流速取 ui=
  0.5m/s. 2,确定物性数据 , 定性温度:可取流体进口温度的平均值. 壳程硝基苯的定性温度为:
管程流体的定性温度为: T= t= 93+50 =
  71.
  5℃ 2
27+37 =
  32℃ 2 根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据. 硝基苯在
  71.
  5℃下的有关物性数据如下: 密度 ρo=1154 kg/m3 定压比热容 cpo=
  1.558kJ/(kg℃) 导热系数 λo=4
  18.
  4×
  30.
  9×10-5=
  0.129 W/(m℃) 粘度 μo=
  0.000979 Pas 冷却水在
  32℃下的物性数据: 密度 ρi=9
  94.3kg/m3 定压比热容 cpi=
  4.24 kJ/(kg℃) 导热系数 λi=
  0.618 W/(m℃) 粘度 μi=
  0.000818 Pas

  3.计算总传热系数
(
  1)热流量 )
Wo=
  1×1
  05×10
  00÷3
  00÷
  24≈13889kg/h Qo=WocpoΔto=138
  89×
  1.5
  58×(93-
  50)=9304
  79.7 kJ/h=2
  58.5 kW
4
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(
  2)平均传热温差 )
t 'm =
t1 t 2 (93
  37) (50
  27) = ≈
  37.
  1℃ t1 93 37 ln ln t 2 50 27
(
  3)冷却水用量 )
Wi =
QO 9304
  79.7 = = 219
  45.3kg / h ( c pi t i
  4.24 × 37
  27)
(
  4)总传热系数 K )
管程传热系数
Re = d i u i pi
i
=

  0.02 ×
  0.5 × 9
  94.3 = 12115
  0.000818
λi d u p 0 c 0 α i =
  0.023 ( i i i ).8 pi i ).4 ( di i λi
=
  0.023 ×
  0.618
  4.24 × 103 ×
  0.000818
  0.4 × 1211
  50.8 × ( )
  0.02
  0.618
= 26
  18.2W (m ℃) / 壳程传热系数 假设壳程的传热系数αo=290 W/(m
  2℃); 污垢热阻 Rsi=
  0.000344 m
  2℃/W , Rso=
  0.000172 m
  2℃/W 管壁的导热系数λ=45 W/(m℃) K= 1 do d bd 1 +Ri o + o +Rso+ α id i d i λd m αo
=
1
  0.025
  0.025
  0.0025 ×
  0.025 1 +
  0.000344 × + +
  0.000712+ 26
  18.2 ×
  0.020
  0.020 45 ×
  0.0225 290
= 400W (m ℃) /
4,计算传热面积
S '' = Q 2
  85.5 × 10 3 = =
  19.24m 2 Kt m 400 ×
  37.1
考虑 15\%的面积裕度,S=
  1.
  15×S''=
  1.
  15×
  19.24=
  22.12m2
5,工艺结构尺寸
5
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(
  1)管径和管内流速及管长 )
选用ф
  25×
  2.5 传热管(碳钢),取管内流速 ui=
  0.5m/s,选用管长为 3m
(
  2)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 Ns = A实
πd o l
=

  22.12 = 94根
  3.14 ×
  0.025 × 3
按单程管计算其流速为
u= Wi (3600 × 9
  94.
  3) 219
  45.3 /(3600 × 9
  94.
  3) / = =
  0.21m / s πd i2 n s
  3.14 ×
  0.02 2 × 94 4 4
按单管程设计,流速过小,宜采用多管程结构.则该换热器管程数为
Np = ui 0 .5 = ≈ 2 (管程) u
  0.21
传热管总根数 N=94 (根)
(
  3)平均传热温差校正及壳程数 )
平均传热温差校正系数 93 37 56 R= = =
  2.43 50 27 23
P= 50 27 23 = =
  0.41 93 37 56
按单壳程,双管程结构,温差校正系数应查有关图表.可得 φ t =
  0.90 平均传热温差
' t m = φ t t m =
  0.90 ×
  37.1 =
  33.
  39℃
(
  4)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,隔板两侧采用正方形排列.取管 心距 t=
  1.25 d0,则 t=
  1.
  25×25=
  31.
  25≈32(mm) 横过管束中心线的管数
N C =
  1.1 94 =
  10.7 ≈ 11根
得到各程之间可排列 11 支管,即正六边形可排 6 层.则实际排管数设为 102 根, 其中 4 根拉杆,则实际换热器为 98 根
(
  5)壳体内径 )
采用多管程结构,取管板利用率η=
  0.7,则壳体内径为
D =
  1.05t
N
η
=
  1.05 × 32
98 = 3
  89.4mm 0 .7
6
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圆整可取 D=400mm
(
  6)折流板 )
采用弓形折流板,取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.
  25×400=100mm,故可取 h=100 mm. 取折流板间距 B=
  0.5D,则 B=
  0.
  3×400=200mm,可取 B 为 2
  00. 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=3000/200-1=14(块) 折流板圆缺面水平装配.
(
  7)接管 )
壳程流体进出口接管:取接管内硝基苯流速为 u=
  1..0 m/s,则接管内径为
d1 =
4V = π u
4 × 13889 (3600 × 11
  54) / ≈
  0.065m
  3.14 ×
  1.0
取标准管径为 108 mm×11mm. 管程流体进出口接管:取接管内冷却水流速 u=
  1.5 m/s,则接管内径为
d2 =
4 × 219
  45.3(3600 × 9
  94.
  3) / =
  0.072m
  3.14 ×
  1.5
取ф76mm×
  6.5mm 无缝钢管.
  6.换热器核算 .
(
  1)热量核算 )
①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板,可采用凯恩公式
α o =
  0.36
λ
de
Re o

  0.55
/3 Pr 1 (

  0.14 ) w
当量直径,由正三角形排列得
4( 3 2 π 2 3 π t d o ) 4( ×
  0.032 2
  0.025 2 ) 2 4 2 4 = =
  0.020m πd o
  3.14 ×
  0.025
de =
壳程流通截面积
S o = BD(1 do
  0.025 ) 0 .2 × 0 .4 × 1 = ( )
  0.0175m = t
  0.032
壳程流体流速及其雷诺数分别为
uo =
13889 (3600 ×11
  54) / =
  0.191m / s
  0.0175
  0.02 ×
  0.1
  91× 1154 Re o = = 4503
  0.000979
普兰特准数
Pr =
  1.558 × 103 ×
  0.000979 =
  11.8
  0.129
7
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粘度校正 (

  0.14 ) ≈1 w

  0.129 × 106
  32.4
  0.55 ×
  11.81/ 3 × 1 = 8
  66.6W (m 2 ℃) /
  0.02 ②管程对流传热系数
α o =
  0.36 ×
α i =
  0.023
λi
di
Re
  0.8 Pr
  0.4
管程流通截面积
S i =
  0.785 ×
  0.02 2 × 98 / 2 =
  0.0148m 2
管程流体流速
219
  45.3(3600 × 9
  94.
  3) / =
  0.414m / s
  0.0148
  0.02 ×
  0.414 × 9
  94.3 Re i = = 100
  64.6
  0.000818 ui = 普兰特准数
  4.24 × 10 3 ×
  0.000818 = 5 .6
  0.618
  0.618 α i =
  0.023 × × 108
  91.
  10.8 ×
  5.6
  0.4 = 24
  02.3W /(m 2 ℃)
  0.02
Pr =
③传热系数 K
K= 1 do d bd 1 +Ri o + o +Rso+ α id i αo d i λd m 1

  0.025
  0.025
  0.0025 ×
  0.025 1 +
  0.000344 × + +
  0.000712+ 24
  02.3 ×
  0.020
  0.020 45 ×
  0.0225 8
  66.6 2 = 3
  47.5W (m ℃) / ④传热面积 S Q 2
  58.5 × 103 S = = = 20m 2 Kt m 3
  47.5 ×
  37.1
''
=
该换热器的实际传热面积 Sp
S p = πd o lN =
  3.14 ×
  0.025 × 3
  0.
  06) 98 11 ≈
  22.2m 2 ( × ( )
该换热器的面积裕度为
H=
S p S '' S
× 100\% =

  22.2 20 = 11\% 20
8
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传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务.
(
  2)换热器内流体的压力降 )
①管程流动阻力 ∑ΔPi=(ΔP1+ΔP
  2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=
  1.5
P = λi 1 l ρ u2 ρ u2 ,P2 = ξ d 2 2
由 Re=100
  64.6,传热管相对粗糙度
  0.01/20=
  0.005,查莫狄图得λi=
  0.037 W/m℃, 流速 ui=
  0.414m/s,ρ=994 .3kg/m3,所以
3 9
  94.3 ×
  0.414 2 × = 4
  72.9 Pa
  0.02 2 9
  94.3 ×
  0.414 2 P2 = 3 × = 2
  55.6 Pa 2 × ∑ Pi =(4
  72.9 + 2
  55.
  6)
  1.5 × 2 = 21
  85.5Pa<10kPa P1 =
  0.037 × 管程压力降在允许范围之内. ②壳程压力降
= ∑ P (P + P )FtNs
o ' 1 ' 2
Ns = 1, Ft = 1 流体流经管束的阻力
2 ρ uo
P1' = Ff o nc ( N B +
  1) F = 0 .5
2
f o = 5 × 100
  64.6
  0.228 =
  0.6114 nc = 11, N B = 14, u o =
  0.191 P1' =
  0.5 ×
  0.6114 × 11 × (14 +
  1) ×
流体流过折流板缺口的阻力
2 2B ρ uo P = N B (
  3.5 ) D 2 B =
  0.2m, D =
  0.4m ' 2 2 2B ρ uo 2 ×
  0.2 1154 ×
  0.1912 P = N B (
  3.5 ) = 14 × (
  3.5 )× = 7
  36.7 Pa D 2 0 .4 2 总压力降∑ Po = 10
  64.1 + 7
  36.
  7) 1 × 1 = 18
  00.8<10kPa ( × ' 2
1154 ×
  0.1912 = 10
  64.1Pa 2
壳程压力降也比较适宜.
9
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三,设计结果一览表 换热器形式:固定管板式 换热面积(m
  2):
  22.2 工艺参数 名称 物料名称 操作压力,Pa 操作温度,℃ 流量,kg/h 流体密度,kg/m3 流速,m/s 传热量,kW 总传热系数,W/m2K 传热系数,W/(m
  2℃) 污垢系数,m2K/W 阻力降,Pa 程数 推荐使用材料 管子规格 ф
  25×
  2.5 管间距,mm 32 折流板型式 上下 壳体内径,mm 400
表格 1
管程 冷却水 未知 27/37 219
  45.3 9
  94.3
  0.414 2
  58.5 3
  47.5 24
  02.3
  0.000344 21
  85.5 2 碳钢 管数 98 排列方式 间距,mm 200 保温层厚度,mm
壳程 硝基苯 未知 93/50 13889 1154
  0.191
8
  66.6
  0.000172 18
  00.8 1 碳钢 管长 mm:3000 正三角形 切口高度 25\% 未知
10
列管式换热器设计说明书
四,对设计的评述
初次接触化工原理课程设计,还荒谬地以为是像其他课程一样是实验类的, 听课的时候也一头雾水,根本不知道该做什么,该怎么做,无从下手,只是觉得 好难.有一段时间都在观望. 所以自己设计的时候只能是根据老师提供的模板,用新的数据代替旧的数 据,其他的公式完全照抄,花了一天时间,终于把计算部分完成了.裕度 15\%, 在合理范围内,但是,一看压力降,彻底崩溃了,12 多千帕,天啊,完全不合 理. 再细看模板和自己的设计的时候, 发现了很多问题, 我的设计根本是行不同, 果真用这设计的话,也是谋财害命. 所以我决定重新来过.这时离交作业还有三天,做出来的裕度居然一直都 在 50\%以上,重新分析计算的过程中也出现了几次错误,由于急于求成,算出 来后的结果偏离太多,检查才发现部分数据出现了错误,而且老师给的模板里面 也有一些错误,这样照搬下去的一些公式就除了问题了,只好静下来认真地理解 和消化原有的一些公式,这样又一次重新算过. 因此,有花了一天的时间在计算上. 那么接下来就是画图了,由于学过机械制图,以为画图比较简单,5 个小时 左右可以完成,谁知道,画图更难,这主要是因为在设计的时候,没有兼顾考虑 到画图,因此设计出来的管数很难安排,冥思苦想了好久,换了好多方案,查了 好多资料,换了多种排列方法,还是行不通. 最终,只好把管数安排成易于排列的数目,才解决了这个问题. 其实,在整个过程中,虽然遇到了很多问题,也犯了不少错误,但是自己 真的学到了很多东西,比如 word 文档公式的运用,比如如何使自己的设计更加 合理,这就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法,才 能达到事半功倍的效果. 我觉得, 如何查找数据也很重要, 假如自己查不到数据, 接下来的工作完全没办法做,假如查的数据是错误的,那设计出来的东西也是错 误的,而且很可能导致严重的后果.
11
列管式换热器设计说明书
六,参考文献
《化工原理》,王志魁 编,化学工业出版社,20
  06. 《化工设备设计》,潘国吕,郭庆丰 编著,清华大学出版社,19
  96. 《化工物性算图手册》,刘光启等 编著,化学工业出版社,20
  02. 《生物工程专业课程设计》,尹亮,黄儒强 编. 《石油化工基础数据手册 》《化学化工工具书》等.
七,主要符号说明
硝基苯的定性温度 硝基苯密度 硝基苯定压比热容 硝基苯导热系数 硝基苯粘度 热流量 热负荷 总传热系数 温差校正系数 初算初始传热面积 初算实际传热面积 壳体内径 折流板间距 折流板数 管程压力降 壳程压力降
表格 2
T ρo cpo λo μo Wo Qo
K
冷却水定性温度 冷却水密度 冷却水定压比热容 冷却水导热系数 冷却水粘度 冷却水流量 平均传热温差 管程雷诺数 管程,壳程传热系数 传热管数 管程数 横过中心线管数 管心距 接管内径 当量直径 面积裕度
t
ρi cpi λi μi
Wi
t 'm Re
φt
S ''
αi
Ns
αo
S D B NB
Np NC
t
d1
de
d2
∑ P
i
∑ P
H
o
12
 

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