多壳程列管式换热器的设计方案

1 多壳程列管式换热器的设计方案 一、 符号说明： 二、 理量（英文字母） C ) n 管数 容量流率比 N 程数 d 管径 ,m P 压强 , 换热器壳径 ,m q 热通量 ,W/m f 摩擦系数 Q 传热速率或热负荷 ,W F 系数 r 汽化热或冷凝热 KJ/kg g 重力加速度 , m/s R 热阻， m B 挡板间距 S 传热面积， m K 总传热系数 ,W/(m T 流体温度， C I 长度 ,m t 流体温度， C L 长度 ,m v 流速 m/s 理量（希腊字母） 对流 传热系数 ,W/(m 黏度， 导热系数 ,W/(m 密度 ,kg/m 传热系数 校正系数 2 二、设计目的 通过课程设计进一步巩固本课程所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学知识系统化。通过本次设计，应了解设计的内容、方法及步骤，使学生有调研技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书的能力。 三、参数与条件设置： 知参数： （ 1 ）热流体（柴油）： 80 ， 30 ，6000kg/h； （ 2）冷流体（油品）： 0 ， 10 ，压力 计条件： （ 1） 壳程数： 2； （ 2） 压力降 程流速 6 程数和传热管 根据传热管内径和流速确定单程传热管数 3600815/(40216422 (根 ) 按照单程管计算，所需的传热管长度为 = S ， S= 因壳程 =2，管程 =1,所以 )(661 按单程管设计，传热管过长，则采用多管程结构。现在传热管长 L=6m，则该换热管程数为 88881 N (根） 表 5计方案中选取的 4 种管程的管程布置 均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 011011 12 tT 0 1 3 01 8 012 21 因为壳程 = 2 按照多壳程，单管程结构，温差校正应查有关图表。但 R=1 程数 流动顺序 管箱隔板 介质返回侧隔板 7 的点在图上难以读出， 由化工原理上册232 19可得 : t 平均传热温差 图 壳程摩擦系数 f 0与 的关系 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。去管心距 t= 8 )( 横过管束中心线的管数 体内径 采用多壳程结构，则壳体内径为 )( 20 2 12(323)1(0 圆整可取 D=350 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 ,故可取 h=90折流板间距 B= )(10 535 03.0 ,故取 B 为 110 折流板数 （块）折流板间距 传热管长 3 2 61 03 6 0 0 01- 折流板圆缺面水平装配。 管 壳程流体进出口接管：取接管内柴油流速为 u=s,则接管内径 )(0 1 7 1 53 6 0 0/(3 6 0 0 044 管程流体进出口接管：取接管内原油流速为 u=s，则 )(0 1 1 8153 6 0 0/(4 0 2 1 64 热器核算 量核算 9 （ 1）壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用克恩公式 ( 当量直径，由正三角形排列得 )(0 2 2 (4)42 3(4 20202e 壳程流通截面积 : )( 300 壳程流体流速及其雷诺数分别为 )/(7153600/(36000 30 7913103 0 普兰特准数 0 粘度校正 1)( w )./( (2)管程对流传热系数 d 管程流通截面积 10 )(0 13 2 mS i 管程流体流速 )/(8153600/(40216 i 5 37 9103 8 普兰特准数 031 0 0 )./( （ 3） 传热系数 K )./(（ 4） 传热面积 S )(01240 23 该换热器的实际传热面积 (288(60 2 20 该换热器的面积裕度为 %67%1 0 7 7%1 0 0 S p 传热面积合适，该换热器能完成任务。 热器内流体的 流动阻力 （ 1） 管程流动阻力 ( 21 11 ,2 2,22221 由 379，传热管相对粗糙度 ，查莫狄图得 i由 ，传热管相对粗糙度 ，查莫狄图得 管程流动阻力在允许范围之内。 （ 2） 壳程阻力 ( ,2,10 N 流体流经管束的阻力 2)1(20,1 1 35, )(12562 326(26,122,10c 流体流过折流板缺口的阻力 )()2,220,2 总阻力 12 壳程流动阻力也比较适宜。 （ 3) 换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器主要结构尺寸和计算结果见表 5 5热器主要结构尺寸和计算结果 换热器型式：浮游器式换热器 管口表 换热面积 符号 尺寸 用途 连接型式 工艺参数 a 名称 管程 壳程 b 物料名称 原油 煤油 c 操作压力， d 操作温度 ， c 180/130 110/60 e 排气口 流量， kg/h f 放净口 流体密度， kg/825 附图 流速， m/s 热量， 总传热系数， w/对流传热系数， w/ 污垢系数， m 阻力降， 程数 推荐使用材料 碳钢 碳钢 管子规格 管数 管间距， 排列方式 折流板型式 间距体内径 保温层厚度， 六、本设计的个人小结： 通过本次课程设计，我对换热器的结构 、 性能都有了一定的了解，同时，在设计过程中，我也掌握了一定的工艺计算方法。 13 换热器是化工厂中重要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此，选择合适的换热器是相当重要的。在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设计是要通过反复计算，对各项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的设计，为此，设计时应考虑很多方面的因素。 首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数不合适，使规定条件下的计算结果与初设值的比值不在要求范围内，因此，经过多次计算，才选择到合适 的 K 值为 2/443，计算结果为2/360，安全系数为 满足要求。 其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，通过分析操作要求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。 再次，从压强降来看，管程约为 10401程约为 4432低于要求值（ 50因此，可适当加大流速，从而加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低污垢热阻，然而，流速增加，流动阻力也会随之增大，动 南京工程学院课程设计说明书（化工原理课程设计 ) 力消耗就增多，因此，作出经济衡算在确定流速时是相当重要的。 此 外，其他因素（如加热和冷却介质用量，换热器的检修和操作等），在设计时也是不可忽略的。根据操作要求。 14 在检修和操作方面，固定管板式换热器由于两端管板和壳体连接成一体，因此不便于清洗和检修。 本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其他各项问题，但它们之间是相互矛盾的。如：若设计换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能使总传热系数或压强降减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限制，且换热器的造价也提高了。因此，只能综合考虑来选择相对合适的 换热器。 然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。在设计的过程中我发现板式换热器采用同一板片组成不同几何尺寸和形状的流道（非对称流道）解决了两侧水流量不等的问题，同时与对称结构相比具有相同的耐压性和使用寿