列管换热器设计.doc

1、设计目的化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过课程设计达到如下目的：1.1.巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化；1.2培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力；1.3熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法；1.4学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图；1.5训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；1.6通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力；1.7学会编写设计说明书。2设计方案的确定及流程说明2.1管壳式换热器的设计和选型 管壳式换热器是一种传统的标准换热设备，它具有制造方便、选材面广、适应性强、处理量大、清洗方便、运行可靠、能承受高温、高压等优点，在许多工业部门中大量使用，尤其是在石油、化工、热能、动力等工业部门所使用的换热器中，管壳式换热器居主导地位设计方案的选定设计方案的选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构的型式和主要操作条件。所选方案必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；（2）操作平稳、易于调节；（3）经济合理；（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要内容有：管壳式换热器的选择、传热面积的计算、结构设计和计算2.2设计换热器的流程 （1）估算传热面积，初选换热器型号 根据换热任务，计算传热量。 确定流体在换热器中的流动途径。 确定流体在换热器中两端的温度，计算定性温度，确定在定性温度下的流体物性。 计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温。 根据两流体的温差和设计要求，确定换热器的型式。 依据换热流体的性质及设计经验，选取总传热系数值 。 依据总传热速率方程，初步算出传热面积 ，并确定换热器的基本尺寸或按系列标准选择设备规格。 （2）核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数，确定污垢热阻和热导率 ，再计算总传热系数 ，然后与裕度值比较，若在其范围内 ，则初选的换热器合适，否则需另温度值，重复上述计算步骤。（3）计算管、壳程压降根据初选的设备规格，计算管、壳程的流速和压降，检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，再确定管程和折流挡板间距，或选择其它型号的换热器，重新计算压降直至满足要求为止。 应予指出，上述计算步骤为一般原则，设计时需视具体情况而定。 3、换热器设计3.1.确定物性数据3.1.1两流体的温度变化情况：冷流体的进口温度为T1158，出口温度为T2370。热流体的进口温度为 t1410，根据经验，选择热流体降温180，则假设热流体的温度为t2=230从两流体的温度来看，t差=(410+230)/2-(370+158)/2=56,大于50，换热器的管壁温度和壳体壁温之差较大。应选用适合高温的换热器或加做补偿类型。3.1.2、流体流入空间的选择该设计的热流体为变换气，冷流体为半水煤气。因两流体压力相差不大，为使变换气不向空气中散热，提高升温效果，使变换气走管程，半水煤气走壳程。 半水煤气的定性温度：（158+370）/2264 变换气的定性温度：(410+230）/2320 3.1.3、分别查找计算半水煤气中各组分物性为： CO摩尔分数：=29.8/（29.8+38.7+21.7+8.7+0.2+0.65+0.25+92）=29.8/192=0.155同理算出其它组分摩尔分数及相应质量分数，查表得出定性温度下参数见表1、表2。参见化工原理Pg388，Pg384,Pg381表1（煤气）表2（变换气）：组分COH2N2CO2O2CH4ArH2O半水煤气365.121.735.500.650.2581.3摩尔分数 0.014 0.314 0.105 0.171 0.000 0.003 0.001 0.392 质量分数 0.022 0.034 0.157 0.404 0.000 0.003 0.003 0.378 比定压热容 /KJKg-1-1.0414.61.121.121.043.40.552黏度/mPas0.02960.01340.0280.0290.0330.01850.0330.022热导率 /Wm-1-10.0430.280.0420.0360.050.0750.0310.61组分COH2N2CO2O2CH4ArH2O半水煤气29.838.721.78.70.20.650.2592摩尔分数 0.1550.2020.1130.0450.0010.0030.0010.479质量分数 0.233 0.022 0.170 0.106 0.002 0.003 0.002 0.463 比定压热容 /KJKg-1-1.0141.041.041.03.00.531.9黏度/mPas0.02860.01290.02650.0260.030.01710.030.0178热导率 /Wm-1-10.0410.250.040.0340.0430.0730.0260.5993.1.4、混合气体密度1mol混合煤气平均分子量=18.630g标态混合煤气密度为18.614/22.4=0.832g/L1mol混合变换气平均分子量=18.639g标态混合变换气密度为18.639/22.4=0.832g/L3.1.5、混合气体定压比容Cp煤气=1.715 KJKg-1-Cp变换气=1.911 KJKg-1-3.2计算热负荷计算热负荷（换热器损失的冷流体热负荷的3.5）因为：q干半水煤气/q煤气=100/192q干半水煤气/q变换气=100/207.5所以:q煤气= q干半水煤气/（100/192）=3400/（100/192）=6528Nm3/hq变换气= q干半水煤气/（100/207.5）=3400/（100/207.5）=7055Nm3/ht煤气=370-158=212Q总=q煤气*煤气* Cp煤气*t煤气*1.035=6528*0.832*1.715*212*1.035=2043825.5KJ/h=2043825.5/3600=567.73KW3.3估算传热面积T变换气= Q总/(q变换气*变换气* Cp变换气)=2043825.5/(7055*0.832*1.911)=182即T2=T1-T变换气=410-182=228平均传热温差，先按纯逆流计算t逆=197K因为是气气对流，且压力不高，故可设K=65 Wm-2-1A估= Q总/（K估t逆）=567.73*1000/65/197=44.33 m24、工艺结构尺寸的计算4.1、选管子规格选用252mm，长6m管。4.2总管数和总管程数确定管子在管板上的排列方式根据经验，选取管子内单程流速 13m/s，则在工况条件下Q变工=7055*(273+(410+228)/2)/273/10.5=1457 m3/hQ煤工=6528*(273+(370+158)/2)/273/11=1167 m3/hNs=1457/3600/(3.14/4*0.02*0.02*13)=99根按单管程计算：L=44.33/(3.14*0.025*99)=5.7mNp=5.7/6=1（程）A实=0.025*3.14*6*99=46.63 m24.3、传热管排列和分程采用正三角形排列,取管心距t=1.3d0=1.3*25=32.5=33mm壳程流量较大，故选用单壳程壳体内径D=t*（1.1-1）+3*d0=33*(1.1*-1)+3*25=404mm按卷制壳体的进级档，可取D=500mm4.4、折流板：切去圆高度h=0.25D=0.25*500=125mm,取150mm折流板间距B=0.3D=0.3*500=150mm,取200mm折流板数NB=L/B-1=6000/200-1=29块4.5、其他附件：拉杆数量与直径查表选取,拉杆直径为16mm，数量为4根。管壳入口处设置防冲挡板。4.6、接管管程流体进出口管取管内气速15/sD1=0.185m=185mm,取管径200mm壳程流体进出口管取管内气速20/sD2=0.144m=144mm,取管径150mm5、换热器核算5.1、热量核算5.1.1、壳程表面传热系数，用克恩法计算h0=0.36/de*Re0.55Pr1/3(/w)0.14根据表1计算得混合煤气煤气=Xi*i=0.019810-3Pas煤气=Xi*i =0.35 Wm-1-1根据表2计算得混合变换气变换气=Xi*i=0.02110-3Pas变换气=Xi*i=0.338 Wm-1-1工况下煤气密度工煤气=0.832*273/（273+（370+158）/2）*11=4.65g/L工变换气=0.832*273/（273+（410+228）/2）*10.5=4.03g/L当量直径de=4(/2t2-/4*d02)/（* d0)=4*(/2*33*33-3.14/4*25*25)/3.14*25=23.1mm=0.023mS0=BD(1-d0/t)=0.2*0.5*(1-25/33)=0.0242m2则壳程流速u煤=1167/3600/0.0242=13.4m/sRe煤=0.023*13.4*4.65/0.0189*1000=75827Pr煤=Cp煤气*煤气/煤气=1.715*1000*0.0198/1000/0.35=0.097设(/w)0.14=1h0=0.36/de*Re0.55Pr1/3(/w)0.14=0.36*0.35/0.023*758270.55*0.0971/3*1=85.5 Wm-2K-15.1.2、管内表面传热系数hi=0.023i/di*Re0.8Pr0.3ui=13m/sRe变=0.02*13*4.03/0.021*1000=49895Pr变=Cp变换气*变换气/变换气=1.911*1000*0.021/1000/0.338=0.119hi=0.023i/di*Re0.8Pr0.3=0.023*0.338/0.02*498950.8*0.1190.3=1177 Wm-2K-15.1.3污垢热阻和管壁热阻：查表取值化工原理Pg136管外侧污垢热阻Ro=0.0005管内侧污垢热阻Ri=0.0004管壁热阻Rw=0.002/45=0.000044 m2K1 W-15.1.4传热系数KcKc=1/(1/85.5+0.0006+0.0008+0.000044+1/1177)=71.48W/（m2K）Ac=Q总/ Kc/tm=567.73*1000/71.48/197=40.32 m25.1.5、传热面积裕度A0=3.14*0.025*6*99=46.63m2H=(A0-Ac)/Ac*100%=(46.63-40.32)/40.32*100%=15.6%传热面积裕度合适。6、阻力核算6.1、管程Pt=(Pi+Pr)NsNpFsNs=1,Np=1Pi=i*L/di*u2/2 Re=49895,相对粗糙度0.01，查得i=0.038Pi=0.038*6/0.02*4.03*13*13/2=3882.1 PaPr=3*4.03*13*13/2=1021 PaPt=（3882.1+1021）*1.5=7355Pa=7.4KPa6.2壳程（埃索法）Ps=(Po+Pi)NsFsNs=1,Fs=1Po=F*fo*Ntc*(NB+1)*u2/2F=0.5fo=5*75827-0.228=0.386Ntc=1.1Nt0.5=1.1*990.5=10.94NB=29块So=0.2*(0.5-10.94*0.02)=0.056 m2uo=1167/3600/0.056=5.8m/sPo=0.5*0.386*10.94*(29+1)*4.65*5.8*5.8/2=4954PaPi=NB*(3.5-2B/D) *u2/2=29*(3.5-2*0.2/0.5)*4.65*5.8*5.8/2=6124PaPs=(Po+Pi)NsFs=(4954+6124)*1*1=11078Pa=11.1KPa计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计要求。7、设计成果总表根据以上确定的条件，按管壳式换热器标准系列，选定浮头式换热器1台，其主要性能参数如下：表3 换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程流率/Nm3/h65287055进/出口温度/ 158/370410/230压力/Kgf/ cm210.511物性定性温度/264320密度(标态）/g/L0.8320.832定压比热容/KJ/（Kg）1.7151.911黏度/10-3Pas0.01980.021热导率/W/（m）0.350.338普朗特数0.0970.119设备结构参数形式浮头式台数1壳体内径/mm500壳程数1管径/mm25*2管心距/mm33管长/mm6000管子排列管数目(根99折流板数（个）29传热面积/m246.63折流板间距/mm200管程数1材质0Cr18Ni9Ti主要设计结果管程壳程流速/m/s1313