管壳式换热器的课程设计

一 设计任务和设计条件 某生产过程的流程如图所示 反应器的混合气体经与进料物流患热后 用循环冷却水将其从 110 进一步 冷却至 60 之后 进入吸收塔吸收其中的可溶组分 已知混和气体的流量为 227301 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 试设计一台列管 式换热器 完成该生产任务 物性特征 混和气体在 35 下的有关物性数据如下 来自生产中的实测值 密度 定压比热容 3 297kj kg 热导率 0 0279w m 粘度 循环水在 34 下的物性数据 密度 994 3 m3 定压比热容 4 174kj kg 热导率 0 624w m 粘度 二 确定设计方案 1 选择换热器的类型 两流体温的变化情况 热流体进口温度 110 出口温度 60 冷流体进口温度 29 出口温度为 39 该换热器用循环冷却水冷却 冬季操作时 其进口温度会降低 考虑到这一因素 估计该换热器的管壁温 度和壳体温度之差较大 因此初步确定选用浮头式换热器 2 管程安排 从两物流的操作压力看 应使混合气体走管程 循环冷却水走壳程 但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贱 所以从总体考虑 应使循环水走管程 混和气 体走壳程 三 确定物性数据 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 故壳程混和气体 的定性温度为 T 85 管程流体的定性温度为 t 根据定性温度 分别查取壳程和管程流体的有关物性数据 对混合气体来说 最可靠的无形数据是实测值 若不具备此条件 则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据 然后按照相应的加和方法求出混和气体的 物性数据 混和气体在 35 下的有关物性数据如下 来自生产中的实测值 密度 定压比热容 3 297kj kg 热导率 0 0279w m 粘度 1 5 10 5Pas 循环水在 34 下的物性数据 密度 994 3 m3 定压比热容 4 174kj kg 热导率 0 624w m 粘度 0 742 10 3Pas 四 估算传热面积 1 热流量 Q1 227301 3 297 110 60 3 75 107kj h 10416 66kw 2 平均传热温差 先按照纯逆流计算 得 3 传热面积 由于壳程气体的压力较高 故可选取较大的 K 值 假设 K 320W k 则估算的传热面积为 Ap 4 冷却水用量 m 五 工艺结构尺寸 1 管径和管内流速 选用 25 2 5 较高级冷拔传热管 碳钢 取管内流速 u1 1 3m s 2 管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns 按单程管计算 所需的传热管长度为 L 按单程管设计 传热管过长 宜采用多管程结构 根据本设计实际情况 采用非标设计 现取传热管长 l 7m 则该换热器的管程数为 Np 传热管总根数 Nt 612 2 1224 3 平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式 3 13a 和式 3 13b 有 R P 按单壳程 双管程结构 查图 3 9 得 平均传热温差 由于平均传热温差校正系数大于 0 8 同时壳程流体流量较大 故取单壳程合适 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 见图 3 13 取管心距 t 1 25d0 则 t 1 25 25 31 25 32 隔板中心到离其最 近一排管中心距离按式 3 16 计算 S t 2 6 32 2 6 22 各程相邻管的管心距为 44 管数的分成方法 每程各有传热管 612 根 其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图 3 14 选取 5 壳体内径 采用多管程结构 壳体内径可按式 3 19 估算 取管板利用率 0 75 则壳体内径为 D 1 05t 按卷制壳体的进级档 可取 D 1400mm 6 折流板 采用弓形折流板 去弓形之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 1400 350m 故可 取 h 350mm 取折流板间距 B 0 3D 则 B 0 3 1400 420mm 可取 B 为 450mm 折流板数目 NB 折流板圆缺面水平装配 见图 3 15 7 其他附件 拉杆数量与直径按表 3 9 选取 本换热器壳体内径为 1400mm 故其拉杆直径为 12 拉杆数量不得少于 10 壳程入口处 应设置防冲挡板 如图 3 17 所示 8 接管 壳程流体进出口接管 取接管内气体流速为 u1 10m s 则接管内径为 圆整后可取管内径为 300mm 管程流体进出口接管 取接管内液体流速 u2 2 5m s 则接管内径为 圆整后去管内径为 360mm 六 换热器核算 1 热流量核算 1 壳程表面传热系数 用克恩法计算 见式 3 22 当量直径 依式 3 23b 得 壳程流通截面积 依式 3 25 得 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普朗特数 粘度校正 2 管内表面传热系数 按式 3 32 和式 3 33 有 管程流体流通截面积 管程流体流速 普朗特数 3 污垢热阻和管壁热阻 按表 3 10 可取 管外侧污垢热阻 管内侧污垢热阻 管壁热阻按式 3 34 计算 依表 3 14 碳钢在该条件下的热导率为 50w m K 所以 4 传热系数 依式 3 21 有 5 传热面积裕度 依式 3 35 可得所计算传热面积 Ac 为 该换热器的实际传热面积为 Ap 该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适 该换热器能够完成生产任务 2 壁温计算 因为管壁很薄 而且壁热阻很小 故管壁温度可按式 3 42 计算 由于该换热器用循环水冷却 冬季操作 时 循环水的进口温度将会降低 为确保可靠 取循环冷却水进口温度为 15 出口温度为 39 计算传 热管壁温 另外 由于传热管内侧污垢热阻较大 会使传热管壁温升高 降低了壳体和传热管壁温之差 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 应该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 于是 按式 4 42 有 式中液体的平均温度 和气体的平均温度分别计算为 0 4 39 0 6 15 24 6 110 60 2 85 5887w k 925 5w k 传热管平均壁温 壳体壁温 可近似取为壳程流体的平均温度 即 T 85 壳体壁温和传热管壁温之差为 该温差较大 故需要设温度补偿装置 由于换热器壳程压力较大 因此 需选用浮头式换热器较为适宜 3 换热器内流体的流动阻力 1 管程流体阻力 由 Re 35002 传热管对粗糙度 0 01 查莫狄图得 流速 u 1 306m s 所以 管程流体阻力在允许范围之内 2 壳程阻力 按式计算 流体流经管束的阻力 F 0 5 0 5 0 2419 38 5 14 1 75468Pa 流体流过折流板缺口的阻力 B 0 45m D 1 4m Pa 总阻力 75468 43218 1 19 Pa 由于该换热器壳程流体的操作压力较高 所以壳程流体的阻力也比较适宜 3 换热器主要结构尺寸和计算结果见下表 参数 管程 壳程 流率 898560 227301 进 出口温度 29 39 110 60 压力 MPa 0 4 6 9 物性 定性温度 34 85 密度 kg m3 994 3 90 定压比热容 kj kg k 4 174 3 297 粘度 Pa s 0 742 1 5 热导率 W m k 0 624 0 0279 普朗特数 4 96 1 773 设备结构参数 形式 浮头式 壳程数 1 壳体内径 1400 台数 1 管径 25 2 5 管心距 32 管长 7000 管子排列 管数目 根 1224 折流板数 个 14 传热面积 673 折流板间距 450 管程数 2 材质 碳钢 主要计算结果 管程 壳程 流速 m s 1 306 4 9 表面传热系数 W k 5887 925 5 污垢热阻 k W 0 0006 0 0004 阻力 MPa 0 04325 0 119 热流量 KW 10417 传热温差 K 48 3 传热系数 W K 400 裕度 24 9 七 参考文献 1 刘积文主编 石油化工设备及制造概论 哈尔滨