化工原理课程设计之换热器

（一）设计任务和设计条件：（一）设计任务和设计条件： 某生产过程的流程如图所示，出混合器的混合气体经过与进料物流换热后，用循 环冷却水将其从 110进一步冷却至 60之后，进入吸收塔吸收其中可溶组分。 已知混合气体的流量为227801kg/h,压力为6.9Mpa,循环冷却水的压力为 0.4Mpa，循环水入口温度 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 。 已 知 混 合 气 体 在85 下 的 物 性 数 据 如 下 ： C po 3.297kJ kg C o 0.0279W mC o 90kg m3 o 1.510Pas 5 （二）确定设计方案：（二）确定设计方案： 1.选择换热器的类型：该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，进口温度会降 低，考虑这一因素，估计该换热器的管壁温与壳体壁温之差较大，因此初步确定 选用浮头式换热器。 (原因：固定管板式换热器适用于壳程流体清洁，不易结垢，或者管外侧污垢能 用化学处理方法除掉的场合，同时要求壳体壁温与管子壁温温差不能太大。) 浮头式换热器能在较高的压力下工作， 适用于壳体壁温与管壁温差较大或壳程流 体易结垢的场合。U 型管式换热器适用于壳程易结垢，或壳体壁温与管壁温差较 大的场合，但要求管程流体较为清洁，不易结垢。) 2.流程安排： 从物流操作压力上来看， 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，使传热器 的传热能力下降，从总体上来看，应使循环水走管程，混合气体走壳程。 （三）确定物性参数：（三）确定物性参数： 定性温度： 对于一般气体和水等低粘度流体， 其定性温度可取进出口温度平均值。 110 60 85C故混合气体的定性温度为T 2 39 29 34C管程流体的定性温度为t 2 查表确定冷却水在 34下的物性数据： C pi 4.174kJ kg K i 0.624W mK i 994.3kg m3 i 0.74210 Pas 3 （四）估算传热面积：（四）估算传热面积： 1.热流量： Q q moCpo t o 2278013.297(11060) 3.76107kJ /h 10431(kW) 2.平均传热温差： 先按纯逆流计算（一般逆流优于并流，在工程上若无特殊需要，均按逆流考虑） t m逆 T 1 t 2 T 2 t 1 1103960 29 48.3(K) ln T 1 t 2 T 2 t 1 ln 11039 60 29 3.传热面积： 由于壳程气体压力较高，故选取较大的K 值。假设K 估 =313W/(m2.K)，则估算的 传热面积为 Q10431103 A 估 690m2 K 估tm 31348.3 4冷却水的用量： q m,c Q10431103 249.9(kg/s) 899655(kg/h) 3c piti 4.17410 (39 29) （五）工艺结构尺寸：（五）工艺结构尺寸： 25 1.管径和管内流速： 选用mm2.5mm高级冷拔传热管（碳钢） ，并取管内 流速 ui=1.3m/s。 我国国标换热器中常见的换热管规格有25mm2.5mm以及 19mm2mm 流速的选择应使流体处于稳定的湍流状态，即雷诺数大于10000。对于传热热阻 较大的流体或易结垢的流体选取较大流速，以利于增加表面传热系数，降低结垢 程度与速度。并要考虑合适的流速下，换热器有适当的管长和管程数。 2.管程数与传热管数： q v 249.9/994.3 n s 615.7 616(根) 2 2 0.7850.02 1.3 d i u 4 若按单程管计算，所需传热管长度为 L A p d 0ns 690 14.3(m) 3.140.025616 按单管程设计，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 L14.3 标准设计，取传热管长 l=7m，则该换热器的管程数为N p 2 l7 传热管的总根数：NT=6162=1232(根) 3.平均传热温差校正及壳程数 R 热流体的温降T 1 T 2 110 60 5 冷流体的温升t 2 t 1 39 29 冷流体的温升t t39 29 21 0.124 两流体最初温差T 1 t 1 110 29 P 按单壳程，双管程结构，查标图得： 0.96 4 C）平均传热温差t m t m逆 0.9648.3 46.（ 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.传热管排列与分程方法： 对于多管程换热器，常采用组合排列方式。各程内采用正三角形排列，而在各程 之间为了便于安装隔板，采用矩形排列方法。 故拟采用组合排列法，即每程内按正三角形排列，隔板两侧用矩形排列。如图 取管心距 t=1.25d0，则t 1.2525 31.25 （mm） 32(mm) （传热管与管板连接采用胀接时，t=(1.3-1.5)d0;焊接时，t=1.25d0） t 隔板中心到离其最近一排管中心距离s 6 22 （mm） 2 各程相邻管的管心距为 44mm。 5.壳体内径： 采用多管程结构，壳体内径可由下式估算。取管板利用率 0.7。 （正三角形排 列，2 管程，=0.7-0.85，4 管程以上，=0.6-0.8） 则壳体内径为D 1.05t Nt/1.0532 1232/0.7 1409(mm) 按卷制壳体的进级档，可取 D=1450mm。 6、折流板： （作用说明： 列管式换热器壳程流体流通面积比管程流通截面积大，为增大壳程 流体的流速，加强其湍动程度，提高其表面传热系数，需设置折流板。对于多壳 程换热器不仅需要设置横向折流板， 而且需要设置纵向折流板将换热器分为多壳 程结构。 对于多壳程换热器，设置纵向折流板的目的不仅在于提高壳程流体的流 速，而且是为了实现多壳程结构，减少多壳程结构造成的温度损失。 ） 采用弓形折流板， 可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 取折流板间距B 0.3D，则B 0.31450 435 （mm），故可取B为450mm。 折流板数N B 传热管长7000 1114.5 14 （块) 折流板间距450 h 0.251450 362.5(mm)，故可取h 360mm。 并且折流板圆缺面水平装配。 7.其他附件： 拉杆数量与直径可由国标查取（见下图） ，本换热器传热管外径 25mm，其拉杆 直径为 16mm，共 8 根拉杆。壳程入口处，应设置防冲挡板。 （如下图） 拉杆直径/mm 换热管外径 拉杆直径 10 10 14 12 19 12 25 16 32 16 38 16 45 16 57 16 拉杆数量 公称直径 DN/mm 拉杆直径/mm 10 12 16 4 4 4 400400 700 6 4 4 700 900 10 8 6 900 1300 12 10 6 1300 1500 16 12 8 1500 1800 18 14 10 1800 2000 24 18 12 8、接管: 壳程流体进出口接管：取接管内气体流速 u1=10m/s，则接管内径为 D 1 4V4227801/(360090) 0.299(m) u 1 3.1410 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 D 2 4V4899655/(3600994.3) 0.357(m) u 2 3.142.5 圆整后取管内径为 360mm。 （六）换热器核算（六）换热器核算 1.热流量核算 （1）壳程表面传热系数，通过克恩法计算，可知 h 0 0.36 1 d e .55Re0Pr1/3( 0 0.14) w （适用条件：Re0=2(103-106)，弓形折流板圆缺高度为直径的 25%。 ） 换热管呈三角形排列时， 4( 3 2 2 3 t d 0 )4(0.03220.7850.0252) 242 0.020(m) d 0 3.140.025 当量直径d e 壳程流体流通面积，S 0 BD(1 壳程流体流速及雷偌数分别为 d 0 0.025 ) 0.451.45(1) 0.1427(m2) t0.032 u o q o 227801/(360090) 4.9(m/s) 3600S o o 0.1427 d eu00R eo 0 0.024.990 588000 1.5105 普朗特数P r 黏度校正 w C po 0 0 3.2971031.5105 1.773 0.0279 0.14 1 因此， h 0 0.36 1 d e .55Re0Pr1/3( 0 0.14 0.0279 ) 0.365880000.551.7731/3 905W /(m2 K) w 0.02 （2）管内表面传热系数： h i 0.023 i d i Re0.8Pr0.4 （适用条件：低粘度流体（10000；普朗特数 Pr 在 0.6-160 之间； ） 管程流体流通截面积S i 管程流体流速 q m,c 899655/(3600994.3) u i 1.299m s 3600 iSi 0.1934 R ei du i i 4 d2 N T 1232 0.7850.022 0.1934m2 N P 2 i 0.021.299994.3 34814 0.742103 普朗特数P r C pii i 4.1741030.742103 4.96 0.624 0.624 348140.84.960.4 5854W /(m2 K) 0.02 h i 0.023 i d i Re0.8Pr0.4 0.023 （3）污垢热阻和管壁热阻： 管外侧污垢热阻R 0 0.0004m2K /W 管内侧污垢热阻R i 0.0006m2K /W 依表，碳钢在该条件下的热导率为 50W/(mK),所以 管壁热阻：R w b w 0.0025 0.00005(m2 K /W) 50 （4）传热系数 KC K C 1 d 0 RdR d1 i0w0 R 0 h idi d i d m h 0 12525125 0.0004 0.00005 0.0006) 905.422.520585420 396W /(m2 K) 1/( （5）传热面积裕度 Q10431103 传热面积A C 568(m2) K ctm 39646.4 该换热器的实际传热面积A d 0lNT 3.140.02571232 677(m2) 该换热器的面积裕度H A A C 677 568 100% 100% 19.2(%) A C 568 为了保证换热器操作的可靠性，一般应使换热器的面积裕度大于 15%-20%。本 换热器传热面积裕度 19.2%，满足生产要求，故能够完成生产任务。 2.壁温核算： 因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按下式计算： T m ( t w 11 R C ) t m ( R h ) h c h h 11 R C R h h c h h 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 上式简化为： t w T m /h c t m /h h 1/h c 1/h h 式中液体的平均温度 tm和气体的平均温度按下式计算： t m 0.4t 2 0.6t 1 0.439 0.615 24.6(C) Tm 11 (T 1 T 2 ) (110 60) 85(C) 22 h c h i 5854W /(m2 K) h h h 0 905.4W /(m2 K) 85/5854 24.6/905.4 32.6(C) 1/58541/905.4 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即 T=85 传热管平均壁温t 壳体壁温和传热管壁温之差为t 8532.6 52.4(C) 该温度较大，故需设温度补偿装置。由于换热器壳程流体压力较高，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（由流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力两部分组成） p t (p i p r )N s N p F s N s 1，N p 2F s 1.5 lu2 p i i d i 2 由 Re=34184，传热管相对粗糙度 0.2/20=0.01，查莫狄图得 i =0.04， 且流速 u=1.299m/s，=994.3kg/m3，所以 lu27994.31.2992 p i i 0.0411744.5(Pa) d i 20.022 994.31.2992 p r 3 2517(Pa)（注一般情况下取值为 3） 22 p t (p i p r )N s N p F S (11744.5 2517)21.5 42785(Pa) u2 其核算值小于 5104，故管程流体阻力在允许范围之内。 （2）壳程阻力 采用工程计算中常用的埃索法核算： p S (p 0 p i )F S N s N s 1，F S 1(气体取值1.0液体取值1.15） 流体流经管束的阻力为 2 管子排列为正三角形，故F 0.5 0.228f 0 5.0Re 0 (Re 0 500) 55880000.228 0.2419 p 0 Ff 0 N TC (N B 1) 2u 0 N TC 1.1N0.5 T 1.112320.5 38.6 N B 14，u 0 4.9m/s 904.92 p 0 Ff 0 N TC (N B 1) 0.50.241938.6(141) 75664(Pa) 22 2u 0 流体流过折流板缺口的阻力 22Bu 0p i N B (3.5)，B 0.45m，D 1.45m D2 2 20.45 904.9 p i 14(3.5) 43553(Pa) 1.452 总阻力为p S (p 0 p i )F S N s 75664 43553 1.9105(Pa) 该核算值大于一般液体流体的常值 5104， 由于该换热器壳程流体为混合气体且 操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。 （七）换