化工原理课程设计换热器的设计.

11．概述化工生产中所用的换热器类型很多。按其用途分，有加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器。按其结构分，有列管式、板式等。不同类型换热器，其性能各异。列管式换热器是目前应用最广泛的一种换热器设备，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准。列管式换热器在换热效率、紧凑性和金属消耗量等方面不及其它新型换热器，但由于它有结构牢固、适应性大、材料范围广等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中占有绝对优势。2．设计方案的确定2.1列管式换热器型式的选择本次设计任务是用25℃的自来水将甲苯从105℃冷却到60℃，两种换热流体的温差较大，故可选用浮头式换热器。浮头式换热器管束可以拉出，便于清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热流体的温差较大时，不会因为管束与壳体的膨胀量不同而产生温差应力。2.2流程的选择可选水走管程，甲苯走壳程。原因：冷却水硬度较高，受热后容易结垢，在管内便于清洗，管内流体易于维持较高流速，可以避免悬浮颗粒的沉积。被冷却物料走壳程，便于散热。2.3流速的选择2表1列管式换热器内常用的流速范围流体种类流速/（m/s）流体种类流速/（m/s）管程壳程管程壳程一般流体0.5~30.2~1.5气体5~303~15易垢流体﹥1﹥0.5表2不同黏度流体的流速（以普通钢管为例）流体黏度μ/[×103N·s/m2]最大流速（m/s）流体黏度μ/[103N·s/m2]最大流速（m/s）＞15000.6100~351.51500~5000.7535~11.8500~1001.1﹤12.4由题意选管程流速为0.7m/s。2.4确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值壳程甲苯的定性温度T=260105=82.5℃管程水的定性温度t=23525=30℃根据定性温度，分别查表可得有关物性数据：甲苯（82.5℃）水（30℃）比热容c[J/(kg•℃)]19104174物质物性3密度ρ(kg/m3)808995.7黏度μ(pa•s)0.00030.000801导热系数λ[w/（m•℃）]0.1210.6173.工艺计算3.1根据传热基本方程式Q=KAΔtm来估算传热面积3.11传热量Q=05.1tcWphh=05.1)60105(19.140000＝3.61×106kJ/h＝1.0×106w3.12平均传热温差甲苯105℃→60℃水35℃←25℃温差70℃35℃Δtm=2121ttInttΔ=35703570In=50.5℃3.13冷却水的用量Wc=)(12ttcQpc=）（2535174.43610000=86488(kg/h)3.14估算传热面积取K值为420w/(m·℃)A=mtKQ=5.50420100.16=47.1m244.换热器的工艺结构尺寸计算4.1管程与管数选取FBφ25×2.5n=iiudV24=47.002.07.9953600864882=109.8取110（根）4.2管长的确定传热管长度L=dnA=025.014.31101.47=5.45m取管长l=3mNp=2345.5lL(管程)传热管总根数N=110×2=220(根)4.3平均传热温差校正R=5.42535601051221ttTTP=125.02510525351112tTtt查表可得εΔt=0.964.4采用三角形排列，取管心距a=1.25do则：a=1.25×25=31.25≈32mm横过管中心线管数b=1.1N=1.1×220=16.3取174.5壳体内径采用多管程结构，壳体内径应等于或稍大于关闭的直径：ebaD2)1(式中D——壳体内径,mm；5a——管心距，mm；b——最外层的六角形对角线上的管数；e——六角形最外层管中心到壳体内壁距离，一般取e=(1~1.5)d，取32mm。mmebaD576322)117(322)1(圆整可取D=600mm56003000DL（4~10）4.6折流板采用方形折流板，取方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600=150mm取折流板间距B=0.3D=0.3×600＝180mm取200mm折流板数NB=传热管长/折流板间距－1＝)(1412003000块查表得拉杆直径为12mm，拉杆数为4。5.换热器的校核计算5.1壳程对流给热系数αo当量直径，由正三角形得：de=025.014.3)025.0414.3032.023(4)423(4220202dda=0.02m壳程流通面积：oS=BD(1－ad0)=0.2×0.6×（1－032.0025.0）=0.0263m26壳体流速及其雷诺数：u0=mswh52.00263.08083600400000/sRe0=7.280200003.080852.002.0du普兰特准数：Pr=74.4121.00003.01910pc)/(5.1016)74.4()7.28010(02.0121.036.0)(PrRe36.023155.014.03155.000℃mwdwe5.2管程对流给热系数iSi=2220345.0110)02.0(414.34mndiui=smSwic/70.0345.07.995360086488Rei=0.17403000801.07.99570.002.0duPr=42.5121.00003.01910pc1.3444)42.5()0.17403(02.0617.0023.0PrRe023.04.08.04.08.0iiiid5.3传热系数K05.4975.10161000172.00225.045025.00025.002.0025.0000344.002.01.3444025.0111000000RsdbdddRsddKmiiii718.14205.4970KK（1.15~1.25）5.4传热面积Sp换热器面积：S=2604.4196.05.508.497100.1mtKQm该换热器的实际面积Sp=208.512203025.014.3mlNd25.14.418.51SSp(1.1~1.3)5.5换热器压降的计算5.51管程压降pstiNNFppp)(21式中21,pp——分别为直管及回管中因摩擦阻力引起的压强降；tF——结垢校正因数，量纲为1，对mmmm5.225的管子，取1.4；pN——管程数；sN——串联的壳程数。查表得036.0iPaudlpii3.13172)70.0(7.99502.03036.02221Paupi8.7312)70.0(7.995323222pstiNNFppp)(21=（1317.3+731.8）×1.4×1×2=5737.48Pa﹤35kPa85.52壳程压降ssNFppp)('2'10'1p——流体横过管束的压强降，Pa'2p——流体通过折流板缺口的压强降，PasF——壳程压强降的结垢结垢校正因数，量纲为1，液体可取1.15。2)1(200'1uNnFfpBc式中F——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=1.150f——壳程流体的摩擦系数，当Re500时,228.000Ref;b——横过管束中心线的管子数;BN——折流挡板数;h——折流挡板间距，m;0u——按壳程流通截面积计算的流速,m/s。而)(00bdDhA200035.0)025.0176.0(2.0)(mbdDhA20039.0035.0360080840000mAwuh9PauNbFfpB5.68472)524.0(808)114(17)7.28010(55.02)1(2228.0200'1PauDhNpB0.46592)524.0(808)6.05.025.3(142)25.3(220'2ssNFppp)('2'10=(6848.7+4659.0)kPaPa358.13233115.1壳程流动阻力也比较适宜。6.设计结果总汇换热器主要结构尺寸和计算结果见表3。表3换热器主要结构尺寸和计算结果换热器形式：浮头式换热面积/m251.8工艺参数名称物料名称操作压力/MPa操作温度/℃流量/（kg/h）管程循环水0.425/3586488壳程甲苯0.6105/6040000流体密度/（kg/m3）995.780810流速/(m/s)0.700.52传热量/kw1000总传热系数/)/(2kmw497.8传热系数/)/(2kmw0.6170.121污垢系数/)/(2wkm0.0003440.000172阻力降Pa5737.4813233.8程数21推荐使用材料碳钢碳钢管子规格φ25×2.5管数220管长6000mm管间距/mm32排列方式正三角形折流板形式上下间距200mm壳体内径/mm600切口高度150mm7.参考文献1任晓光.化工原理课程设计指导.北京:化学工业出版社,20092夏清陈常贵.化工原理.天津:天津大学出版社,20053马江泉冷一欣.化工原理课程设计指导.北京：中国石化出版社，20094刘光启马连湘刘杰.化学化工物性数据手册.北京：化学工业出版社，2002