换热器设计说明书

1《化工原理》课程设计浮头式列管换热器说明书设计者：曾凡岐班级：12生物工程2学号：G1245222日期：2014年7月4日--2014年7月15日指导教师：林静雯设计成绩：日期：2设计任务书1.设计题目：浮头式列管式换热器2．设计原始数据：（1）油品处理能力为5000kg/h；进口温度：140℃；出口温度：40℃，压力为0.3mPa。（2）冷却水入口温度27℃，出口温度37℃，压力，压力为0.4mPa。3.设计要求：设计能完成上述任务的列管（管壳）式换热器。（1）工艺设计：确定设备的主要工艺尺寸，如：管径、管长、管子数目、管程数目等，计算K0。（2）结构设计：确定管板、壳体、封头的结构和尺寸；确定连接方式、管板的列管的排列方式、管法兰、接管法兰、接管等组件的结构。（3）绘制列管式换热器的工艺条件图及编写课程设计说明书。4.设计时间：2014年6月30日------2014年7月06日3一、确定工艺方案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140℃出口温度℃；冷流体进口温度27℃，出口温度为37℃。本设计从列管式换热器中选择：列管式换热器又称管壳式换热器，在化工生产中被广泛使用。它的结构简单、坚固、制造较容易，处理量大，适应性能，操作弹性较大，尤其在高温、高压和大型装置中使用更为普遍。列管式换热器主要有以下几种：（1）固定管板式的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60～70℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。（2）浮头式换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。（3）U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。本设计的物料为油品，物料要从140℃降到40℃，这还要考虑到热胀冷缩的问题，一般的列管换热器，因为没有伸缩性能，容易损坏设备。4用浮头式列管换热器这个问题可以很好的解决，同时浮头式列管换热器还有：清洗方便，管束可以抽出，清洗管壳、管程；介质间温差不受限值；可在较高的温度和压力下工作，一般温度≤450℃，压力≤6.4MPa；可用于结垢比较严重的场合；可用于管程易腐蚀的场合等优点。因此初步选定本设计的换热器类型为浮头式列管换热器。2、管程安排管壳程选择条件：（1）不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便，但U形管式的不宜走管程；（2）腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀；（3）压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力；（4）饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易出；（5）被冷却的流体宜走壳程，便于散热；（6）若两流体温差大，对于刚性结构的换热器，宜将给热系数大的流体通入壳程，以减小热应力；（7）流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程100Re即可达到湍流。但这不是绝对的，如果流动阻力损失允许，将这种流体通入管内并采用多管程结构，反而会得到更高的给热系数。由于油品温差变化较大，而冷却水变化较小，油品走壳程可以通过换热器外壳散掉一部分热量，又综合上面提到的压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力，所以本设计采取水走管程油品走壳程的设计方案。二、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。故壳程油品的定性温度为：T=90240140℃油品在90℃下的有关物性数据如下：密度ρo=825kg/m3定压比热容cpo=2.22kJ/(kg·℃)导热系数λo=0.140W/(m·℃)粘度μo=0.000715Pa·s5管程流体的定性温度为t=3222737℃被加热物品水在32℃下的物性数据：密度ρ1=994.3kg/m3定压比热容cp1=4.24kJ/(kg·℃)导热系数λ1=0.618W/(m·℃)粘度μ1=0.000818Pa·s三、热量和物料的衡算1．热量衡算（1）Q1=11tcmpo其中：m1:油品的处理能力,kg/h；Cp0:油品定压比热容,kJ/(kg·℃)；1t：油体的进出口温度差,℃；将已知数据代入得：Q1=5000×3.297×(140-40)=1110000kJ/h=308.33kw(2)平均传热温差先按照纯逆流计算可用公式：tttttm2121ln℃；：平均传热温差,tm℃；：冷却水进出口温差,2t℃；：油品进出口温差,1t6mt=K5.43274037140ln)2740()37140((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=250W/(㎡k)则估算的传热面积为Ap=23135.285.432501033.308mtKQm其中：；：油品热流量，WQ1);/(2KmWK：估计的总传热系数，：平均传热温差，℃；tm2.物料衡算选用公式tcQqpm11其中：；：油品热流量，WQ1；：冷却水定压比热容，)*/(1Ckgkjcp℃；：冷却水进出口温差，t代入：qm=ipitcQ1=hkgskg/26179/27.7101024.41033.308337四、浮头式换热器主要工艺尺寸计算1.管根数的计算选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/s。可依据传热管内径和流速确定单程传热管数。Ns=udqim2143600其中：V:流体流速，m／s；d:管内径，mm；本设计选取ф25×2.5mmu：管内流速，m／s；本设计选取u=1m／sρ1:冷却水密度，kg／m3；本设计选取994.3kg／m3将数据代入得：183.102.0785.0)3.9943600/(26179436002211udqi2.管长度的计算按单程管计算，所需的传热管长度为L=sopndA其中：Ap：传热面积，㎡；d0:管的内径，m;ns:管的根数，个；代入数据可得：L=mndAsop2018025.014.335.28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8标准设计，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为Np=4620lL传热管总根数Nt=18×4=723.壳层计算冷流体温升热流体温降＝两流体最初温差冷流体温升12211112),(ttTTRtTttPRPfR=10273740140P=0885.0271402737按双壳程，四管程结构，查下图得996.0t平均传热温差41.7643.50.96塑mtmtt℃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，故取双壳10程合适。4.传热管排列和分程方法排列方式：正三角形、正方形直列和错列排列，见下图。采用正方形排列法取管心距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18根。5．壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率η=0.75，则壳体内径为D=1.05t/TN其中：t:管心距，mm;NT:管根数，个；代入可得：D=1.05tmmNT32957.0/723205.1/按卷制壳体的进级档，可取D=400mm6.折流板安装折流挡板的目的是为提高壳程对流传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图2-2可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生死区，既不利于传热，又往往增加流体阻力。挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。11a.切除过少b.切除适当c.切除过多采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体半径的25%，则切去的圆缺高度为H=0.25×200=100m，故可取h=100mm取折流板间距B=150mm折流板数目NB=39115060001折流板间距传热管长折流板圆缺面水平装配，7．接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=1m/s，则接管内径为046.0114.3)8253600/(5000436004D1001qu其中：；：油品的流量，kg/h0q；：管内油品流速，smu/1圆整后可取管内径为50mm。管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2m/s，则接管内径为068.0214.3)3.9943600/(2617942D圆整后去管内径为70mm12五、传热面面积的核算1.壳程表面传热系数用下式计算。14.03155.0010)(PrRe36.0wed（1）当量直径，依下式得ed=mddtoo02.0]423[422；：管心距，mtd0：管径，m；（2）壳程流通截面积，依下式得013.0)32251(150400)1(tdBDsoo；：壳程流通截面积，20ms；：折流板间距，mB；：壳体内径，mD；：传热管外径，md0；：管心距，mt（3）壳程流体流速及其雷诺数分别为流速计算suq0000；：壳程流体流速，smu/0；：油品体积，30mq；：壳程流通截面积，20ms代入:smuo/13.0013.0)8253600/(500013雷诺数计算00000Reud其中：；：当量直径，md0；：管外油品流速，smu/0；℃的密度，：油品在30/90mkg；℃的粘度，：油品在sPa900代入：300010715.082513.002.0Re3o（4）普朗特数计算0000Prcp；℃：油品的定压比热容，)/(0kgkjcp；℃的粘度，：油品在sPa900；℃℃的导热系数，：油品在)/(900mW34.1114.0000715.01022.2Pr30粘度校正1)(14.0wKmwo23155.0/46334.11300002.014.036.0（2）管内表面传热系数按下式。4.08.0111PrRe023.0d14（1）管程流体流通截面积n214dSe；，：管程流体流通截面积21mS；：传热管内径，mde：单程传热管数，根；n005652.047202.0785.021S（2）管程流体流速1111squ；：传热管流体流速，smu/1；：冷却水的流量，hkgq/1；：传热管流通截面积，21mssmu/3.1005652.0)3.9943600/(261791（3）雷诺数1111Reud；：传热管内径，md1；：传热管流体流速，smu/1；℃的密度，：冷却水在31/35mkg；℃的粘度，：冷却水在sPa3511531