用水冷却甲苯的列管式换热器设计说明书

专业资料word完美格式一、设计题目：用水冷却甲苯的列管式换热器设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：（1）选择适宜的列管式换热器；（2）核算；（3）在A3图纸中绘制换热器结构图、管板结构图、折流结构图设计说明书一份、A3图纸一张；2、操作条件处理能力：甲苯进料量：110000吨/年操作时间：8000小时／年甲苯：入口温度90℃，出口温度60℃；操作压力（0.4~0.6）MPa水：入口温度30℃，出口温度50℃操作压力（0.4~0.6）MPa允许压降不大于0.1Mpa，厂址：宁波地区。三、设备型式列管式换热器四、设计项目(说明书格式)1、封面、任务书、目录。2、设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。3、换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积，并初选换热器规格4、核算总传热系数，计算压力降5、换热器的主要结构尺寸设计。6、绘制水冷却甲苯的列管式换热器设计的换热器装配简图。7、对本设计进行评述。8、参考文献专业资料word完美格式目录1设计方案简介11.1工艺流程概述.........................................错误!未定义书签。1.2选择列管式换热器的类型...............................错误!未定义书签。1.2.1列管式换热器的分类.............................................41.2.2类型的确定.....................................................31.3流动路径的选择.......................................................52换热器的工艺计算及选型52.1确定物性数据.........................................................52.2初算换热器的传热面积.................................................62.3初选换热器规格.......................................................63换热器核算73.1压力降的核算.........................................................73.1.1管程压力降.....................................................83.1.2壳程压力降.....................................................83.2总传热系数的核算.....................................................94固定管板式换热器的主要结构尺寸设计94.1壳体壁厚的确定.......................................................94.2管子拉脱力计算.......................................................94.3换热器的主要结构尺寸设计参数........................................105换热器装配简图126设计评述127参考文献12专业资料word完美格式1设计方案简介1.1工艺流程概述由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。如图1，甲苯经泵抽上来，经管道从接管A进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管C进入换热器管程。两物质在换热器中进行交换，甲苯从90℃被冷却至60℃之后，由接管B流出；循环冷却水则从30℃升至50℃，由接管D流出。PUMPPUMP2HEATXC7H8ABH2OCD图1工艺流程草图1.2选择列管式换热器的类型列管式换热器，又称管壳式换热器，是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。其主要优点是：单位体积所具有的传热面积大以及窜热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围广，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置上多采用列壳式换热器。1.2.1列管式换热器的分类根据列管式换热器结构特点的不同，主要分为以下几种：⑴固定管板式换热器固定管板式换热器，结构比较简单，造价较低。两管板由管子互相支承，因而在各种列管式换热器中，其管板最薄。其缺点是管外清洗困难，管壳间有温差应力存在，当两种介质温差较大时，必须设置膨胀节。固定管板式换热器适用于壳程介质清洁，不易结垢，管程需清洗及温差不大或温差虽大但壳程压力不高的场合。⑵浮头式换热器浮头式换热器，一端管板式固定的，另一端管板可在壳体内移动，因而管、专业资料word完美格式壳间不产生温差应力。管束可以抽出，便于清洗。但这类换热器结构较复杂，金属耗量较大；浮头处发生内漏时不便检查；管束与壳体间隙较大，影响传热。浮头式换热器适用于管、壳温差较大及介质易结垢的场合。⑶填函式换热器填函式换热器，管束一端可以自由膨胀，造价也比浮头式换热器低，检修、清洗容易，填函处泄漏能及时发现。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不宜处理易挥发、易燃、易爆、有毒的介质。⑷U形管式换热器U形管式换热器，只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管内不便清洗，管板上布管少，结垢不紧凑，管外介质易短路，影响传热效果，内层管子损坏后不易更换。U形管式换热器适用于管、壳壁温差较大的场合，尤其是管内介质清洁，不易结垢的高温、高压、腐蚀性较强的场合。1.2.2类型的确定所设计的换热器用于冷却甲苯，甲苯：入口温度90℃，出口温度60℃；水：入口温度30℃，出口温度50℃；该换热器的管壁温和壳体壁温之差满足Tm-tm=75-40=35℃﹤50℃，两流体温度差不大。加上固定管板式换热器结构简单、造价低廉，所以本设计选用固定管板式换热器，且不需考虑热补偿。1.3流动路径的选择本设计为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，甲苯走壳程。2换热器的工艺计算及选型2.1确定物性数据水的定性温度4025030t℃，甲苯定性温度7526090T℃，查得水、甲苯在各自定性温度下的物性数据：表1定性温度下各流体物性[1]密度/(kg/m3)比热容/(kJ/(kg·℃))黏度/(Pa·s)导热系数/(w/m·℃)水992.24.1740.656×10-30.6338甲苯812.61.8670.350×10-30.1452.2初算换热器的传热面积⑴计算热负荷和冷却水流量专业资料word完美格式hkgWh/137508000101100003Q=Whcph(T1-T2)=13750×1.867×103×(90-60)/3600=213930WhkgttcQWpcc/9226)3050(10174.43600213930)(312⑵计算两流体的平均温度差。先按单壳程单管程进行计算，逆流时的平均温度差为76.343040ln3040ln'1212tttttm℃有关参数5.12030305060901221ttTTR，33.0309030501112tTttP根据R，P值，查《化工原理》[1]P-280图4-19可读得，温度校正系数φΔt=0.92，则平均温度差Δtm=Δtm’φΔt=34.76×0.92=31.98℃⑶按经验数值初选总传热系数K0(估)选取K0(估)=450W/(m2·℃)⑷初算出所需传热面积286.1498.31450213930mtKQSm2.3初选换热器规格对于易结垢的流体，为方便清洗，采用外径为Φ25mm的管子。由于Tm-tm=35℃，因此不需考虑热补偿。再由换热面积，查《换热器设计手册》[2]P-17表1-2-1，选定G273Ⅰ-2-2.5-11.1型换热器，有关参数见下表2。表2所选换热器结构基本参数公称直径/mm：300公称压强/MPa：1.6公称面积/m2：15.27管程数：2管子尺寸/mm：Φ25×2.5管长/m：6管子总数：37管子排列方法：正三角形排列查《化工设备机械基础》[3]p-215表7-10，壳体直径为159~325时，拉杆数量为4个。由《换热器设计手册》[2]P-18式1-2-1，计算实际传热面积：So=nπd(L-2δ-0.006)=（37-4）×3.14×0.025×(6-2×0.05-0.006)=15.27m2若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为专业资料word完美格式43898.3181.14213930mootSQKW/(m2·℃)3换热器核算3.1压力降的核算3.1.1管程压力降∑Δpi=(Δp1+Δp2)FtNp其中，Ft=1.4，Np=2。管程流通面积2222005181.023302.0402.044mNnNndAppiismAVuisi/51.0005181.02.99236009226)(40001543010656.02.99251.002.0Re3湍流iiiud设管壁粗糙度ε=0.1mm，ε/di=0.1/20=0.005，查《化工原理》[1]P-54图1-27第一章中λ-Re关系图中查得：λ=0.036，所以Paudlp1393251.02.99202.06036.02221Paup387251.02.992323222则∑Δpi=（1393+387）×1.4×2=4984Pa3.1.2壳程压力降∑Δpo=(Δp1’+Δp2’)FsNs其中，Fs=1.15，Ns=1，2)1('21oBcouNnFfp查《化工原理》[1]P-284：管子为正三角形排列，F=0.5。nc=1.1√n=1.1√37≈7查《换热器设计手册》[2]P-14表1-2-3，取折流挡板间距h=0.2m，2912.061hLNB壳程流通面积Ao=h(D-ncdo)=0.2×（0.3-7×0.025）=0.025m2smuo/19.0025.06.812360013750500908210425.06.81219.0025.0Re3oooud专业资料word完美格式fo=5.0Reo-0.228=5.0×9082-0.228=0.63所以PauNnFfpoBco970219.06.812)129(763.05.02)1('221PauDhNpoB922219.06.812)3.02.025.3(292)25.3('222∑Δpo=（970+922）×1.15=1088Pa计算表明，管程和壳程压强都能满足题设（不大于0.1MPa）的要求。3.2总传热系数的核算⑴管程对流传热系数αiRei=15430（湍流）6338.010656.010174.4Pr33pic4.322935)32.4()15430(02.06338.0023.0PrRe023.04.08.04.08.0iiiidW/(m2·℃)⑵壳程对流传热系数αo由《化工原理》[1]P-253式4-77a计算，即14.03/155.0)()()(36.0wpoeeocudd查《化工设备机械基础》[3]p-208表7-5，取换热器列管之中心距t=32mm，则流体通过管间最大截面积为A。=hD(1-tdo)=0.2×0.3×(1-2013.0)032.0025.0msmAVuso/36.0013.06.812360013750mddtdooe027.0025.014.3)025.0414.3032.0(4)4(42222225671035.