列管换热器设计

1、设计参数热介质：进口温度T1=110℃出口温度T2=60℃质量流量qml=231801kg/h2、冷介质：水进口温度t1=29℃出口温度t2=39℃3、管程与壳程压降10kpa二、工艺计算1、物性数据混合气定性温度T=(75+45)/2=85水定性温度t=(30+40)/2=34现查得混合气ρ1=90kg/m³Cp1=3297J/kg.℃λ1=0.0279w/m.℃μ1=0.00015Pa.s查水得ρ2=994.3kg/m³Cp2=4174J/kg.℃λ2=0.624w/m.℃μ2=0.000742Pa.s2、冷却水用量传递的热量Q=冷却水用量qm2=3、传热平均温差△t1=T1-t235△t2=T2-t115逆流△tm=4、传热面积初算传热系数取为K=320w/(㎡℃)qm1*cp1*(T1-T2)=邻二甲苯的体积流量为qv1=水的体积流量qv2=估算传热面积为A估=0.7150.2561405.264列管换热器设计122ttCpQ2121lnttttmtKQ11mq22mq1616.053三工艺结构尺寸计算1、换热管：选用φ25×2.5外径do=0.025m内径di=0.02m壁厚δ=0.0025m假设管长为L=14m2、总管数和管程数选管程流速为0.5m/s3、管子排列方式管心距a=1.25do=0.03125双管程则有：隔板两侧相邻管心距ac=0.044m4、壳体内径的确定双管程管板利用率η=0.8多管程壳体内径1.440长径比L/D=4.860单管程横过管束中心线管数28.100长径比L/D=5、7356、拉杆直径取为16mm,拉杆数量取为7297、折流挡板采用弓形挡板,切去的圆缺高度为25%D2.000实际换热面积为A=管程实际流速为ui=即h=实际面积取为估算的1.15倍，A实=管子与管板采用焊接，管子采用正三角形排列管束中心线上最外层管子中心至壳体内壁的距离e=1.5*d0=总管数n=单程流速u=管程数m=1470.4760.554由管板图可见，扣除拉杆，实际管数为混合气为易燃介质,设计压取为1.0MPa,查得管板厚度为管子与管板连接时伸出管板3mm,有效换热管长度为绘制管板布置图确定实际管子数0.360/05.1naDnb1.1mtKQLdAo实ndqiv22785.022*4*ivdmnqD*0025折流板间距B=0.4m8、接管⑴管程进出口接管取接管内流速为u=1.8m/s⑵壳程流体接管取接管内流速为u=1.8m/s四、传热器校核传热面积校核双管程查温度校正系数图得到Ψ△t*△tm逆=22.660单管程温度校正系数ψΔt=0.96总传热系数计算⑴管内传热膜系数管内传热膜系数ai流体被加热，n=0.4⑵uw取壁温的黏度0.001005即h=折流板数为NB=接管内径为d1=接管内径为d2=雷诺数Re=普朗特数Pr=管内传热膜系数ai=管外传热膜系数a0=0.12350.3600.4250.71259889.1604.960管子正三角形排列，传热当量直径为de=1112tTttP1221ttTTR22ii*u*d222*pCD*00251-折流板间距换热管长uq4v1uq4v2020)423(4dd壳程流通截面积S=BD(1-d0/t)=0.126壳程流体流速u=qv1/S=5.677雷诺数Re=de*u*ρ1/μ1=68762.066普朗特数Pr=Cp1*μ1/λ1=17.7260.766壳内传热膜系数a0=1292.938w/（m2℃）⑶污垢热阻和管壁热阻管壁厚度δ=0.0025m钢管导热系数λ=45.4w/m.℃⑷总传热系数K0.569do/di=1.25do/dm=0.044总传热系数K=1/R总=748.393⑸传热面积校核计算得到的传热面积A'=Q/KΔtm=625.90根据布管得到的传热面积A实=796.02A实/A'=1.272说明设计的换热器的面积裕度在10～25%范围内,设计合理。Ⅱ、壁温计算热流体平均温度Tm=0.4T1+0.6T2=80冷流体平均温度tm=0.4t2+0.6t1=33换热管壁温tw=热流体传热系数a1=1292.938冷流体传热系数a2=9035.531换热管壁温tw=38.9℃Tm-tw=不需设置温差补偿器。Ⅲ、压力降的核算1、管程压力降∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)Ft·Ns·Np⑴、直管阻力损失Ft=1.4Ns=壳程中邻二甲苯被冷却，取(μ/μw)0.14=查得：已处理的凉水塔用水的污垢热阻Ri=壳程内邻二甲苯的污垢热阻R0=换热管平均直径dm=(d1+d2)/2=总热阻R总=d0(do/di)+Ri(do/di)+δ/λ(do/dm)+Ro+1/ao=壳体平均壁温与换热管平均壁温差为△t=管子正三角形排列，传热当量直径为de=020)423(4ddΔP1=管内雷诺数Rei=15585ε=钢管为粗糙管，由λ-Re关系图（教材P27）查得λ=ΔP1=629.187Pa或⑵、回弯阻力损失为管束进出口局部阻力及封头内流体转向的局部阻力之和。ΔP2=3*(ρ*ui2/2)管程污垢校正系数Ft=串联的壳程数Ns=管程数Np=2ΔP2=34756Pa或⑶、99077.4202、壳程压力降∑ΔPo=(ΔP1'+ΔP2')Fs·Ns污垢校正系数Fs=1.15串联的壳程数Ns=1⑴、管束阻力损失ΔP1'=Ffo'b(NB+1)(ρ1uo2/2)式中：管子正三角形排列，F=0.5折流板数NB=17.00b=1.1sqrt(n)=28.0000.296壳程流速uo'=qv/S'=2.416031391m/s36240.471fo=5Reo-0.228=0.457Δp1'=29380.38984Pa或⑵、缺口阻力损失ΔP2'=⑶、壳程压力降∑ΔPo=48908.5993448.90859934(λ*L/di)*(ρ*ui2/2)管程压力降∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)Ft*Ns*Np=壳程流通面积S'=B(D-bdo)=雷诺数Re'=do·uo'·ρ1/μ1=NB*(3.5-2B/D)*(ρ1uo2/2)或64.39kg/s℃℃0.728mPa.s10614554.13w℃℃254.30223.604㎡kg/s℃列管换热器设计㎡取规格长m7m取为0.032mm圆整为1.4m取整为28.0000.037560.042m6.826m根,圆整为m/s混合气为易燃介质,设计压取为1.0MPa,查得管板厚度为取整数796.0212.235m14702㎡m/s根℃pa.s(0.2DBD)m取整为m16.5w/(㎡℃)w/(㎡℃)0.02017m9035.5311292.938020)423(4dd㎡m/s0.0002㎡℃/w0.000172㎡℃/wm0.001336197w/（m2℃）w/(m2℃)m2m241.1℃50℃1Np=20.020020)423(4dd0.1mm0.360.629kPakPa99.077kPa＜10kPam250029.38038984kPa13148.82697Pa或13.14882697kPakPa10kPa列管换热器设计