化工原理课程设计列管换热器

化工原理课程设计

——换热器的设计说明书

年级 专业 设计者姓名 设计单位 指导老师 完成日期

目录

概述 ........................................................... - 2 -

换热器设计任务书................................................ - 3 - 1. 确定设计方案................................................. - 3 -

1.1选择换热器的类型......................................... - 3 - 2．工艺设计计算................................................. - 3 -

2.1 热通量的计算 ............................................ - 4 -

2.2 tm的计算 ............................................ - 5 - 2.3传热面积的计算 ......................................... - 5 - 2.4管数的确定 .............................................. - 6 - 2.5传热管排列和分程方法 .................................... - 6 - 2．6壳体直径 ............................................... - 7 - 2.7折流板 .................................................. - 7 - 3．换热器核算................................................... - 8 - 3.1壳程表面传热系数 ........................................ - 8 -

3.2管内表面传热系数 ........................................ - 9 - 3.3污垢热阻和管壁热阻 ...................................... - 9 - 3.4 总传热系数Ke ........................................... - 9 - 3.5传热面积裕度 ........................................... - 10 - 3.6换热器内流体的流动阻力 ................................. - 10 - 结束语......................................................... - 13 - 主要参考文献................................................... - 14 -

概述

随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而

对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。

随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类

换热器设计任务书

某合成厂的乙醇车间在节能改造中为回收系统内精馏塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至125℃，原料液及釜液均为乙醇的水溶液，其操作条件列表如下：

试设计合适的换热器。

1.确定设计方案

1.1选择换热器的类型

两流体温的变化情况：热流体进口温度145℃ 出口温度℃；冷流体进口温度95℃，出口温度为125℃，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用列管式换热器。考虑到操作压力较大，应选用列管式换热器中的浮头式换热器。 1.2 管程安排

从两物流的操作压力看，应使热流体走管程，冷流体走壳程。

2．工艺设计计算

2.1 热通量的计算

冷流体的定性温度：

T

95 125

2

110 C

查物性数据表得: 110℃时乙醇的物性数据: ρ=710kg/m3 λ=0.6844 w m 1k 1 =0.277mpa s Cp=3.73kj/kg k 110℃时水的物性数据：ρ=951.0kg/m3 .λ=0.6844 w m 1k 1 =0.259mpa s Cp=4.233kj/kg k

密度 ρ =909.09kg/m3 定压比热容 Cp＝4.198kJ/kg℃ 热导率 λ＝0.5408W/ m℃ 粘度 μ＝ 0.26m Pa﹒s

T2的计算：已知 T1 145℃.

t1 95℃. t2 125℃.

m1 1050K0g

/h

Q0 m0cp0 T 120000 4.198 (125 95) 15112800

Q1 m1cp1(T1 T2) Q2

则T2=118.75℃ 热流体的定性温度：

T

145 118.75

2

131.87 C 查物性数据表得:

密度 ρ＝905.79kg/m3

定压比热容 Cp＝4.31kJ/kg℃ 热导率 λ＝0.6014W/m℃ 粘度 μ＝0.217mPa﹒s

2.2 tm的计算

平均传热温差

tm逆

t1 t2

tln t2

式中： t1 145 125 20℃ , t2 118.75 95 23.75℃ 求得 tm 22.06℃

t2 t1125 95P 0.6

T1 t1145 95

R

T145 118.75 T 0.875

t2 t1125 95

初拟定采用双壳程，偶数管程的浮头式换热器。

由图查得修正系数ψ=0.93

tm tm逆 0.93 22.06=20.52℃

2.3传热面积的计算

求传热面积需要先知道K值，根据资料查得乙醇水溶液之间

的传热系数在500 W/(㎡.℃)左右. A估

Q15112800

409.3m2

K估 tm逆500 0.93 22.06 3.6

考虑到安全性问题，留5%到15%的裕度，A=A估(1+15%)=470.6m2

2.4管数的确定

现设管程流速为0.4m/s,管数为n，所需单管程管子采用φ

25×2.5冷拔无缝钢管。 则管内径为0.02m.故：n

0.022 0.4 3600

4

120000

905

解得n=293

由于所需换热器为双壳程，我们假设用两个单壳程串联，则单壳程的换热面积为A/2=235.3m2.

单管管长为：L 取管长为6m

则管程为: N

L

1.7 2 l

A/2235.3

10.23 d0n3.14 0.025 293

则换热器管子的总根数为2 293 2 1172根

2.5传热管排列和分程方法

换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。

（A） （B）（C）

（D）

（E）

图 1-4 换热管在管板上的排列方式

(A) 正方形直列 （B）正方形错列 (C) 三角形直列 （D）三角形错列 （E）同心圆排列

采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。

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 S=t/2+6=32/2+6=22㎜ 各程相邻管的管心距为44㎜。 2．6壳体直径

采用多管程，取管板利用率为η＝0.75

则壳体直径为D 1.05 1.05mm 1.25 1328按卷制壳体的进级档壳体直径应取D=1400mm。 2.7折流板

采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：

h=0.25×1400=350mm，故可取h=350mm

取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为420mm。

折流板数目NB=

传热管长6000

1 1 13.28 14

折流板间距420

3换热器核算

3.1壳程表面传热系数 用克恩法计算得：

0 0.36

1

de

Re0

0.55

Pr(

0.14

) w

管子按正三角形排列传热当量直径为：

4[

d

e=壳程流通截面积：

so BD(1

2

pt do2] 1.05m

do

do25

) 360 1200(1 ) 0.094m2 t32

壳程流体流速及其雷诺数分别为：

105000/(3600 909.09)

uo 0.34m/s

0.094