列管式换热器 2
课 程 设 计 说 明 书
课程名称:化工原理课程设计
设计题目:列管式换热器
院 系:化学与环境工程学院
学生姓名:
学 号:
专业班级:
指导教师:
10级高分子材料与工程 2014 年11月
日
列管式换热器设计任务书
设计一台列管式换热器
一、 设计任务及操作条件
(1) 处理能力 1×106t/a热水
(2) 设备型式 列管式换热器
(3) 操作条件
① 煤油:入口温度140℃, 出口温度40℃.
② 冷却介质:循环水, 入口温度30℃, 出口温度40℃.
③ 允许压降:不大于105Pa.
④ 每年按300天计算, 每天24小时连续运行.
二、 设计要求及内容
(1) 根据换热任务和有关要求确认设计方案;
(2) 初步确认换热器的结构和尺寸;
(3) 核算换热器的传热面积和流体阻力;
(4) 确认换热器的工艺结构.
摘要:通过对列管式换热器的设计,首先要确定设计的方案,选择合适的计算步骤。查得计算中用到的各种数据,对该换热器的传热系数 传热面积 工艺结构尺寸等等要进行核算,与要设计的目标进行对照是否能满足要求,最终确定换热器的结构尺寸为设计图纸做好准备和参考,来完成本次课程设计。
关键词:标准 方案 核算 结构尺寸
目 录
一. 概述……………………………………………………………….4
二. 方案的设计与拟定……………………………………………….4
三. 设计计算………………………………………………………….7
3.1确定设计方案……………………………………………..7
3.1.1选择换热器的类型…………………………………...7
3.1.2流动空间及流速的测定……………………………...7
3.2确定物性数据………………………………………...........7
3.3计算总传热系数…………………………………………..8
3.3.1热流量…………………………………………………8
3.3.2平均传热温差…………………………………………9
3.3.3冷却水用量…………………………………................9
3.4计算传热面积……………………………………………...9
3.5工艺结构尺寸…………………………………………….10
3.5.1管径与管内流速……………………………………..10
3.5.2管程数与传热管数…………………………………..10
3.5.3传热管排列和分程方法……………………………..10
3.5.4壳体内径……………………………………………..11
3.5.5折流板………………………………………………...11
3.5.6接管…………………………………………………..11
3.6换热器核算……………………………………………...12
3.6.1热量核算……………………………………………..12
3.6.1.1壳程对流传热系数…………………………….12
3.6.1.2管程对流传热系数……………………………..13
3.6.1.3传热系数K ……………………………………..13
3.6.1.4传热面积S ………………………………………13
3.6.2换热器内流体的流动阻力 …………………………14
3.6.2.1管程流动阻力…………………………………...14
3.6.2.2壳程阻力………………………………………..15
3.6.2.3换热器的主要结构尺寸和计算结果…………..15
四.设计小结……………………………………………………….16
五.参考文献………………………………………………………..18
一. 概述
在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器, 简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体, 一种流体温度较高, 放出热量; 另一种流体则温度较低, 吸收热量。
在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器, 它们也是这些行业的通用设备, 并占有十分重要的地位。
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,不同类型的换热器也各有优缺点,性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器,它在工业上的应用有着悠久的历史,而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。
二. 方案设计和拟订
根据任务书给定的冷热流体的温度,来选择设计列管式换热器中的固定管板式换热器;再依据冷热流体的性质,判断其是否易结垢,来选择管程走什么,壳程走什么。在这里,冷水走管程,热水走壳程。从手册中查得冷热流体的物性数据,如密度,比热容,导热系数,黏度。计算出总传热系数,再计算出传热面积。根据管径管内流速,确定传热管数,标准传热管长为3m ,算出传热管程,传热管总根数等等。再来就校正传热温差以及壳程数。确定传热管排列方式和分程方法。根据设计步骤,计算出壳体内径,选择折流板,确定板间距,折流板数等,再设计壳程和管程的内径。分别对换热器的热量,管程对流系数,传热系数,传热面积进行核算,再算出面积裕度。最后,对传热流体的流动阻力进行计算,如果在设计范围内就能完成任务。
根据固定管板式的特点:结构简单,造价低廉,壳程清洗和检修困难,壳程必须是洁净不易结垢的物料。U 形管式特点:结构简单,质量轻,适用于高温和高压的场合。管程清洗困难,管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。浮头式特点:结构复杂、造价高,便于清洗和检修,完全消除温差应力,应用普遍。我们设计的换热器的流体是冷热水,不易结垢,再根据造价低,经济的原则我们选用
固定管板式换热器。
根据以下原则:(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内,以便于清洗管子。
(2) 腐蚀性的流体宜走管内,以免壳体和管子同时受腐蚀,而且管子也便于清洗和检修。(3) 压强高的流体宜走管内,以免壳体受压。(4) 饱和蒸气宜走管间,以便于及时排除冷凝液,且蒸气较洁净,冷凝传热系数与流速关系不大。
(5) 被冷却的流体宜走管间,可利用外壳向外的散热作用,以增强冷却效果。
(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内,因管程流通面积常小于壳程,且可采用多管程以增大流速。(7) 粘度大的液体或流量较小的流体,宜走管间,因流体在有折流挡板的壳程流动时,由于流速和流向的不断改变,在低Re(Re>100)下即可达到湍流,以提高对流传热系数。我们选择冷水走管程,热水走壳程。
流体流速的选择:增加流体在换热器中的流速,将加大对流传热系数,减少污垢在管子表面上沉积的可能性,即降低了污垢热阻,使总传热系数增大,从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加,又使流体阻力增大,动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。此外,在选择流速时,还需考虑结构上的要求。例如,选择高的流速,使管子的数目减少,对一定的传热面积,不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗,且一般管长都有一定的标准;单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。在本次设计中,根据表换热器常用流速的范围,取管内流速u i 1. 1m /s 。
管子的规格和排列方法:选择管径时,应尽可能使流速高些,但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有φ25×2.5mm及φ19×2mm 两种规格的管子。在这里,选择 φ25×2.5mm管子。管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗,且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6m ,则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m 。此外,管长和壳径应相适应,一般取L/D为4~6(对直径小的换热器可大些) 。在这次设计中,管长选择6m 。
管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等,等边三角形排列的优点有:管板的强度高;流体走短路的机会少,且管外流体扰动较大,因而对流传热系数较高;相同的壳径内可排列更多的管子。正方形直列排列
的优点是便于清洗列管的外壁,适用于壳程流体易产生污垢的场合;但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间,即对流传热系数(较直列排列的) 可以适当地提高。在这里选择组合排列法,每程内均选择按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。
管子在管板上排列的间距 (指相邻两根管子的中心距) ,随管子与管板的连接方法不同而异。通常,胀管法取t=(1.3~1.5)do ,且相邻两管外壁间距不应小于6mm ,即t≥(d+6)。焊接法取t=1.25do。
管程和壳程数的确定 当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时,有时会使管内流速较低,因而对流传热系数较小。为了提高管内流速,可采用多管程。但是程数过多,导致管程流体阻力加大,增加动力费用;同时多程会使平均温度差下降;此外多程隔板使管板上可利用的面积减少,设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时,通常应使每程的管子数大致相等。根据计算,管程为4程,壳程为单程。
折流挡板:安装折流挡板的目的,是为了加大壳程流体的速度,使湍动程度加剧,以提高壳程对流传热系数。最常用的为圆缺形挡板,切去的弓形高度约为外壳内径的10~40%,一般取20~25%,过高或过低都不利于传热。两相邻挡板的距离(板间距)h 为外壳内径D 的(0.2~1) 倍。系列标准中采用的h 值为:固定管板式的有150、300和600mm 三种,板间距过小,不便于制造和检修,阻力也较大。板间距过大,流体就难于垂直地流过管束,使对流传热系数下降。这次设计选用圆缺形挡板。
换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言) 管板的直径。初步设计时,可先分别选定两流体的流速,然后计算所需的管程和壳程的流通截面积,于系列标准中查出外壳的直径。
主要构件的选用:
(1)封头 封头有方形和圆形两种,方形用于直径小的壳体(一般小于400mm) ,圆形用于大直径 的壳体。
(2)缓冲挡板 为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击,可在进料管口装设缓冲挡板。
(3)导流筒 壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动
的空间(死角) ,为了提 高传热效果,常在管束外增设导流筒,使流体进、出壳程时必然经过这个空间。
(4)放气孔、排液孔 换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔,以排除不凝性气体和冷凝液等。
(5)接管尺寸 换热器中流体进、出口的接管直径由计算得出。
最后材料选用:列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前 常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等;非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好,但价格高且较稀缺,应尽量少用。这里选用的材料为碳钢。
三. 设计计算
3.1确定设计方案
3.1.1 选择换热器的类型
两流体温度变化情况:热流体进口温度140℃,出口温度40℃;冷流体(循环水)进口温度30℃,出口温度40℃。该换热器用循环冷却水冷却,热流体为煤油,为不易结垢和清洁的流体。冬季操作时进口温度会降低,考虑这一因素,估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大,因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。
3.1.2 流动空间及流速的测定
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,煤油走壳程。选用25×2.5的碳钢管,管内流速取u i =1.6m/s。 .
3.2确定物性数据
定性温度:可取流体进口温度的平均值。
壳程煤油的定性温度为
T=140+40=90(℃) 2
管程流体的定性温度为
30+40=35 (℃) 2
根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 t= 煤油在90℃下的有关物性数据如下:
密度 ρ0=825kg /m 3
定压比热容c p 0=2. 22kJ /(kg ⋅℃)
导热系数 λ0=0.140W/(m ⋅︒c )
黏度 μ0=0. 000715Pa ⋅s
循环冷却水在35℃下的物性数据:
密度 ρi =994kg /m 3
定压比热容c pi =4. 08kJ /(kg ⋅℃)
导热系数 λi =0. 626W /(m ⋅℃)
黏度 μi =0. 000725Pa ⋅s
3.3计算总传热系数
10000003.3.1 热流量m 0==138888.9(kg/h) 300⨯24
138888. 9⨯2. 2⨯(140-40) =30. 8333358⨯106kJ /h =8564. 816kW
3.3.2 平均传热温差
∆t 1-∆t 2(140-40) -(40-30) ==39℃ ∆t m =∆t 1140-40ln ln ∆t 240-30'
3.3.3 冷却水用量
Q o 30. 8333358⨯106 w i ===755719kg /h c pi ∆t i 4. 08⨯(40-30)
总传热系数K
管程传热系数
Re i =
0. 020⨯1. 6⨯994=438730. 000725 αi =0. 023⨯
壳程传热系数. 0. 626⨯438730. 8⨯(4. 08⨯103⨯0. 000725÷0. 626) 0. 4=6931W /(m 2⋅℃0. 02
假设壳程传热系数αo
污垢热阻 =600w/(m²℃,
R Si =0.000344℃/w,
Rs 0=0.000172m²℃/w,
管壁的导热系数λ=45w /(m ⋅ c ) 则 总传热系数为:
K =1 d o d o bd o 1+R si ++R so +αi d i d i λd m αo
=
1+0. 000344⨯++0. 000172+6931⨯0. 0200. 02045⨯0. 0225600
=398. 3/(m ⋅℃) 2
3.4计算传热面积
S =Q
K ∆t m =8564816=551. 4m 2 398. 3⨯39
3.5工艺结构尺寸
3.5.1 管径和管内流速
选用Φ25⨯2. 5传热管(新的无缝钢钢), 取管内流速u i =1. 6m /s
3.5.2 管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数 (994⨯3600) n s = =≈421(根)220. 785⨯0. 02⨯1. 6d i u 4V
按单程管计算, 所需的传热管长度为
L =S 551. 4==16. 7m πd o n s 3. 14⨯0. 025⨯421
按单程管设计, 传热管过程, 宜采用多管程结构。现取传热管长l =6m , 则该换热器管程程数为
L 16. 7=≈(管程)4 N p = l 6
传热管总根数N =421⨯4=1684 (根)
平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
140-40=10 R =40-30
11
40-30=0. 091 P =140-30
按单壳程, 4管程结构, 温差校正系数可查对数平均温度校正系数ϕ∆t
可得
ϕ∆t =0. 82
=ϕ∆t ∆t ' m =0. 82⨯39=32℃ 平均传热温差 ∆t m
3.5.3 传热管排列和分程方法
采用组合排列法, 即每程内均按正三角排列, 隔板两恻采用正方形排列. 取管
心距t =1. 25d o , 则
t =1. 25⨯25=31. 25≈32mm
横过管束中心线的管数 n c =1. 19N =1. 19=49(根)
3.5.4 壳体内径
采用多管程结构, 取管板利用率0.65, 则壳体内径为 D =1. 05t N =1. 05⨯320. 65=1710mm
可取D =1800mm
3.5.5 折流板
采用弓形折流板, 取弓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⨯1800=400mm , 故可取h =400mm 。
取折流板间距B =0.2D
12
则B =0.2×1800=360mm
可取B 为400mm 。
折流板数
N B =6000/400-1=14
折流板圆缺面水平装配。
3.5.6 接管
壳程流体进出口接管:取接管内煤油流速为u=2.0m/s为 4V 4⨯138888. 825⨯3600d ==≈0. 180(m )=180mm πu 3. 14⨯2. 0
取标准管径为180mm 。
管程流体进出口接管:取接管内循环水流速u
=3m /s ,则接管内径为
4V 4⨯994⨯3600d ===0. 299m =299mm πu 3. 14⨯3
取标准管径为300mm 。
3.6换热器核算
3.6.1 热量核算
3.6.1.1 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板, 可采用克恩公式
. 55⎛μo ⎫ ⎪Pr αo =0. 36Re 0
o ⎪d e ⎝μw ⎭λo 0. 14
当量直径, 由正三角形排列得
13
⎛2π2⎫⎪4 2t -4d o ⎪⎭= d e =⎝
πd 0⎛3⎫22⎪4 ⨯0. 032-0. 785⨯0. 025 2⎪⎝⎭=0. 020m 3. 14⨯0. 025
壳程流通截面积 ⎛d o ⎫⎛0. 025⎫ S o =BD 1-⎪=0. 4⨯1. 8 1-⎪=0. 1575m ² t ⎭⎝⎝0. 032⎭
壳程流体流速及其雷诺数分别为
138888. 9(825⨯3600)=0. 297(m /s ) 0. 1575
Re =0. 020⨯0. 297⨯825=6854
00. 000715
普兰特准数 u 0=
2. 22⨯103⨯715⨯10-6
=11. 34 Pr =0. 140
⎛μ⎫ 粘度校正 μ⎪⎪⎝w ⎭0. 14≈1
0. 140⨯68540. 55⨯11. 341/3=729. 0W /(m 2⋅℃) α0=0. 36⨯0. 02
3.6.1.2 管程对流传热系数 αi =0. 023λi d i Re 0. 8Pr 0. 4
管程流通截面积 S i N 16842=d i ⨯=0. 785⨯0. 02⨯=0. 1322(m 2) 4N p 42π
管程流体流速及其雷诺数分别为
7555719/(994⨯3600) =1. 597m /s u i =0. 1322
0. 020⨯1. 597⨯994=43791 Re i =0. 000725
14
普兰特准数 4. 08⨯103⨯0. 725⨯10-3
=4. 73 Pr =0. 626
αi =0. 023⨯0. 626⨯437910. 8⨯4. 730. 4=6923W /(m 2⋅℃) 0. 02
3.6.1.3 传热系数 K
1 d o d o bd o 1+R si ++R so +αi d i d i λd m αo K =
1=+0. 000344⨯++0. 000172+6923⨯0. 0200. 02045⨯0. 0225729. 0
=451W /(m 2⋅℃)
3.6.1.4 传热面积 S
Q 8564816S ===593. 5m 2 K ∆t m 451⨯32
该换热器的实际传热面积S p
S p =πd o L (N -n c )
=3. 14⨯0. 025⨯(6-0. 06)⨯(1684-49)
=762. 4(m 2)
该换热器的面积裕度为 S p -S 762. 4-593. 5⨯100%=⨯100%=28. 5% H =S 593. 5
传热面积裕度适宜, 该换热器能够完成生产任务。
15
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