列管式换热器的设计浮头式换热器.docx

化工原理课程设计设计题目： 班 级： 指导教师： 学 生： 设计时间：列管式换热器的设计选型 生物工程专业 2023 级本科班蒋玉梅李霁晰贾滔2023.05.252023.06.02甘肃农业大学食品科学与工程学院二 O 一二年五月1化工原理课程设计任务书1.1. 化工原理课程设计的重要性化工原理课程设计是学生学完根底课程以及化工原理课程以后，进一步学习工程设计的根底学问， 培育学生工程设计力气的重要教学环节，也是学生综合运用化工原理和相关选修课程的学问，联系生 产实际，完成以单元操作为主的一次工程设计的实践。通过这一环节，使学生把握单元操作设计的基 本程序和方法，生疏查阅技术资料、国家技术标准，正确选用公式和数据，运用简洁文字和工程语言 正确表述设计思想和结果；并在此过程中使学生养成敬重实际问题向实践学习，实事求是的科学态度， 逐步树立正确的设计思想、经济观点和严谨、认真的工作作风，提高学生综合运用所学的学问，独立 解决实际问题的力气。1.2. 课程设计的根本内容和程序化工原理课程设计的根本内容有：1、 设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进展简要的论述。2、 主要设备的工艺计算：物料衡算、能量衡算、工艺参数的选定、设备的构造设计和工艺尺寸的设计计算。3、 关心设备的选型：典型关心设备主要工艺尺寸的计算，设备规格型号的选定。4、 工艺流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备与关心设备的物料方向、物流量、主要测量点。5、 主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接收表。6、 编写设计说明书：可依据以下几步进展： 课程设计预备工作 有关生产过程的资料； 设计所涉及物料的物性参数； 在设计中所涉及工艺设计计算的数学模型及计算方法； 设备设计的标准及实际参考图等。 确定设计方案 工艺设计计算 构造设计 工艺设计说明书 封面：课程设计题目、学生班级及姓名、指导教师、时间。 名目 设计任务书 概述与设计方案的简介 设计条件及主要物性参数表 工艺设计计算 关心设备的计算及选型 设计结果汇总表 设计评述 工艺流程图及设备工艺条件图 参考资料 主要符号说明以上即为我们在课程设计中所涉及的主要内容。2三 .列管式换热器设计内容1 确定设计方案1选择换热器的类型；2流程安排2 确定物性参数1定性温度；2定性温度下的物性参数3 估算传热面积1热负荷；2平均传热温度差；3传热面积；4冷却水用量4 工艺构造尺寸1管径和管内流速；2管程数；3平均传热温度差校正及壳程数；4传热管排列和分程方法；5壳体内径；6折流板；7其它附件；8接收1.3.5、换热器核算（1） 传热力气核算；2壁温核算；3换热器内流体的流淌阻力四 设计任务和操作条件某厂用井水冷却从反响器出来的循环使用的有机液。欲将 6000kg/h 的植物油从140冷却到40， 井水进、出口温度分别为20和 40。假设要求换热器的管程和壳程压强降均不大于35kPa，试选择合 适型号的列管式换热器。定性温度下有机液的物性参数列于附表中。附表项 目 密度，kg/m3比热，KJ/(kg·) 粘度，mpa ·s 热导 率 ， kJ /(m·)植物油9502.2610.7420.172五 主要设备构造图例如依据设计结果，可选择其它形式的列管换热器。六 设计进度1. 设计发动，下达设计任务书；搜集资料，阅读教材，拟定设计进度 1 天；2.设计计算包括电算，编写说明书草稿2-3 天；3.绘图 2 天；5.整理，抄写说明书 1 天；6.设计小结及辩论 1 天。七 设计成绩评分体系考核成绩分为五档：优秀90-100 分、良好80-89 分、中等70-79 分、及格60-69 分、不及格60 分。3设计条件及主要物理参数条件1满足生产工艺要求2 操作维护及检修方案3经济上合理节约4 保证生产安全工艺设计计算某厂用井水冷却从反响器出来的循环使用的有机液。欲将 6000kg/h 的植物油从 140冷却到 40， 井水进、出口温度分别为20和 40。假设要求换热器的管程和壳程压强降均不大于35kPa，试选择合 适型号的列管式换热器。1 确定方案（1） 选择换热器的类型浮头式换热器（2） 流程安排两流体允许压强降均不大于 35kPa；两流体分别为植物油和水。与植物油相比，水的对流传热系数一般较大。由于循环冷却水较易结垢，假设其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程，而使植物油走壳程。2 确定物性参数定性温度：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。壳程流体植物油的定性温度为：T= (140+40)/2=90管程流体水的定性温度为：t=40+20/2=30密度/m3比热容/ kJ /kg 粘度/Pas 导热系数/ kJ /m在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和植物油)的物性参数植物油9502.2610.742×10-30.172水3 估算传热面积995.74.1740.801×10-30.618(1) 热负荷Q=ms1cp1(T1-T2)=6000x2.261x10 -3 x(140-40)/3600=376833w（2） 平均传热温差计算两流体的平均传热温差， 临时按单壳程、多管程计算。逆流时，我们有ln(100 20)(100 - 20)植物油：14040 井 水： 4020Dt ” =m= 49.7 4对逆流传热温度差Dt” 进展校正mt- t40 - 2020T - T140 - 40100P = 21 = 0.17R = 12 = 5.00T - T12140 - 20120t- t2140 - 2020查表的 =0.90>0.82，可行，所以修正后的传热温度差为： t= Dtm” × =0.90x49.7=44.71m（3） 冷却水用量无视热损失m=Q=376833.3×3600/4.174x×10³×(40-20)=16250 /h(s 2Cp 2)(t2- t )1初步选用 25×2.5 的碳钢管，则管内径di=25-2.5×2=20mm 管内流速取u =1m/s,从管内体积流量i为： i =n( /4)×0.02²×1×3600=16250/995=16.32m³/h解得n=15参照列管换热器中K 值的大致范围，依据两流体的具体状况，初步选定总传热系数K=300W/m2 传热面积：A= np d L =376833.3/(300×44.71)=28.1 °可以求得单程管长L=28.1/(15×3.14×0.025)=23m管数 n68管排列方式中心排管数n9管心距正方形斜转45o32mmc管程流通面积 Si0.0053m ²公称传热面积31.6m ² 壳程数1折流挡板数圆缺型假设选用 6m 长的管，需要 4 管程，则一台换热器的总管数为 4×16=64 根.查化学工业出版社第三版«化工原理»附录十九，可以初步确定换热器的主要参数见下表工程数据工程数据壳径 D(DN)400mm管尺寸 25mm×2.5mm管程数 Np(N)4管长6 m3.1 对表中的数据进展核算：每程的管数 n1 =n/Np=68÷4=17,管程流通面积 si =( /4) ×0.02²×170.005338 与表中的数据 0.0053 很相符。传热面积 A= d0Ln=3.14×0.025×6×6832.028 稍大于表中 31.6 ,这是n68由于管长的一局部需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准。换热管是正方形斜转45o，中心排管数 nc1.1=1.19×93.2. 阻力损失的计算3.2.1. 管程5流速 um=s 2=16250.598=0.855m/sir × A995.7 ´ 3600 ´ 0.0053u d0.855 ´ 995.7 ´ 0.02雷诺数 Rei = ii i=211850.801´10-3可知管内流体处于湍流状态摩擦系数 取钢管确定粗糙度 =0.1mm，得相对粗糙度 /d=0.005Rei=21185 查 -Re可得 i=0.0315所以liPi = i ( u2 r )/2=0.0315×6×0.855²×995÷0.02÷2=3436PadiiPr=3×( u2 r ) /2=3×0.855 ²×995÷2=1091Paii则 管 程 内 总 压 降 为 ： Pt=( Pi + Pr) FtNsNp=(3436+1091)× 1.4 × 1 ×4=21513.9Pa35kPa故壳程的压降满足题目中的要求3.2.2. 壳程取折流挡板间距为 h=0.15m计算截面积 S0 =h(D- n dc0)=0.15×(0.4-9 ´ 0.02)=0.026 m计算流速 u =s 1=6000=0.067m/s0r× A3600 ´ 950 ´ 0.026雷诺数的计算 Re= u 0 d 0 =0.025×0.067×950÷0.000742=2159Re >500摩擦系数 f00=5.0Re0.228l0= o.86则折流挡板数 NB = -1=6÷0.15-1=39h于是nr u 2P1=Ff0c(NB+1) () =0.4×0.86×9×(39+1)×950× 0.0672÷2= 266.7Pa2P2=NB(3.5- 2h )(u² rD0/2=39×(3.5- 2 ´ 0.15)0.4)(950×0.067 ²)/2=228.68Pa则壳程损失 Ps=P1+P2 FsNs=266.7+228.68×1.15×1=569.635KPa即壳程的压降也满足题意综上核算初步认为所选的换热器适用63.3. 计算总传热系数3.3.1. 管程传热系数：=Re 21256.52ic u4.174 ´103 ´ 0.801´10-3Pr = piili= 5.3750.618l =0.023 i(Re)0.8 (Pr)0.4 = 0.023×( 0.618 )× 34360.8 × 5.3570.4 =4040w/ m2 × kid0.02i3.3.2. 壳程传热系数：对圆缺型折流板：用科恩法计算l1ma = o.36 00deRe Pr 3 (0 )0.14m0w管心距：t=1.25 do=0.032当量直径de，由正方形排列得p3.144(t 2 -d 2 )4(0.0322 -´ 0.0252 )d=40epd0=4= 0.027 m3.14´ 0.025壳程流通截面积d0.025A = hD(1- 0 ) =0.15×0.4× (1-) = 0.013m t0.0320u0 = v=6000=0.134A3600 ´ 950 ´ 0.013Re=d u re o= 0.027´0.134´950= 46320m0.742´10-3c m2.261´103 ´ 0.742´10-3Pr = p00l0= 9.7540.172m由于壳程流体被冷却，所以取( m0 )0.14w= 0.95 ，于是壳程流体的对流传热系数a 为0l1m01721a = 0.36´ 0 Re0.55 Pr 3 (0 ) = 0.36´´ 4666.780.55 ´ 9.7543 ´ 0.95 = 485.15w / m2 × k0dmew0.0273.3.3 污垢热阻的选择依据污垢热阻的大致范围表查得管程井水Rsi=0.00058m2/W壳程植物油Rs0=0.00018 m2/W3.3.4 总传热系数7a管程对流传热系数ia壳程对流传热系数od 换热管外径d 换热管内径0i1K=+0dd1oRoRa dsi diii25soao=1÷( 4040´ 20 +0.58×10-3 × 25 +0.18×10-3 +1)20485.15=324.1W/m2k在初选换热器型号时，要求换热过程的总传热系数为 300w/ m2 × k ，通过核算，知道该型号换热器在规定的流体流淌条件下，所能供给的总传热系数为 324W/m2k，与选择的相差不大，故所选换热器是适宜的。3.4 核算传热面积由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面积：Q3768330A = k Dt000m= 324 ´ 44.7 = 26m2与换热器列出的传热面积 A=31.6热面积来看所选的换热器适用。四. 工艺设计计算比较有31.6 - 26 ´10031.6= 17.700的裕度，从阻力损失和传4.1. 管径和管内流速选用25×2.5 的不锈钢管，管长 6m,速取ui=1m/s4.2. 管程数和传热管数依据传热管的内径和流速，可以确定单程管根数：nV=16250.598 / 995.7= 17=p d 2uii3.144´ 0.022 ´ 0.8554按单程计算，所需传热管的长度是：A23.05L = 21.59mp dn3.14 ´ 0.02 ´17假设按单程管计算，传热管过长，宜承受多管程构造，可见取传热管长l=6m，则该传热管程数为：8N= L = 21 .59 = 3.59 » 4pl6管程则传热管的总根数为：N=N ×n =4×17=68根ps4.3. 平均传热温差校正及壳程数由前面的计算已求得，按单壳程、多管程计算，逆流时：Dt ”(140 - 40) - (40 - 20) =m =140 - 40ln 40 - 2049.7而此时，我们有：t- tP= 2140 - 20T - T140 - 40= 0.17R= 12 = 5T - t11140 - 20t - t2140 - 20由y =y (P, R)函数公式可得：y=0.900.82，所以，修正后的传热温度差为：DtDt= Dt ”y=49.7×0.9=44.7mmDt于是，校正后的平均传热温差是 44.7，壳程数为单程，管程数为4。4.4. 换热管选型汇总通过查表，可以觉察下面的构造尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：DN,mm管 程数4004壳程数1管子规格25×2.5管子根数68中心排管数9管程流通面积，m20.0053换热面积，m231.6换热器长度，mm60004.5. 换热管4.5.1. 传热管排列和分程方法管子在管板上的排列方式最常用的为图4-1 所示的a、b、c、d四种，即正三角形排列排列角为 30°、同心圆排列、正方形排列排列角为90°、转角正方形排列排列角为 45°。当管程为多程时，则需实行组合排列，图1-10 为二管程时管小组合排列的方式之一。 正方形斜 459管子在管板上的排列方式和组合排列示意图隔板中心到离其最近的一排管中心的距离S = t/2 + 6 = 22 mm4.6. 接收4.6.1. 壳程流体进出口时接收取接收内植物油流速为u=0.1m/s 则接收内径为：4Vp u4´ 6000/(3600´ 950)3.14´1.0d= 0.021m所以，取标准管的内径为 20mm。4.6.2. 管程流体进出口时的接收取接收内循环水流速u=1.5m/s，则接收内径：4´16250.60/(3600´ 995.7)3.14´1.5d= 0.062m取标准管径为 60mm。4.7. 壁厚确实定、封头查 GB151-99P21 表 8 得圆筒厚度为：8 mm查 JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，即8mm. 五.换热器核算5.1 核算壁温10因管壁很薄，且管壁阻力很小，故管壁温度可用Tamt =1iai+ amt0+ 1a0计算，按最不利状况考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温，于是t= 0.4 ´ 40 0.6×5=25m1T=140+40=90m2a= 4034.708w/ m2 × ka= 485.15 w/ m2 × ki0因此，传热平均壁温90+25t = 4034.89485.15 = 31.98 1+14034.89485.15壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度即T=90 壳体的壁温存传热平均壁温之差为D t=90-31.98= 58.02 该温差较大，故所需温度补偿装置。5.2 核算压力降由于壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进展核算。5.2.1 管程压力降管程压力降的计算公式为：å Dpt = (Dpi+ Dpr)N NFtspDp -单程直管阻力Dp局部阻力irNs- 壳程数 1Np-管程数4Ft-管程阻力结垢校正系数取1.4Pt管程总阻力Rei=0.02 ´ 0.855 ´ 995.70.801´10-3=21185可知管内流体为湍流。取管壁粗糙度x = 0 .1m m, 相对粗糙度为x= 0 .1 = 0 .005d20i查l - Re关联图得摩擦因数l = 0.0315 所以11Dp= l l ru 2= 0.0315´6´ 995.7 ´ 0.8552= 3436 paid20.022Dp= 3 ru 2= 3´ 995.7 ´ 0.8552= 1091par22则å Dpt= (Dpi+ Dpr)N NsFt Ft=3436+1091×1×4×1.4p=21513.9Pa<35kpa5.2.2 壳程压力降由于壳程流体的流淌状况比较地简洁，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。下面以埃索法计算壳程压力降：åDps= (Dp1+ Dp2)FsNsDp 流体横过管束的压力降，Pa；1Dp 流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；2Fs壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体取 1.0； Ns壳程数；ru 2而Dp1= Ff n (N0 cB+1)02Dp= N(3.5 -2h ) ru022BD2F管子排列方法对压力降的校正系数，对正方形斜转45o 排列，F=0.4，f 壳程流体的摩擦系数，当Re500 时， fo = 5(Re )-0.228noon 横过管束中心线的管子数ncc= 1.19N 折流挡板数h折流挡板间距，mBD壳径，md 换热器外径，mou按壳程流通截面积S 计算的流速，而A=hD- n d0c0=0.026 m2=传热管长NB折流板间距代入数值得：A=hD- n dc0-1 = 39=0.150.4-9×0.025= 0.026 m2=6000u03600 ´ 950 ´ 0.026=0.06712d u r0.025´ 0.067 ´ 950mRe= 0 0= 00.000742= 2159f=5=5= 0.86120Re0.228则2240.560.228ru 20.0672Dp = Ffn (N+1)0=0.4×0.8612×9×40×950×=266.7Pa10 cB22Dp= N2B(3.5 -2hru 2)0D22 ´ 0.15950 ´ 0.072=39×3.5-×0.42=228.68PaåDps= (Dp1+ Dp2)FsNs = 1.15×1×266.7+228.68=569Pa<35kpa经过以上的核算，管程压力降和壳程压力降都符合要求。换热器主要构造尺寸和计算结果表13参数管程壳程进、出口温度，20/40140/40流量，kg/h162506000物性温度，3090密度，kg/m3995.7950定压比热容， kJ /kg4.1742.261粘度， mpa× s0.8010.742热导率，W/mk0.6180.172普朗特常数型式5.375浮头换热器壳程数9.7541壳体内径，mm400台数1物性构造参管径，mm数管长，mf 25 ´ 2.56管心距，mm 管子排列方式32正方形斜转 45管子总数68折流板数，个39公称传热面积，m231.6折流板间距，mm150管程数 主要计算结果4管程折流板形式圆缺型壳程流速，m/s0.8550.1340.000580.000184040485.1521.5130.569污垢热阻， m2 × k /W 传热膜系数w/ m2 × k 阻力损失 Mpa热负荷，KW传热温差，传热系数，W/ m2 × k 裕度/%376.8344.732417.714符号说明英文字母物理意义英文字母物理意义B圆缺高度 md管径 mD壳径 mf摩擦系数F系数Re雷诺数S 传热面积 m2t 冷流体温度 ，管心距T 热流体温度u 流速m/sh折流板间距m质量流量kg/hsk总传热系数对流传热系数L管长D有限差值m程数热导系数w/mkn指数，管数m粘度pa× sNB折流板数r密度kg / m3Nm努赛尔准数P压力P普朗特准数rN程数， 管数q 流通量w/ m2Q 传热速率wr 半径 mR 热阻m2·/Wj校正系数i管内o管外s 污垢比热容 kJ /(kg·)Cp15设计评述在化工、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, 并占有格外重要的地位。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，而且至今仍在全部换热器中占据主导地位。列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器构造较简洁，操 作牢靠，可用各种构造材料主要是金属材料制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类 型。 由壳体、传热管束、管板、折流板挡板和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束， 管束两端固定在管板上。进展换热的冷热两种流体，一种在管内流淌，称为管程流体；另一种在管外 流淌，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装假设干挡板。挡板可提高壳程 流体速度，迫使流体按规定路程屡次横向通过管束，增加流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三 角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管 外清洗便利，适用于易结垢的流体。流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体速度,可在两 端管箱内设置隔板，将全部管子均分成假设干组。这样流体每次只通过局部管子，因而在管束中来回多 次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体屡次通过壳体空 间，称为多壳程。多管程与多壳程可协作应用。由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管 束的温度也不同。假设两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管 板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50时，需实行适当补偿措施，以消退或削减热应力。进 行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：不干净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较便利；腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液简洁排出；假设两流体温度差较大, 选用 固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。通过此次设计，了解了很多关于换热器的学问，如换热器的选型，换热器构造和尺寸确实定，以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等。最最重要的是我深刻认知做设计计算时要格外留神，由于一不留神就会出错，假设前面错了没觉察，后面就全错。这是设计中的禁忌。设计内容很多，必需要付出努力才可以。为此，也要感谢教师及同学的相互帮助。参考资料教材柴诚敬 刘国维 李阿娜主编。化工原理课程设计，天津科学技术出版社 2023谭天恩 窦梅周明华主编。化工原理第三版上册 化学工业出版社 2023参考资料郑帜等，化工工艺手册，北京：化学工艺出版社，1994 时钧等，化学工艺手册，北京：化学工艺出版社，1996 姚玉英主编，化工原理，天津大学出版社 1999GB 151-1999 管壳式换热器JB/T 4715-92 浮头式列管换热器与根本参数16