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1
一.设计任务和设计条件
某生产过程的流程如图所示,反应器的混合气体经与进料物流患热
后,用循环冷却水将其从 110℃进一步冷却至 60℃之后,进入吸收塔吸
收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h,压力为6.9MPa ,
循环冷却水的压力为 0.4MPa ,循环水的入口温度为 29℃,出口温度为
39℃ ,试设计一台列管式换热器,完成该生产任务。
物性特征:
混和气体在 35℃下的有关物性数据如下(来自生产中的实测值):
密度 31 /90 mkg=ρ
定压比热容 1pc =3.297kj/kg℃
热导率 1λ =0.0279w/m
粘度 Pas51 105.1 −×=μ
循环水在 34℃ 下的物性数据:
密度 1ρ =994.3 ㎏/m3
定压比热容 1pc =4.174kj/kg℃
热导率 1λ =0.624w/m℃
粘度 Pas31 10742.0 −×=μ
二. 确定
设计方案
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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 110℃ 出口温度 60℃;冷流
体进口温度 29℃,出口温度为 39℃,该换热器用循环冷却水冷却,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,因此初步确定选用浮头式换热器。
2.管程安排
从两物流的操作压力看,应使混合气体走管程,循环冷却水走壳程。
但由于循环冷却水较易结垢,若其流速太低,将会加快污垢增长速度,
使换热器的热流量下贱,所以从总体考虑,应使循环水走管程,混和气
体走壳程。
三. 确定物性数据
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。故壳程混和气体的定性温度为
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2
T=
2
60110 + =85℃
管程流体的定性温度为
t= 34
2
2939
=
+ ℃
根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合
气体来说,最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件,则应分别查
取混合无辜组分的有关物性数据,然后按照相应的加和方法求出混和气
体的物性数据。
混和气体在 35℃下的有关物性数据如下(来自生产中的实测值):
密度 31 /90 mkg=ρ
定压比热容 1pc =3.297kj/kg℃
热导率 1λ =0.0279w/m
粘度 1μ =1.5×10-5Pas
循环水在 34℃ 下的物性数据:
密度 1ρ =994.3 ㎏/m3
定压比热容 1pc =4.174kj/kg℃
热导率 1λ =0.624w/m℃
粘度 1μ =0.742×10-3Pas
四. 估算传热面积
1.热流量
Q1= 111 tcm p Δ
=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw
2.平均传热温差 先按照纯逆流计算,得
mtΔ = K3.48
2960
39110ln
)2960()39110(
=
−
−
−−−
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3
3.传热面积 由于壳程气体的压力较高,故可选取较大的 K 值。假设
K=320W/(㎡ k)则估算的传热面积为
Ap= 2
3
1 674
3.48320
1066.10416 m
tK
Q
m
=
×
×
=
Δ
4.冷却水用量 m=
ipi tc
Q
Δ
1 = hkgskg /898560/6.249
1010174.4
1066.10416
3
3
==
××
×
五. 工艺结构
尺寸
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1.管径和管内流速 选用Φ25×2.5 较高级冷拔传热管(碳钢),取管内流速
u1=1.3m/s。
2.管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns= 612
3.102.0785.0
)3.9943600/(898560
4
2
2
=
××
×
=
ud
V
i
π
按单程管计算,所需的传热管长度为
L= m
nd
A
so
p 14
612025.014.3
674
≈
××
=
π
按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构。根据本设计实际情况,采用非
标设计,现取传热管长 l=7m,则该换热器的管程数为
Np= 2
7
14
==
l
L
传热管总根数 Nt=612×2=1224
3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式(3-13a)和式(3-13b)
有 R= 5
2939
60110
=
−
−
P= 124.0
29110
2939
=
−
−
按单壳程,双管程结构,查图 3-9 得
96.0=Δtε
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平均传热温差 46.448.30.96 =×=Δ=Δ Δ 塑mtm tt ε ℃
由于平均传热温差校正系数大于 0.8,同时壳程流体流量较大,故取单壳程
合适。
4.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形排列,隔板
两侧采用正方形排列。见图 3-13。
取管心距 t=1.25d0,则 t=1.25×25=31.25≈32 ㎜
隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式(3-16)计算
S=t/2+6=32/2+6=22 ㎜
各程相邻管的管心距为 44 ㎜。
管数的分成方法,每程各有传热管 612 根,其前后关乡中隔板设置和介质的流通
顺序按图 3-14 选取。
5.壳体内径 采用多管程结构,壳体内径可按式(3-19)估算。取管板利用率
η=0.75 ,则壳体内径为
D=1.05t mmNT 135757.0/12243205.1/ =×=η
按卷制壳体的进级档,可取 D=1400mm
6.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=350m,故可 取 h=350mm
取折流板间距 B=0.3D,则 B=0.3×1400=420mm,可取 B为 450mm。
折流板数目 NB= 1414.51
450
70001 ≈=−=−折流板间距
传热管长
折流板圆缺面水平装配,见图 3-15。
7.其他附件
拉杆数量与直径按
表
关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf
3-9 选取,本换热器壳体内径为 1400mm,故其拉杆直
径为Ф12 拉杆数量不得少于 10。
壳程入口处,应设置防冲挡板,如图 3-17 所示。
8.接管
壳程流体进出口接管:取接管内气体流速为 u1=10m/s,则接管内径为
299.0
1014.3
)903600/(22730144VD1 =
×
××
==
πμ
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圆整后可取管内径为 300mm。
管程流体进出口接管:取接管内液体流速u2=2.5m/s,则接管内径为
358.0
5.214.3
)3.9943600/(8985604
2 =
×
××
=D
圆整后去管内径为 360mm
六. 换热器核算
1. 热流量核算
(1)壳程表面传热系数 用克恩法计算,见式(3-22)
14.03155.0010 )(PrRe36.0
wed μ
μλ
α =
当量直径,依式(3-23b)得
ed = md
dt
o
o
02.0
]
42
3[4 22
=
−
π
π
壳程流通截面积,依式 3-25 得
1378.0)
32
251(1400450)1( =−×=−=
t
d
BDs oo
壳程流体流速及其雷诺数分别为
smuo /1.51378.0
)903600/(227301
=
×
=
612000
105.1
901.502.0Re 5 =×
××
=
−
o
普朗特数
773.1
0279.0
105.110297.3Pr
53 −×××
=
粘度校正 1)( 14.0 ≈
wμ
μ
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Kmwo ⋅=×××= 23
155.0 /5.925773.1612000
02.0
0279.036.0α
(2)管内表面传热系数 按式 3-32 和式 3-33 有
4.08.0 PrRe023.0
i
i
i d
λ
α =
管程流体流通截面积
1922.0
2
122402.0785.0 2 =××=iS
管程流体流速
smui /306.11922.0
)3.9943600/(898560 ×
=
35002)10742.0/(3.994306.102.0Re 3 =×××= −
普朗特数
96.4
624.0
10742.010174.4Pr
33
=
×××
=
kmwi ./588796.43500202.0
624.0023.0 24.08.0 =×××=α
(3)污垢热阻和管壁热阻 按表 3-10,可取
管外侧污垢热阻 wkmRo /0004.0 2 ⋅=
管内侧污垢热阻 wkmRi /0006.0 2 ⋅=
管壁热阻按式 3-34 计算,依表 3-14,碳钢在该条件下的热导率为 50w/(m·K)。
所以 wkmRw /00005.050
0025.0 2
⋅==
(4) 传热系数 eK 依式 3-21 有
kmw
R
d
dR
d
dR
d
dK
o
o
m
ow
i
oi
ii
o
e ⋅=
++++
=
2/400
)1(
1
αα
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(5)传热面积裕度 依式 3-35 可得所计算传热面积 Ac 为
2
3
1 539
3.48400
1066.10416 m
tK
QA
me
c =
×
×
=
Δ
=
该换热器的实际传热面积为 Ap
267312247025.014.3 mlNdA Top =×××== π
该换热器的面积裕度为
%9.24
539
539673
=
−
=
−
=
c
cp
A
AA
H
传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务。
2. 壁温计算
因为管壁很薄,而且壁热阻很小,故管壁温度可按式 3-42 计算。由
于该换热器用循环水冷却,冬季操作时,循环水的进口温度将会降低。为确保
可靠,取循环冷却水进口温度为 15℃,出口温度为 39℃计算传热管壁温。另外,
由于传热管内侧污垢热阻较大,会使传热管壁温升高,降低了壳体和传热管壁温之差。
但在操作初期,污垢热阻较小,壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中,应该按最
不利的操作条件考虑,因此,取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是,按式 4-42
有
nc
n
m
c
w
w
tT
t
αα
αα
11 +
+
=
式中液体的平均温度 mt 和气体的平均温度分别计算为
=mt 0.4×39+0.6×15=24.6℃
=mT (110+60)/2=85℃
== ic αα 5887w/㎡·k
== oh αα 925.5w/㎡·k
传热管平均壁温
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3.32=wt ℃
壳体壁温,可近似取为壳程流体的平均温度,即 T=85℃。壳体壁温和传热管
壁温之差为 7.523.3285 =−=Δt ℃。
该温差较大,故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大,因此,需
选用浮头式换热器较为适宜。
3.换热器内流体的流动阻力
(1)管程流体阻力
spsrit FNNppp )( Δ+Δ=Δ
1=sN , 2=Np , 2
2u
d
lp
i
ii
ρλ=Δ
由 Re=35002,传热管对粗糙度 0.01,查莫狄图得 04.0=iλ ,流速 u=1.306m/s,
3/3.994 mkg=ρ ,所以,
Papi 4.118712
3.994306.1
02.0
704.0
2 ×
××=Δ
Paupr 25442
306.13.9943
2
22
=
×
×==Δ ρζ
Pap 432465.12)25444.11871(1 =××+=Δ
管程流体阻力在允许范围之内。
(2)壳程阻力 按式计算
ssios NFppp )( Δ+Δ=Δ , 1=sN , 1=sF
流体流经管束的阻力
2
)1(
2
o
BTCoo
u
NNFfp
ρ
+=Δ
F=0.5
2419.05880005 288.0 =×= −of
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9
5.3812241.11.1 5.05.0 =×== TTC NN
14=BN smUO /9.4=
=Δ op 0.5×0.2419×38.5×(14+1)× 2
9.490 2× =75468Pa
流体流过折流板缺口的阻力
2
)25.3(
2
o
Bi
u
D
BNp
ρ
−=Δ , B=0.45m , D=1.4m
43218
2
9.490)
4.1
45.025.3(14
2
=
×
×
×
−×=Δ ip Pa
总阻力
=Δ sp 75468+43218=1.19× 510 Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高,所以壳程流体的阻力也比较适宜。
(3)换热器主要结构尺寸和计算结果见下表:
参数 管程 壳程
流率 898560 227301
进/出口温度/℃ 29/39 110/60
压力/MPa 0.4 6.9 物性
定性温度/℃ 34 85
密度/(kg/m3) 994.3 90
定压比热容/[kj/(kg•k)] 4.174 3.297
粘度/(Pa•s) 0.742× 310− 1.5× 510−
热导率(W/m•k) 0.624 0.0279
普朗特数 4.96 1.773 设备结构参形式 浮头式 壳程数 1
壳体内径/㎜ 1400 台数 1
管径/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32
管长/㎜ 7000 管子排列 △
管数目/根 1224 折流板数/个 14
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传热面积/㎡ 673 折流板间距/㎜ 450
管程数 2 材质 碳钢
主要计算结果 管程 壳程
流速/(m/s) 1.306 4.9
表面传热系数/[W/(㎡•k)] 5887 925.5
污垢热阻/(㎡•k/W) 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
热流量/KW 10417
传热温差/K 48.3
传热系数/[W/(㎡•K)] 400
裕度/% 24.9%
七.参考文献:
1. 刘积文主编,石油化工设备及制造概论,哈尔滨;哈尔滨船舶工程学
院出版社,1989 年。
2. GB4557.1——84 机械制图图纸幅面及格式
3. GB150——98 钢制压力容器
4. 机械工程学会焊接学会编,焊接
手册
华为质量管理手册 下载焊接手册下载团建手册下载团建手册下载ld手册下载
,第 3卷,焊接结构,北京;机
械工业出版社 1992 年。
5. 杜礼辰等编,工程焊接手册,北京,原子能出版社,1980
6. 化工部六院编,化工设备技术图样要求,化学工业设备设计中心站,
1991 年。