列管式換熱器設計總結

1、列管式換熱器設計總結2、設計方案的選擇21換熱器型式的選擇在乙醇精餾過程中塔頂一般采用的換熱器為列管式換熱器，故初步選定在此次設計中的換熱器為列管式換熱器。列管式換熱器的型式主要依據換熱器管程與殼程流體的溫度差來確定。在乙醇精餾的過程中乙醇是在常壓飽和溫度下冷凝，進口溫度為76，出口溫度為45。冷卻介質為水，入口溫度為24，出口溫度為36，兩流體的溫度差不是很大，再根據概述中各種類型的換熱器的敘述，綜合以上可以選用固定管板式換熱器。22流體流速的選擇流體流速的選擇涉及到傳熱系數(shù)、流動阻力及換熱器結構等方面。增大流速，可加大對流傳熱系數(shù)，減少污垢的形成，使總傳熱系數(shù)增大；但同時使流動阻力加大，動

2、力消耗增多；選擇高流速，使管子的數(shù)目減小，對一定換熱面積，不得不采用較長的管子或增加程數(shù)，管子太長不利于清洗，單程變?yōu)槎喑淌蛊骄鶄鳠釡夭钕陆怠Ｒ虼?，一般需通過多方面權衡選擇適宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范圍，可供設計時參考。選擇流速時，應盡可能避免在層流下流動。表1 管殼式換熱器中常用的流速范圍流體的種類 一般流體 易結垢液體 氣體流速，m/s 管程 0.5 3.0 1.0 5.0 30殼程 0.2 1.5 0.5 3.0 15表2 管殼式換熱器中不同粘度液體的常用流速液體粘度，mPas 1500 1500 500 500 100 100 35 35 1 1最大流速，m/s 0.6 0

3、.75 1.1 1.5 1.8 2.4表3 管殼式換熱器中易燃、易爆液體的安全允許速度液體名稱 乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮安全允許速度，m/s 1 2 3 10由于使用的冷卻介質是井水，比較容易結垢，乙醇則不易結垢。水和乙醇的粘度都較小，參考以上三個表格數(shù)據可以初步選定管程流速為0.9m/s，殼程流速為7m/s。23流體出口溫度的確定冷卻介質水的入口溫度24，出口溫度為36，故，可以求得水的定性溫度為：Tm=30熱流體乙醇在飽和溫度下冷凝，故可以確定入口溫度和出口溫度相同，故乙醇的定性溫度Tm=60.5。24管程數(shù)和殼程數(shù)的確定當換熱器的換熱面積較大而管子又不能很長時，就得排列

4、較多的管子，為了提高流體在管內的流速，需將管束分程。但是程數(shù)過多，導致管程流動阻力加大，動力能耗增大，同時多程會使平均溫差下降，設計時應權衡考慮。管殼式換熱器系列標準中管程數(shù)有 1、2、4、6 四種。采用多程時，通常應使每程的管子數(shù)相等。管程數(shù)N按下式計算：N=u/v式中 u管程內流體的適宜流速；V管程內流體的實際流速。第二章 工藝設計計算1確定物性數(shù)據水的定性溫度為Tm=(24+36)/2=30，乙醇的定性溫度為Tm=(76+45)/2=60.5兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據物性流體乙醇 60.5 757 0.6942 2.83 0.1774水 30 996 0.0.8 4.20 0.6172

5、熱負荷及傳熱面積的確定1、計算熱負荷冷凝量=3.51Kg/s熱負荷 Q1=r= 3.512.8331=307.93kW2、計算冷卻水用量換熱器損失的熱負荷：以總傳熱量的3%計；則Q2=q/(1-0.03)=317.46kW水的流量可由熱量衡算求得,即=317460/4.2(36-24)=9.35kg/s3、計算有效平均溫度差：逆流溫差。4、選取經驗傳熱系數(shù)K值根據管程走循環(huán)水，殼程走乙醇，總傳熱系數(shù)K現(xiàn)暫取：5、估算換熱面積3換熱器概略尺寸的確定管徑和管內流速選用252.5mm較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速 u1=0.8m/s。管程數(shù)和傳熱管數(shù)可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數(shù)按雙程

6、管計算，所需的傳熱管長度為按雙程管設計，傳熱管適中，可以用雙管程結構。根據本設計實際情況，現(xiàn)取傳熱管長l=4m，則該換熱器的管程數(shù)為傳熱管總根數(shù) N=382=76(根）3、平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)平均溫差校正系數(shù)有 :R=2.6 P=0.23雙殼程，雙管程結構，查得 =0.923平均傳熱溫差由于平均傳熱溫差校正系數(shù)大于0.8，同時殼程流體流量較大，故取雙殼程合適。4、殼體內徑則橫過管數(shù)中心線管的根數(shù)在計算殼體內徑時可用公式：D=tb取傳熱管外徑，則：D=32（10-1）+50=338mm按卷制殼體的進級檔，可取D=350mm臥式固定管板式換熱器的規(guī)格如下：公稱直徑D350mm公稱換熱面積S23

7、.9m2管程數(shù)2管數(shù)n76管長L4m管子直徑管子排列方式正三角形5、折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的20%，則切去的圓缺高度為h=0.20*250=75mm。取折流板間距B=0.3D，則B=0.3*250=105mm，可取B=150mm。折流板數(shù) N=傳熱管長/折流板間距-1=8000/150-1=26（塊）4面積與總傳熱系數(shù)核算1、殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)2、管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)有公式：管程流體流通截面積管程流體流速普朗特數(shù)Pr=5.446則ai=2.23、污垢熱阻和管壁熱阻管外側污垢熱阻所以管內側污垢熱阻管壁熱阻計算，碳鋼在該條件下的熱導率為50.29w/(mK)。所以4、傳熱系

8、數(shù)K依傳熱系數(shù)公式5、傳熱面積裕度可得所計算傳熱面積Ap為：該換熱器的實際傳熱面積為該換熱器的面積裕度為5.壓降校核1、計算管程壓降（結垢校正系數(shù)，管程數(shù)，殼程數(shù)）取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則，而Rei=9700，于是對的管子有Pa故, 管程壓降在允許范圍之內。2、計算殼程壓降按式計算, ,流體流經管束的阻力F=0.5殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為：取流體流過折流板缺口的阻力, B=0.2m , D=0.5m總阻力第三章 計算結果一覽表換熱器主要結構尺寸和計算結果列表如下：項目 結果 單位換熱器公稱直徑D 350換熱器管程數(shù) 2 -換熱器管子總數(shù)N 76 根換熱器單管長度L 4 m換熱器管

9、子規(guī)格 mm換熱器管子排列方式 正三角形錯列 -管心距 32 mm隔板中心到最近管中心距S 22 mm各程相鄰管管心距2S 44 mm折流板間距B 150 mm折流板數(shù)N 26 塊折流板外徑 365 mm折流板厚度 5 mm殼體厚度 10 mm殼程流體進口接管規(guī)格 mm殼程流體出口接管規(guī)格 mm管程流體進出口接管規(guī)格 mm封頭厚度 10 mm封頭內徑 350 mm封頭曲面高度 100 mm封頭直徑高度 20 mm傳熱負荷Q 317.46 KW乙醇流量 3.51 kg/s循環(huán)水流量 9.35 Kg/s初選總傳熱系數(shù)Ko 450 W/m2.k初步估算傳熱面積A 23.9 m管程流速 0.8 m/s

10、殼程傳熱系數(shù)o 925.4 W/m2.k管程傳熱系數(shù)i 2200 W/m2.k總傳熱系數(shù)K 575.4 W/m2.k所需傳熱面積A 20.3 m實際傳熱面積A 21.34 m傳熱面積裕度H 5.1% -管程壓降Pt 3200 Pa殼層壓降Ps 5400 Pa第四章 換熱管圖（見附圖）第四章 流程圖（見附圖）第四章 設計評述通過分析管殼式換熱器殼程傳熱與阻力性能特點,說明在采用能量系數(shù)K/N來評價強化傳熱時,應更著眼于提高其換熱性能。本設計中：，K/N=0.0669滿足要求，性能良好。本設計通過對面積校核，壓降校核，等計算可知均滿足要求，且傳熱效率符合要求，能很好的完成任務。經濟和環(huán)境效益評價：

11、生命周期方法是一種針對產品或生產工藝對環(huán)境影響進行評價的過程,它通過對能量和物質消耗以及由此造成的廢棄物排放進行辨識和量化,來評估能量和物質利用對環(huán)境的影響,以尋求對產品或工藝改善的途徑。這種評價貫穿于產品生產、工藝活動的整個生命周期,包括原材料的開采和加工、產品制造、運輸、銷售、產品使用與再利用、維護、再循環(huán)及最終處置。設計中使用水作冷卻劑，無污染，耗資少，無有害氣體產生，整個過程簡單，易操作，環(huán)境和經濟效益良好。本設計中面積，傳熱系數(shù)，壓降等均有比較好的裕度保證，即使生產使用中出現(xiàn)比較大的誤差，設備結構也能保證不出現(xiàn)打的安全損傷的事故，具有良好可靠的安全保證。第五章 個人小結本次課程設計是

12、理論聯(lián)系實際的橋梁，是我們學習化工設計基礎的初步嘗試。通過課程設計，使我們能綜合運用本課程和前修課程的基本知識，進行融會貫通的獨立思考，在規(guī)定的時間內完成了指定的化工設計任務，從而得到了化工程序設計的初步訓練。通過課程設計，使我們更加深刻的了解了工程設計的基本內容，掌握化工設計的程序和方法，培養(yǎng)了我們分析和解決工程實際問題的能力。此外，通過本次課程設計，提高了我們以下方面的能力：1 熟悉查閱文獻資料，搜索有關數(shù)據。正確選用公式。2 準確而迅速地進行過程計算用主要設備的工藝設計計算。3 用精煉的語言，簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己的設計思想的計算結果。4 同樣也發(fā)現(xiàn)了自己的諸多不足之處，對所學知識的熟悉程度不夠，浪費了不少的時間。第六章 參考文獻1錢頌文主編，換熱器設計手冊，