热管换热器设计需解决的问题.docx
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热管换热器设计需解决的问题
热管换热器设计需解决的问题
这只是个模板，你还要自己修改数据，其中有些公式显示不出来。
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
定压比热容=3.297kj/kg℃
热导率=0.0279w/m
粘度
循环水在34℃下的物性数据：
密度=994.3㎏/m3
定压比热容=4.174kj/kg℃
热导率=0.624w/m℃
粘度
二．确定设计方案
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
T==85℃
管程流体的定性温度为
t=℃
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
定压比热容=3.297kj/kg℃
热导率=0.0279w/m
粘度=1.5×10-5Pas
循环水在34℃下的物性数据：
密度=994.3㎏/m3
定压比热容=4.174kj/kg℃
热导率=0.624w/m℃
粘度=0.742×10-3Pas
四．估算传热面积
1．热流量
Q1=
=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
=
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=
4.冷却水用量m==
五．工艺结构尺寸
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=
按单程管计算，所需的传热管长度为
L=
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=
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=
P=
按单壳程，双管程结构，查图3-9得
平均传热温差℃
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
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=
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
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
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）
当量直径，依式（3-23b）得
=
壳程流通截面积，依式3-25得
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普朗特数
粘度校正
（2）管内表面传热系数按式3-32和式3-33有
管程流体流通截面积
管程流体流速
普朗特数
（3）污垢热阻和管壁热阻按表3-10，可取
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
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
（4）传热系数依式3-21有
（5）传热面积裕度依式3-35可得所计算传热面积Ac为
该换热器的实际传热面积为Ap
该换热器的面积裕度为
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
式中液体的平均温度和气体的平均温度分别计算为
0.4×39+0.6×15=24.6℃
（110+60）/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
传热管平均壁温
℃
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℃。
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
由Re=35002，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得，流速u=1.306m/s,
所以，管程流体阻力在允许范围之内。
（2）壳程阻力按式计算
流体流经管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×（14+1）×=75468Pa
流体流过折流板缺口的阻力
B=0.45m,D=1.4m
Pa
总阻力
75468+43218=1.19×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898560227301
进/出口温度/℃29/39110/60
压力/MPa0.46.9
物性定性温度/℃3485
密度/（kg/m3）994.390
定压比热容/[kj/（kg•k）]4.1743.297
粘度/（Pa•s）0.742×
1.5×
热导率（W/m•k）0.6240.0279
普朗特数4.961.773
设备结构参数形式浮头式壳程数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
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）1.3064.9
表面传热系数/[W/（㎡•k）]5887925.5
污垢热阻/（㎡•k/W）0.00060.0004
阻力/MPa0.043250.119
热流量/KW10417
传热温差/K48.3
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，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。
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