1、(8) 初估传热面积,考虑安全因素和初估性质,常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.151.25倍(9) 选取管长I。(10) 计算管数Nt(11) 校核管内流速,确定管程数(12) 画出排管图,确定壳径 Dj和壳程挡板形式及数量等(13) 校核壳程对流传热系数(14) 校核平均温度差(15) 校核传热面积(16) 计算流体流动阻力。若阻力超过允许值,则需调整设计。2.3确定物性数据2.3.1定性温度由饱和水蒸气表可知,蒸汽和水在 p=7.22MPa t295 C情况下为蒸汽,所以在不考 虑开工温度、压力不稳定的情况下,壳程物料应为蒸汽,故壳程不存在相变。对于壳程不存在相变,其定性温度可取流
2、体进出口温度的平均值。其壳程混合气体 的平均温度为:管程流体的定性温度:根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据2.3.2物性参数管程水在320C下的有关物性数据如下:【参考 物性数据 无机 表1.10.1 表2 2密度p i- =709.7kg /m3定压比热容cpi =5.495kJ/ kg.K热导率入 i =0.5507W/m.C粘度卩 i =85.49卩 Pa.s普朗特数Pr=0.853壳程蒸气在357.5下的物性数据1:【锅炉手册 饱和水蒸气表p o=28.8Cpo=3.033入 o=0.06061 o=22.451 Pa.sPr=1.1222.4估算传热面积241热流量根
3、据公式(2-1)计算:Q WCp t将已知数据代入 (2-1)得:Q WCp1 b=60000X 5.495 X 103 (330-310)/3600=1831666.67W式中:W 工艺流体的流量,kg/h ;Cp1 工艺流体的定压比热容,kJ/疥K; t1 工艺流体的温差,C;Q 热流量,W2.4.2平均传热温差根据化工原理4-45 公式(2-2)计算:按逆流计算将已知数据代入 (2-3)得: tm 逆流的对数平均温差,C;ti 热流体进出口温差,c; t2 冷流体进出口温差,c; 可按图2-1中(b)所示进行计算。图2-1列管式换热器内流型243传热面积根据所给条件选定一个较为适宜的K值
4、,假设K=400 W/m.K则估算传热面积为QK tm(化工原理式4-43)(2-4)将已知数据代入 (2-3)得:Q 1831666.67K tm 400 41.86109.39 m2S估算的传热面积,m2;k 假设传热系数,w/m c; tm 平均传热温差,C。考虑的面积裕度,则所需传热面积为:S S 1.15 112.88 1.15 125.8m2(2-5)2.4.4热流体用量根据公式(2-4)计算:由化工原理热平衡公式Cp t将已知数据代入 (2-4)得:式中Q热流量,WCp2疋压比热谷,kJ/ kgc;t2热流体的温差,W2 热流体的质量流量,kg/h2.5工艺尺寸2.5.1管数和管
5、长1.管径和管内流速根据红书表3-2换热管规格表2-4材料钢管标准外径厚度/ (mm mm外径偏差/mm壁厚偏差碳钢GB816325 2.50.2012%10%2管程数和传热管数依红书3-9式 nqv24du可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数ns6:diUi16.677097 74.8 75(根)0.022 14(2-7)n 单程传热管数目;di 传热管内径,mm ;u管内流体流速, ms。按单管程计算,依红书3-10,所需的传热管长度为L Ap 125.8 21.3 m (2-8)dons 0.025 75式中L 按单程管计算的传热管长度,mAp 传热面积, m2 ;d。 换热管外径,
6、m。按单管程设计,传热管过长,则应采用多管程,根据本设计实际情况,采用非标准 设计,现取传热管长I 6m,则该换热器的管程数为式中 Nt 换热器的总传热管数;式 , A 换热器的实际传热面积2.5.2平均传热温差校正及壳程数选用多管程损失部分传热温差,这种情况下平均传热温差校正系数与流体进出口温度有关,其中 按红书3-13a 3-13b将已知数据代入(2-12) 和( 2-13)得:420 295 0.75330 310按单壳程,四管程结构,红书图3-7,查得校正系数:图2-2 温差校正系数图t 0.96 ;(2-14)平均传热温差 按式(2-9)计算:tm t t塑将已知数据代入(2-9)得
7、:tm t t塑 0.96 41.86 40.2tm 平均传热温差,C;t 校正系数;t塑一一未经校正的平均传热温差,C。由于平均传热温差校正系数大于 0.8,同时壳程流量较大,故取单壳程合适。传热管排列方式:采用正三角形排列每程各有传热管 75根,其前后官箱中隔板设置和介质的流通顺序按 化工设计3-14 选取取管心距:t 1.28do ( 2-15)则管心距:t 1.28 do 1.28 25 32mm根据标准选取为 32mm :隔板中心到离其最近一排管中心距t 32s 6 6 22 mm2 2 ( 2-16)各程相邻传热管的管心距为2s=44mm每程各有传热管75根,其前后管箱中隔板设置和
8、介质的流通顺序按图 2-4选取。图2-3组合排列法图2-4隔板形式和介质流通顺序5壳体内径采用多管程结构,壳体内径可按式计算。正三角形排列, 4管程,取管板利用率为0.6 0.8, 取 0.7,贝U壳体内径为D壳体内径,m;t 管中心距,m;Nt 横过管束中心线的管数 按卷制圆筒进级挡圆整,取为 D=700mm2.5.3折流板管壳式换热器壳程流体流通面积比管程流通截面积大,为增大壳程流体的流速,加 强其湍动程度,提高其表面传热系数,需设置折流板。单壳程的换热器仅需要设置横向 折流板。采用弓形折流板,弓形折流板圆缺高度为壳体内径的 20%25%取25%取则切去的圆缺高度为:h 0.25 700
9、175mm故可取h 180mm取折流板间距B .3D,则B 0.3 700 210 (mm)可取为B=250mm(2-18)(2-19)折流板数NB折流板圆缺面水平装配。化工设计图3-15图2-5 弓性折流板(水平圆缺)2.5.4其它附件拉杆拉杆数量与直径:由化工设计表4-7表4-8该换热器壳体内径为700mm故其拉杆 直径为 16拉杆数量为6个。2.5.5接管依据化工原理 式1-24壳程流体进出口接管:取接管内水蒸气流速为 ui 4.42m/s,则接管内径为圆整后可取内径为Di 150mm管程流体进出口接管:取接管内液体流速为 U2 1m/s,则接管内径为4 60000 (警0 709.7)
10、 0.仃3(m)圆整后取管内径为D2=180mmD接管内径,m ;u 流速,m/s ;V 热、冷流体质量流量,kg/s2.6换热器核算2.6.1热流量核算2.6.1.1壳程表面传热系数壳程表面传热系数用克恩法计算,见式 红书3-22当量直径,依式 红书3-32b计算:将已知数据代入 (2-23)得:de才d。)03224 025)do0.0250.020(m)式中 de 当量直径,m ;t 管心距,m ;d 管外径,m。壳程流通面积依红书式3-25计算S BD(1 芈)式中B 折流板间距,m ;D 壳体内径,m ; do 管径,m;S。一壳程流通面积,m2依据红书计算步骤,壳程流体流速及其雷诺
11、数分别为17393u Vo (3600 288)4.415( m/s)o So 0.038(2-25)(2-26)pr 1.122黏度校正()0.14 1壳程表面传热系数1o 0.36 Redec “ 0.06060.36 -0.02W%/ .0.14Pr ()w113276 0.551.12213 1682.5 (W/m 2 C)(2-27)式中 u2 壳程流体流速,s 壳程流通面积,3密度,kg/m m热流体的质量流量,m/s ;m kg/h。2.6.1.2管内表面传热系数管程流体流通截面积diNtn0.022 750.0236 (m2)(2-28)管程流体流速Ui 1(m/s)雷诺数Re
12、,idiui 709.70.02 1i 85.49 10166031.1(2-29)Pr 0.853按化工原理0.23Re0.8Pr0.40.23 Re0.80.55070.23 -0.4Pr(2-30)0.8 0.4166031.1 0.853562.5 (W/m 2 C)Re 雷诺数; de 当量直径,m ;Ui 管程流体流速,m/s ;i 密度,kg/m3;i 粘度,Pa.sPr 普朗特数;Cpi 定压比热容,kJ/ kg . C;i 粘度,Pa.s ;i热导率,W/m/C261.3污垢热阻和管壁热阻污垢热阻和管壁热阻可取:化工原理附录20管外侧污垢热阻 R。0.8598 10 4 ( m2 C /W)管内侧污垢热阻 Ro 0.8598 10 4 ( m2 C /W)管壁热阻按红书 式计算,查表可得碳钢
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