化工原理课程设计--列管式换热器

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1、 化工原理课程设计 -换热器的设计 学院： 班级： 化工 班 姓名： 学号： 成绩： - 1 - 换热器设计任务书 . - 2 - 工艺计算 . - 3 - 方案一 . - 3 - 方案二 . - 7 - 计算结果汇总 . - 13 - 分析与讨论 . - 14 - 符号表 . - 16 - 换热器工艺流程图 . - 18 - - 2 - 换热器设计任 务书 一、设计任务：选一台适当型号的列管式换热器，完成 冷却水冷却己烷 任务 二、设计任务及操作条件： 冷却水 己烷 处理量 t/d 1450 密度 kg/m3 994 625 比热 kJ/kg. 4.174 2.428 导热系数 W/m. 0

2、.625 0.1047 粘度 mPa.s 0.74 0.23 换热器入口温度 30 68 换热器出口温度 38 44 污垢热阻 m2. / W 1.76 10-4 1.76 10-4 允许压强降 kPa 30 30 三、 要求： 通过多种方案计算，并分析比较（至少两种），确定 （ 1）管程流体和壳程流体分别是那种流体 （ 2）换热器的适宜型号，台数，组合方式（串联或并联） （ 3）比较不同方案的优劣 - 3 - 工艺计算 本题为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程， 己烷 走壳程。 方案一 （ 1） 计算和初选换热器 的规格 1 计算热

3、负荷和 己烷 流量 126 0 4 1 6 . 6 7 2 4 2 8 ( 6 8 4 4 )( ) 9 7 7 9 4 4 . 4 53600h p hQ W C T T W 3219 7 7 9 4 4 . 4 5 3 6 0 0 1 0 5 1 0 5 . 0 9 /4 . 1 8 7 1 0 ( 3 8 3 0 )C PCQW k g hC t t 2 计算两流体的平均温度差。 暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为 1212( 6 8 3 0 ) ( 4 4 3 0 )2 0 . 9 9 76 8 3 0lnln4 4 3 0mttttt 2 1 1 21 1 2 13 8

4、3 0 6 8 4 40 . 2 1 36 8 3 0 3 8 3 0t t T TPRT t t t ， ，由图 4-19 查得：t 0 .9 4 所以 ： 0 . 9 2 5 2 0 . 9 9 7 1 9 . 4 2tm t 3 初选换热器规格 根据 流体的情况， 假设 24 7 0 /K W m 故 2m1 0 7 . 2 5 mtQSK由于 2 2 5 0mmTt ，- 4 - 无须考虑热补偿。据此 可由换热器系列标准选定 管壳式 换热器 。 有关参数如下表 : 壳径 /mm 600 管子尺寸 /mm 25 2.5 公称压强 /MPa 2.50 管长 /m 6 公称面积 / 2m 1

5、08 管子总数 232 管程数 2 管子排列方式 正方形斜 45 实际传热面积 ： 21 0 7 . 5oS n d L m 若选择该型号换热器，则要求过程的总传热系数为： 029 7 7 9 4 4 . 4 5 4 6 8 . 4 4 /1 0 7 . 5 1 9 . 4 2moQK W mSt （ 2） 核算压强降 1 管程压强降 ： 12i t p sP P P F N N 其中tF=1.5 PN=4 管程流通面积 ： 2 2 23 . 1 4 2 3 20 . 0 2 0 . 0 3 6 44 4 2ii pNnA d m 1 0 5 1 0 5 . 0 9 0 . 8 1 /3 6

6、0 0 9 9 4 0 . 0 3 6 4siiVu m sA 39 9 4 0 . 0 2 0 . 8 1R e 2 1 7 6 0 . 5 40 . 7 4 1 0iii du 湍 流 设管壁粗糙度 =0.1mm, 3i0 . 1 5 1 0d 2 0 ,查 -Re关系图得： =0.034，所以 - 5 - 221iu 6 9 9 4 0 . 8 10 . 0 3 4 3 3 2 6 . 0 3 ad 2 0 . 0 2 2LPP 222u 9 9 43 3 0 . 8 1 9 7 8 . 2 5 p a22P 则 i 3 3 2 6 . 0 3 9 7 8 . 2 5 2 1 . 4 1

7、 2 0 5 1 . 9 8 a 3 0 k aP P P 2 壳程压强降 0 12 ssp p p F N 其中 Fs=1.15， Ns=1，管子为正方形斜转 45排列， F=0.4。 n 1 . 1 9 n 1 . 1 9 2 3 2 1 8 h 0 . 3 mc ， 取 折 流 挡 板 间 距 ， 261 1 1 9 h 0 . 3 0 . 6 1 8 0 . 0 2 5 0 . 0 4 5h 0 . 3B c oLN A D n d m ，6 0 4 1 6 . 6 7 0 . 6 0 /3 6 0 0 6 2 5 0 . 0 4 5ou m s000 36 2 5 0 . 6 0 0

8、 . 0 2 5R e 4 0 7 6 0 5 0 00 . 2 3 1 0du 00 0 . 2 2 85 . 0 R e 0 . 4 4f 0 221 6 2 5 0 . 6 1 0 . 4 0 . 4 4 1 8 1 9 6 7 7 1 . 6 0Bc up F f N n P a 222 3 . 5 1 9 - = 5 3 4 3 . 7 522oBuhp N P aD 22 0 . 3 6 2 5 0 . 6（ 3.5 ）0.6 01 . 1 5 , 1 ,6 7 7 1 . 6 0 5 3 4 3 . 7 5 1 . 1 5 1 3 9 3 2 . 6 2 3 0 k assFNp

9、 P a P - 6 - 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。 （ 3） 核算总传热系数 1 管程对流传热系数 eR 2 1 7 6 0 . 2 6i 湍 流33pri4 . 1 8 7 1 0 0 . 7 4 1 0 4 . 9 60 . 6 2 5CP 0 . 8 0 . 4 20 . 6 2 50 . 0 2 3 2 1 7 6 0 . 7 6 4 . 9 6 4 0 2 6 . 3 3 /0 . 0 2i Wm 2 壳程对流传热系数 1 0 . 1 40 . 5 5 30 0 . 3 6peowCdude 取换热器列管之中心距 t=32mm。则流体通过管间最大截面积为 2od

10、 0 . 0 2 5h D 1 0 . 3 0 . 6 1 0 . 0 3 6 4 mt 0 . 0 3 2A so6 0 4 1 6 . 6 7u 0 . 7 4 m / s0 . 0 3 6 4 3 6 0 0 6 2 5VA 2222eo3 . 1 444 t d 4 0 . 0 3 2 0 . 0 2 54d 0 . 0 2 7 md 3 . 1 4 0 . 0 2 5o （ ）eoeo -3du 6 2 5 0 . 0 2 7 0 . 7 4R 5 4 2 9 3 . 4 8 5 0 00 . 2 3 1 0 - 7 - 33pr 2 . 4 2 8 1 0 0 . 2 3 1 0

11、5 . 3 30 . 1 0 4 7oCP 壳层中己烷被冷却，取 0 . 1 4w0 . 9 5 ，所以 130 . 5 5o0 . 1 0 4 70 . 3 6 5 4 2 9 3 . 4 8 5 . 3 3 0 . 9 5 9 2 5 . 8 50 . 0 2 7 3 污垢热阻 参考任务书，管内、外侧污垢热阻分别取为 421 . 7 6 1 0 / ,siR m W 4 2so 1 . 7 6 1 0 m /RW 4 总传热系数 管壁热阻可忽略时，总传热系数为 01k1oos i s oi i i oddRRdd 20441 5 5 9 . 9 1 /2 5 2 5 11 . 7 6 1

12、0 1 . 7 6 1 02 0 4 0 2 6 . 3 3 2 0 9 2 5 . 8 5k W m 5 5 9 . 9 1 4 6 8 . 4 4 1 9 . 5 3 %4 6 8 . 4 4安 全 系 数 方案二 （一）计算和初选换热器的规格 1 计算热负荷和有机液流量 - 8 - 126 0 4 1 6 . 6 7 2 4 2 8 ( 6 8 4 4 )( ) 9 7 7 9 4 4 . 4 53600h p hQ W C T T W 3219 7 7 9 4 4 . 4 5 3 6 0 0 1 0 5 1 0 5 . 0 9 /4 . 1 8 7 1 0 ( 3 8 3 0 )C P

13、CQW k g hC t t 2 计算两流体的平均温度差。 暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为 2121( 6 8 3 0 ) ( 4 4 3 0 )2 0 . 9 9 76 8 3 0lnln4 4 3 0mttttt 2 1 1 21 1 2 13 8 3 0 6 8 4 40 . 2 1 36 8 3 0 3 8 3 0t t T TPRT t t t ， ，由图 4-19 查得：t 0 .9 4 所以： 0 . 9 2 5 2 0 . 9 9 7 1 9 . 4 2tmt 3 初选换热器规格 根据 流体的情况， 假设 24 5 0 /K W m 故 2m1 1 2 . 0

14、2 mtQSK由于 2 2 5 0mmTt ，无须考虑热补偿。据此可由换热器系列标准选 定 型 浮头式 型换热器。 有关参数如下表 : 壳径 /mm 600 管子尺寸 /mm 19 2 公称压强 /MPa 2.50 管长 /m 6 公称面积 / 2m 114 管子总数 324 管程数 2 管子排列方式 正方形斜 45 - 9 - 实际传热面积： 21 1 3 . 9oS n d L m 若选择该型号换热器，则要求过程的总传热系数为： 209 7 7 9 4 4 . 4 5 4 4 2 . 1 2 /1 1 3 . 9 1 9 . 4 2omQK W mSt （二） 核算压强降 1管程压强降：

15、1 2i t p sP P P F N N 其中tF=1.5 PN=4 管程流通面积： 2 2 23 . 1 4 3 2 40 . 0 1 5 0 . 0 2 8 64 4 2iinA d mn p 1 0 5 1 0 5 . 0 9 1 . 0 3 /3 6 0 0 9 9 4 0 . 0 2 8 6i isVu m sA 39 9 4 0 . 0 1 5 1 . 0 3R e 1 6 6 0 2 . 4 90 . 7 4 1 0iii du 湍 流 设管壁粗糙度 =0.1mm, i0 . 1 0 . 0 6 7d 1 5 ,查 -Re关系图得： =0.036，所以 122iu 9 9 4

16、1 . 0 30 . 0 3 6 7 5 9 . 2 6 ad 2 0 . 0 1 5 26LPP 222u 9 9 43 3 1 . 0 3 1 5 8 1 . 8 0 p a22P 则 i 7 5 9 . 2 6 1 5 8 1 . 8 0 2 1 . 5 7 0 3 2 . 1 8 a 3 0 k aP P P 2 壳程压强降 - 10 - 0 1 2 ssp p p F N 其中 Fs=1.15， Ns=1，管子为正方形斜转 45排列， F=0.4。 cn 1 . 1 9 n 1 . 1 9 2 1 h 0 . 3 m324 ， 取 折 流 挡 板 间 距 ， 21 1 1 9 h 0

17、 . 3 0 . 6 2 1 0 . 0 1 9 0 . 0 6h 0 . 36B coLN A D n d m ，6 0 4 1 6 . 6 7 0 . 4 5 /3 6 0 0 6 2 5 0 . 0 6ou m s0006 2 5 0 . 4 5 0 . 0 1 9R e 2 3 2 3 3 5 0 030 . 2 3 1 0du 00 0 . 2 2 85 . 0 R e 0 . 5 1f 01 22 6 2 5 0 . 4 5 1 0 . 4 0 . 5 1 2 1 2 0 5 4 2 1 . 9 4cB up F f N n P a 222 3 . 5 1 9 - = 3 0 0

18、5 . 8 622oBuhp N P aD 22 0 . 3 6 2 5 0 . 4 5（ 3.5 ）0.6 01 . 1 5 , 1 ,5 4 2 1 . 9 4 3 0 0 5 . 8 6 1 . 1 5 9 6 9 1 . 9 7 3 0 k assFNp P a P 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。 （三） 核算总传热系数 1 管程对流传热系数 R e 1 6 6 0 2 . 4 9i 湍 流 - 11 - 33pri4 . 1 8 7 1 0 0 . 7 4 1 0 4 . 9 60 . 6 2 5CP 0 . 8 0 . 4 20 . 6 2 50 . 0 2 3 1

19、 6 6 0 2 . 4 9 4 . 9 6 4 3 1 6 . 6 4 /0 . 0 1 5i Wm 2 壳程 对流传热系数 01 0 . 1 40 . 5 5 30 . 3 6 peoewCdud 取换热器列管之中心距 t=32mm。则流体通过管间最大截面积为 2od 0 . 0 1 9h D 1 0 . 3 0 . 6 1 0 . 0 7 3 mt 0 . 0 3 2A os 6 0 4 1 6 . 6 7u 0 . 3 7 m / s0 . 0 7 3 3 6 0 0 6 2 5VA oe2222o3 . 1 444 t d 4 0 . 0 2 5 0 . 0 1 94d 0 . 0

20、2 3 md 3 . 1 4 0 . 0 1 9 （ ）eoo -3du 6 2 5 0 . 0 2 3 0 . 3 7R e 2 3 1 2 5 5 0 00 . 2 3 1 0 33p 2 . 4 2 8 1 0 0 . 2 3 1 0r 5 . 3 30 . 1 0 4 7oCP 壳层中己烷被冷却，取 0 . 1 4w0 . 9 5 ，所以 - 12 - 130 . 5 5o0 . 1 0 4 70 . 3 6 2 3 1 2 5 5 . 3 3 0 . 9 5 8 2 6 . 9 20 . 0 1 9 3 污垢热阻 参考任务书，管内、外侧污垢热阻分别取为 421 . 7 6 1 0 /

21、 ,siR m W 42so 1 . 7 6 1 0 m /RW 4 总传热系数 管壁热阻可忽略时，总传热系数为 01k1oos i s oi i i oddRRdd 20441 5 2 6 . 0 4 /1 9 1 9 11 . 7 6 1 0 1 . 7 6 1 01 5 4 3 1 6 . 6 4 1 5 8 2 6 . 9 2k W m 5 2 6 . 0 4 4 4 2 . 1 2 1 8 . 9 8 %4 4 2 . 1 2安 全 系 数 - 13 - 计算结果汇总 方案一 方案二 换热器型号 G600 -2.5-107.5 F600 -2.5-113.9 换热器台数 1 1 壳径

22、 /mm 600 600 公称压力 /MPa 2.50 2.50 公称面积 / 2m 107.5 113.9 管程数 2 2 管长 /m 6 6 管子尺寸 /mm 25 2.5 19 2.0 中心排管数 18 21 管子总数 232 324 管子排列方法 正方形斜转 45 正方形斜转 45 折流挡板间距 /m 0.3 0.3 己烷处理量 /kg/h 60416.67 60416.67 冷却水处理量 /kg/h 105105.09 105105.09 热负荷 /W 977944.45 977944.45 平均温差 /C 19.42 19.42 管程压力降 /Pa 12051.98 7032.18

23、 壳程压力降 /Pa 13932.62 9691.97 管程对流传热系数 / 2W/ m C o 4026.33 4316.64 壳程对流传热系数 / 2W/ m C o 925.85 826.64 总传热系数 / 2W/ m C o 559.9 526.04 安全系数 19.53 18.98 - 14 - 分析与讨论 第一种方案所选换热器为管壳式换热器，第二种方案选择为浮头式换热器 ，两种方案各自的优缺点如下： 管壳式换热器优缺点： 优点： （ 1） 结构简单、紧凑 （ 2） 能承受较高压力 （ 3） 造价低 （ 4） 管层清洗方便，便于维修 缺点： （ 1） 壳层不易清洗 （ 2） 壳层和

24、管层 浮头式换热器优缺点： 优点： （ 1）管束可以抽出，以方便清洗管、壳程； （ 2）介质间温差不受限制； （ 3）可在高温、高压下工作，一般温度小于等于 450度，压力小于 等于 6.4兆帕； （ 4）可用于结垢比较严重的场合； （ 5）可用于管程易腐蚀场合。 缺点： （ 1）小浮头易发生内漏； （ 2）金属材料耗量大，成本高； （ 3）结构复杂 - 15 - 由于换热器各具体参数不同，故可通过比较选取较优方案，其比较内容如下： 1.、实际传热面积 方案一中实际传热面积为 107.5 ，而方案二中实际传热面积为113.9 ，因为较小的传热面积有利于提高换热系数，由此点可见，方案 一 较优。

25、 2、材料用量 及造价 方案一中管规格为 25 2.5，管长为 6m，管数为 232，方案二中管规格为 19 2，管长为 6m,管数为 324，总体看来，方案 一 节省材料用量， 由于浮头式换热器造价远高于管壳式换热器，所以方案一较优 3、总换热系数 方案一中总换热系数为 559.9m2，方案二中总换热系数为 526.04 m2，由于换热系数越大，管路的热阻值越小，则更为节能，可降低成本。 所以 方案 一 较优。 综上所述， 可见 方案 一 的优势更明显，故选取方案 一 作为 最终方案。 - 16 - 符号表 符号 名称 单位 Q 热负荷 W W 质量流量 kg/s Cp 定压比热容 KJ/(

26、kg ) d 管径 m D 换热器壳径 m h 挡板间距 m K 总传热系数 W/(m2 ) L 长度 m S 传热面积 m2 t 冷流体温度 T 热流体温度 u 流速 m/s 粘度 Pa s 密度 Kg/m3 p 压力 Pa t 管中心距 m 对流传热系数 W/(m2 ) 导热系数 W/(m ) R 热阻 m2 /W A 流通面积 m2 n 管数 Np 管程数 P 因数 R 因数 t 温度差 粗糙度 摩擦系数 NB 折流挡板数 - 17 - t 温差校正系数 fo 壳程流体的摩擦系数 Fs 壳程压降结垢校正因数 Ns 串联壳程数 Ft 结垢校正因数 nc 横穿管束中心线管数 下标符号 名称 c 冷流体 h 热流体 i 管内 o 管外 e 当量 s 污垢 - 18 - 换热器工艺流程图