1、设计任务和设计条件 某生产过程步骤图所表示。反应器混合气体经和进料物流换热后,用循环冷却水将其从110深入冷却至60以后,进入吸收塔吸收其中可溶性组分。已知混合气体流量为237301,压力为6.9,循环冷却水压力为0.4,循环水入口温度为29,出口温度为39,试设计一列管式换热器,完成生产任务。物性特征:混和气体在35下相关物性数据以下(来自生产中实测值): 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 确定设计方案 1 选择换热器类型 两流体温改变
2、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,考虑到这一原因,估量该换热器管壁温度和壳体温度之差较大,所以初步确定选择浮头式换热器。 2 管程安排 从两物流操作压力看,应使混合气体走管程,循环冷却水走壳程。但因为循环冷却水较易结垢,若其流速太低,将会加紧污垢增加速度,使换热器热流量下降,所以从总体考虑,应使循环水走管程,混和气体走壳程。浮头式换热器介绍 浮头式换热器特点是有一端管板不和外壳连为一体,能够沿轴向自由浮动。这种结构不仅完全消除了热应力影响,且因为固定端管板以法兰和壳体连接,整个管束能够从壳体中抽
3、出,所以便于清洗和检修。故浮头式换热器应用较为普遍,但它结构比较复杂,造价较高。 确定物性数据 定性温度:对于通常气体和水等低黏度流体,其定性温度可取流体进出口温度平均值。故壳程混和气体定性温度为 T= =85 管程流体定性温度为t= 依据定性温度,分别查取壳程和管程流体相关物性数据。对混合气体来说,最可靠无形数据是实测值。若不含有此条件,则应分别查取混合无辜组分相关物性数据,然后按摄影应加和方法求出混和气体物性数据。 混和气体在35下相关物性数据以下(来自生产中实测值): 密度 定压比热容 =3.297kj/kg 热导率 =0.0279w/m粘度 =1.510-5Pas循环水在34 下物性数
4、据: 密度=994.3/m3 定压比热容=4.174kj/kg 热导率 =0.624w/m粘度 =0.74210-3Pas 算传热面积1 热流量 Q1=2373013.297(110-60)=3.91107kj/h =1.086107kw2.平均传热温差 先根据纯逆流计算,得 =3.传热面积 因为壳程气体压力较高,故可选择较大K值。假设K=320W/(k)则估算传热面积为 Ap=4.冷却水用量 m=工艺结构尺寸1管径和管内流速 选择252.5较高级冷拔传热管(碳钢),取管内流速u1=1.35m/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= 取618根按单程管计算,所需
5、传热管长度为 L=按单程管设计,传热管过长,宜采取多管程结构。依据本设计实际情况,采取非标设计,现取传热管长l=7m,则该换热器管程数为 Np=传热管总根数 Nt=6422=12363.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 因为平均传热温差校正系数大于0.8,同时壳程流体流量较大,故取单壳程适宜。4.传热管排列和分程方法 采取组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采取正方形排列。见图3-13。 取管心距t=1.25d0,则 t=1.2525=31.2532隔板中心到离其最.近一排管中
6、心距离按式(3-16)计算 S=t/2+6=32/2+6=22各程相邻管管心距为44。管数分成方法,每程各有传热管642根,其前后关乡中隔板设置和介质流通次序按图3-14选择。5壳体内径 采取多管程结构,壳体内径可按式(3-19)估算。取管板利用率=0.75 ,则壳体内径为 D=1.05t按卷制壳体进级档,可取D=1400mm6折流板 采取弓形折流板,去弓形之流板圆缺高度为壳体内径25%,则切去圆缺高度为 H=0.251400=350m取折流板间距B=0.3D,则 B=0.31400=420mm,可取B为450mm。折流板数目NB=7其它附件 拉杆数量和直径按表选择(换热管25= 拉杆16 换
7、热管700根 =拉杆16根)壳程入口处,应设置防冲挡板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m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取管内径为360mm换热器核实1 热流量核实(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
8、热阻 管内侧污垢热阻管壁热阻按式3-34计算,依表3-14,碳钢在该条件下热导率为50w/(mK)。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为该换热器实际传热面积为Ap该换热器面积裕度为传热面积裕度适宜,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。因为该换热器用循环水冷却,冬季操作时,循环水进口温度将会降低。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,因为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。但在操作早期,污垢热阻较小,壳体
9、和传热管间壁温差可能较大。计算中,应该按最不利操作条件考虑,所以,取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是,按式4-42有 式中液体平均温度和气体平均温度分别计算为 0.439+0.615=24.6 (110+60)/2=85 5872w/k 921.5w/k传热管平均壁温 壳体壁温,可近似取为壳程流体平均温度,即T=85。壳体壁温和传热管壁温之差为 。 该温差较大,故需要设温度赔偿装置。因为换热器壳程压力较大,所以,需选择浮头式换热器较为适宜。3换热器内流体流动阻力(1)管程流体阻力 , , 由Re=34706.8,传热管对粗糙度0.01,查莫狄图得,流速u=1.302m/s,所以, 管程流体
10、阻力在许可范围之内。(2)壳程阻力 按式计算 , , 流体流经管束阻力 F=0.5 0.50.239738.6(14+1) =74976a流体流过折流板缺口阻力 , B=0.45m , D=1.4mPa总阻力74976+43553=1.2Pa因为该换热器壳程流体操作压力较高,所以壳程流体阻力也比较适宜。参数管程壳程流率923400233801进/出口温度/29/39110/60压力/pa0.46.9物性定性温度/3485密度/(kg/m3)994.390定压比热容/kj/(kgk)4.1743.297粘度/(Pas)0.7421.5热导率(W/mk) 0.6240.0279普朗特数4.961.
11、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/252.5管心距/32管长/7000管子排列管数目/根1折流板数/个14传热面积/681.3折流板间距/450管程数2材质碳钢关键计算结果管程壳程流速/(m/s)1.3025.06表面传热系数/W/(k)5872921.5污垢热阻/(k/W)0.00060.0004阻力/ MPa0.0429820.126热流量/KW10706.14传热温差/K48.3传热系数/W/(K)402裕度/% 16.95%参考文件:1. 化工设备设计手册(上册) 化学工业出版社 2 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。3 GB4557.184机械制图图纸幅面及格式4 GB15098钢制压力容器5 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。6 杜礼辰等编,工程焊接手册,北京,原子能出版社,19807 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。