作业帮化工原理管壳式换热器的课程设计!100分要具体过程
来源：学生作业帮 编辑：拍题作业网作业帮 分类：物理作业 时间：2024/04/28 04:57:49
化工原理管壳式换热器的课程设计!100分要具体过程
某焦化厂需要将甲苯液体从75℃冷却到40℃,甲苯处理量为25000kg/h.冷却介质采用28℃的循环水.要求换热器的管程和壳程压降不大于20KPa.设计合理的管壳式换热器!3号之前弄出来有追加分!
某焦化厂需要将甲苯液体从75℃冷却到40℃,甲苯处理量为25000kg/h.冷却介质采用28℃的循环水.要求换热器的管程和壳程压降不大于20KPa.设计合理的管壳式换热器!3号之前弄出来有追加分!
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.不明白的问我.qq83229427
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 898560 227301
进/出口温度/℃ 29/39 110/60
压力/MPa 0.4 6.9
物性 定性温度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定压比热容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
热导率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特数 4.96 1.773
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） 1.306 4.9
表面传热系数/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢热阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
热流量/KW 10417
传热温差/K 48.3
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.
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 898560 227301
进/出口温度/℃ 29/39 110/60
压力/MPa 0.4 6.9
物性 定性温度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定压比热容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
热导率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特数 4.96 1.773
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） 1.306 4.9
表面传热系数/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢热阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
热流量/KW 10417
传热温差/K 48.3
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.