列管式换热器的设计讲解

目录

一、方案简介 (1)

二、方案设计 (2)

1、确定设计方案 (2)

2、确定物性数据 (2)

3、计算总传热系数 (3)

4、计算传热面积 (3)

5、工艺结构尺寸 (4)

6、换热器核算 (5)

三、设计结果一览表 (8)

四、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸） (8)

五、参考文献 (9)

六、主要符号说明 (9)

七、心得体会 (10)

附图··········································································

本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.

选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。

某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从100℃冷却到45℃。处理能力为1.5×105吨/年。冷却介质采用自来水，入口温度30℃，出口温度40℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa 。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按330天，每天24小时连续运行）

1．确定设计方案

（1）选择换热器的类型

两流体温度变化情况：

热流体进口温度100℃，出口温度45℃冷流体。 冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。

从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。

（2）流动空间及流速的确定

由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。

2、确定物性数据

定性温度：可取流体进口温度的平均值。

壳程硝基苯的定性温度为：℃＝＋＝

5.72245

100T 管程流体的定性温度为： ℃＝＋＝352

40

30t 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 硝基苯在72.5℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo =1153 kg/m 3

定压比热容 c po =1.559kJ/(kg ·℃) 导热系数 λo ＝0.129 W/(m ·℃) 粘度 μo =0.000979 Pa ·s

冷却水在35℃下的物性数据： 密度 ρi =994.3kg/m 3 定压比热容 c pi =4.24 kJ/(kg ·℃) 导热系数 λi =0.618 W/(m ·℃) 粘度 μi =0.000818 Pa ·s

3．计算总传热系数

（1）热流量

热流体的流量 W o =1.5×105

×1000÷330÷24≈18939kg/h

热流量 Q o =W o c po Δt o =18939×1.559×(100-45)=1623925 kJ/h=451kW

（2）平均传热温差

逆流操作

硝基苯： 100℃→45℃

水： 40℃←30℃

℃5.3230

4540100ln )

3040()45-100(ln 't 2121≈----=∆∆∆-∆=

∆t t t t m （3）冷却水用量

h g Q W O /k 38300304024.41623925t c i pi i =-⨯=∆=

）

（ （4）总传热系数K

管程传热系数

12155000818

.03

.9945.002.0p u d i

i

i i e =⨯⨯=

=

μR

4

.0i

i pi 8.0i i i i i i i c p u d d 023.0）

（）（λμμλα=4.038

.0618.0000818.0104.241215502.0618.0023.0）（⨯⨯⨯⨯⨯=

℃）（⋅=m /1.2625W

4、计算传热面积 壳程传热系数

假设壳程的传热系数αo=398 W/(m 2·℃)；

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m '

'87.345

.320.39810451t m K Q S =⨯⨯=∆=

考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S''=1.15×34.87=40.1m 2

5、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速及管长

选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s ，选用管长为3m （2）管程数和传热管数

依据传热管内径和流速确定单程传热管数

根实1703025.014.31.40l d o s =⨯⨯==πA N

按单程管计算其流速为

s m W /2.04170

02.014.3)

3.9943600/(383004

n d 3.9943600/u 2

s 2i i =⨯⨯⨯=⨯=

π）（ 按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。则该换热器管程数为

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.05.0u u i p ≈==N (管程)

传热管总根数 N=340 (根)

（3）平均传热温差校正及壳程数

平均传热温差校正系数

5.5304045100=--=R

14.030

1003040=--=P

按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得95.0t =∆φ 平均传热温差

℃9.305.3295.0t '

t m =⨯=∆⋅=∆∆m t φ

（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。取管心距t=1.25 d 0，则

t=1.25×25=31.25≈32(mm) 横过管束中心线的管数

根213.203401.1≈==C N

（5）壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为

mm 5.7407

.0340

32

05.1t

05.1=⨯==η

N

D 圆整可取D ＝740mm （6）折流板

采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为h ＝0.25×740＝185mm ，故可取h ＝185mm 。

取折流板间距B ＝0.3D ，则B ＝0.3×740＝222mm ，可取B 为222。 折流板数 N B =传热管长/折流板间距-1=3000/222-1=12块 折流板圆缺面水平装配。 （7）接管

壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u ＝1.0 m/s ，则接管内径为

m 076.00

.114.311533600/189394u 4d 1≈⨯⨯⨯=⋅=

）

（πV