化工设计换热器设计

1、目录:化工原理课程设计任务书 0概述 1设计方案 2设计条件及主要物性参数 2工艺设计计算 3设计结果一览表 9设计自我评述 10参考资料 11主要符号 12附录 13概述换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，它不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备，通常在化工厂的建设中换热器的投资比例为11%，在炼油厂中高达44%。 由于工业生产中所用换热器的目的和要求各不相同，换热设备的类型也多种多样。按换热设备的传热方式划分主要有直接接触式、蓄热式和间壁式三类。虽然直接接触式和蓄热式换热设备具有结构简单、制造容易等特点，但由于在换热过程中，有高温流体和低温流体相互混合或部分混合，使其在应用上受到限制。因此工业上所用的换热设备以间壁式换热器居多。间壁式换热器从结构上大致可分为管式换热器和板式换热器。管式换热器主要包括蛇管、套管和列管式换热器；板式换热器主要包括型板式、螺旋板式和板壳式换热器。一般来说，板式换热器单位体积传热面较大。设备紧凑，材料耗量低，传热系数大，热损失小。但承压能力较差，处理量较小。且制造加工较复杂，成

2、本较高。而管式换热器虽然在传热性能和设备的紧凑性上不及板式换热器，但它具有结构简单，加工制造容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等突出优点，广泛应用于化工生产中，特别是列管式换热器应用最广泛，而且设计资料和数据较为完善，技术上比较成熟。设计方案简介(一)设计任务和设计条件该换热器E0401利用从第一个反应器R0401出来的完成部分变换反应的高温气体（变化气）对进入反应器前的未反应气体（炉气）进行预热，达到降低产品气体的温度，同时加热原料气体至反应温度的目的。反应用四个换热器达到换热目的。已知变化气的流量为 202686.6Nm3/h压力79.95bar 进口温度334 出口温度 305 炉气的流量为 202636.6Nm3/h 压力 81.45bar 进口温度 250 出口温度 275 试设计四台列管换热器，完成该生产任务,四台换热器采用并联方式.(二)确定设计方案1.选择换热器类型 两流体温度变化情况：变化气 进口温度334 出口温度305；炉气 进口温度250 出口温度275。初步确定浮头管式换热器。2.流程安排通过热流量计算 变换气大于炉气 由于壳程气体传热效果略差 所以变换气走壳

3、程 炉气走管程(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壳程变换气的定性温度为 管程炉气的定性温度为壳程变换气在319.5下的有关物性数据如下：(计算得) 密度 =27.55kg/ 定压比热容 =2.064266 kJ/(kgK) 热导率 =0.099494W/(mK) 黏度 =0.0507Pas管程炉气在262.5下的有关物性数据： 密度 =27.46kg/ 定压比热容 =1.94122 kJ/(kgK) 热导率 =0.066781 W/(mK) 黏度 =0.0731 Pas(四)估算传热面积1.热流量 变换气（壳程） =1396004kg/h=83569984.198856KJ/h=23213.9KW炉气（管程）=1391100kg/h=67510791KJ/h=18753KW由于壳程流体分布不均 影响传热效果 热流量计算取管程2.平均传热温差 先按纯逆流计算 =57（K）3.估算传热面积 查表气-气传热系数范围10-35 W/(K) 取较大K值35 W/(K)则估算的传热面积 =9400（）(五)工艺结构尺寸1.管径和管内流速

4、选用较高级冷拔传热管（不锈钢），取管内流速=25m/s2.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=1626（根）按单程管计算,所需的传热管长度为=73.64 (m)按单程管程设计,管过长，选用多管程选取传热管长=12m 则该换热器的管程数为=6.13 取整数 =7（管程）传热管总根数 = 16267=11382（根）3.平均传热温差校正及壳程数按单壳程，多管程结构，查图得0.96平均传热温差 （）由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳体流体流量较大，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，即每程内按正三角形排列，隔板两侧采用矩形排列传热管和管板连接方法采用焊接法 取管心距t=1.25，则t=1.2525=31.2532(mm)隔板中心到其最近一排管中心距离(mm)各程相邻管的管心距为44mm.每程各有传热管1626根。5.壳体内径取管板利用率=0.7 则壳体内径为=4284.5(mm)按卷制壳体的进级挡，可取D=4300mm.6.折流板由于是单壳程无需设置纵向折流板，横向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

5、 = 0.254300=1075（mm）故可取h=1080(mm)取折流板间距B=0.2DB=0.24300=860(mm) 可取B=900(mm)折流板数（块）折流板圆缺面水平装配，如下图。7.其他附件壳程入口处应设计防冲挡板8.接管 壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为=25m/s(m)圆整后=850mm管程流体进出口接管：取接管内气体流速=28m/s (m)圆整后=800mm(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=0.020壳程流通截面积壳程流体流速及其雷诺数分别为(m/s)普朗特数黏度校正1(2)管内表面传热系数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管外侧污垢热阻 =0.0001K/W管内侧污垢热阻 =0.0002K/W管壁热阻计算，不锈钢在该条件下的热导率为18.49W/(mK)所以(4)传热系数=54.246(5)传热面积裕度该换热器的实际传热面积A=该换热器的面积裕度=69.64%该换热器能够完成生产任务.2壁温核算传热管平均壁温=270.3壳体壁温与传热管壁温之差为=48.93换热器内流体的流动阻力 （1）管程流动阻

6、力 由Rei2566768，传热管相对粗糙度0.2/200.01，查莫狄图得i0.04 W/mK， 流速ui14.68 m/s，i639.2 kg/m3，所以 =2758579.4（Pa）=206539.3（Pa）=8895355.8（Pa）（2）壳程阻力 Ns=1 Fs=1流体流经管束的阻力 F=0.5=0.0527=22.5=39 =30317(Pa)流体流过折流板缺口的阻力 =111346(Pa)总阻力=141663(Pa)(七)换热器主要结构尺寸参数管程壳程流率 /(kg/h)13911001396004进/出温度/250/270334/305压力/bar81.279.5物性定性温度/262.5319.5密度/(kg/)27.4627.55定压比热容/kJ/(kgK)1.941222.064266黏度/Pas0.00007310.0000507热导率/W/(mK)0.0667810.099494普朗特数2.1251.052设备结构参数形式浮头台数4壳体内径/mm4300壳程数1管径/mm管心距/mm11管长/mm12000管子排列组合管数目/根11382折流板数/个12传热面积

7、/10722折流板间距/mm900管程数7材质不锈钢主要计算结果管程壳程流速/(m/S)24.99416.63表面传热系数/W/(K)17021457污垢热阻/(K/W)0.00020.0001热流量/Kw18753传热温差/K54.7传热系数/W/(K)54.246裕度/%69.64%(八)设计自我评述通过自行设计工程中使用的换热器,初步了解了换热器设计,以及复杂的工程计算.通过工程计算选取合适的尺寸等等,远比想象中困难的多.甚至感觉到时间紧迫,与手头资料不全.平时要养成积攒重要资料的习惯.设计一台符合规格,生产要求的换热器所考虑的诸多事项通过大量的查找文献,捕捉数据过程,充分培养了我的自我学习和独立思考能力,进一步加深了对化工设计和步骤的了解由于是初次设计,时间紧凑,设计有诸多欠缺考虑之处,而面积裕度达到了60%+有很多不足之处.希望通过以后的学习和实践逐渐改善.(九)参考资料化工原理 上册.大连理工出版社化工单元过程及设备课程设计(第二版).化学工业出版社化工设备设计全书 换热器.化学工业出版社换热器设计手册.中国石化出版社(十)主要符号符号意义单位A传热面积B厚度m定压比热d直径m管外径mK传热系数l长度mM质量流率kg/sQ热流密度R热阻R半径mT温度K传热温差K温差修正系数-t时间s导热系数传热效率-

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