列管换热器的设计(编辑修改稿)

列管换热器的设计(编辑修改稿)内容摘要：

  10 若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构。 工业上常采用以下几种换热管： 1500， 2020， 3000， 4500， 6000， 9000mm。 现取 l=6000mm， 则该传热管程数为： 则传热管的总根数为： 换热管标准排列形式有以下几种：本设计中采用正三角形排列 . 在上述几种排列中， a、 d 排列更为合理，因为在相同折流板间距条件下，其流通截面比其他两种要大，有利于提高流速。 故本换热器采用混合排列，即在隔板附近采用正方形排列，在其他部分采用正三角形排列。 管间距为 t=≈ 32mm, 则 横过管束中心线的管子数： 根）(  Nn c 壳体内径 对于多管程结构，壳体内径采用下式计算 : 其中η为管板利用率，对于正三角形排列：两管程， ，大于 四管程，； 对于正方形排列：两管程， ，大于 四管程，。 （管程）26  lLN p（根）2401202  sp nNNNtD  11 由于本设计采用混合排列，多管程结构，取管板利用率为η =，则壳体内径为： 圆整后取 D=900mm。 折流板 常用的 折流板有弓形和圆盘圆环形两种。 弓形折流板又分为单弓形、双弓形和三弓形三种。 各种折流板具体形状见右图： 本换热器采用弓形折流板，取弓形折流板的圆缺高度为壳体内径的 25%， 则切 去圆缺 高度 为： mmDh  折流板的间距在允许的压力降范围内希望尽可能的小，一般推荐折流板间距最小值为壳体内径的 倍（或不小于 50mm),最大值取决于支持管所必须的最大间隔。 本设计取折流板间距为 ,则 mmB  ，由于在系列标准中只有以下几种折流板间距： 150， 200， 300， 450， 600（对于 D=900mm,l=6000mm) 故取 B=450mm 则折流板数为 ： 据《常用化工单元设备设计》 P34，表格 113，选取折流板与壳体间的间隙为 3 . 5mm, 因此折流板直径 Dc = 500 2 3 . 5 = 493mm 折流板厚度 参照由万利国、董新法编著《化工制图 AutoCAD 实战教程与开发》 143 页表 54得折流板厚度为 5mm。 接管、拉杆与定距管的选定 壳程流体进出口接管： 取接管内 有机料液 流速为 u=则接管内径为 ： mmNtD  块）(  BlN BmuVd )9863600(2150044 11    12 由 无缝钢管 ( GB816387) 得， 故壳程流体（即煤油）进出口接管直径取标准管径 100mm； 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速为 u=,同理得接管内径为 ： 由 无缝钢管 ( GB816387) 得， 取标准管径为 260mm。 拉杆的直径和数量与定距管的选定 根据《常用化工单元设备设计》 P35，表格 117， 选用 12mm 钢拉杆 , 数量 6 条。 定距管采用与换热管相同的管子 , 即 Φ 25mm 2 . 5mm 钢管。  四、换热器核 算 换热器主要传热参数核算 热量核算 壳程对流传热系数 对于圆缺式折流板，可采用克恩公式： 流体流通管间最大截面积为： 则壳程流速为： 其中， de为当量直径： 则壳程雷诺数为： 普兰特准数为： 则管程对流传热系数，取粘度校正系数 管程对流传热系数 i 流通截面积： muVd )9863600(13381144 22   208 mtdBD oo    wooeood smSmu oo oo / 21500  mddtdooe 2222   ）（ 3   o ooeo ud   33  o opoo C  wo      CmWo  /   222 mNNd pii   13 管程流体流速： 雷诺数为： 普兰特准数为： 则其对流传热系数为： 污垢热阻 管程与壳程的污垢热阻分别为 : 管壁导热系数为： 代入数 据，总传热系数为： 介于 之间符合要求。 传热面积核算 换热面积 S按核算后所得的总传热系数计算。 则传热面积 该换热器的实际传热面积为： 2105)18240()( mnNLdS cop   则该换热器的面积裕度为： 传热面积裕度合适，故该换热器能够完成生产任务。  CmWRdbdddRddKosoioiosiiio 2/58111smAmu ii ii / 00994 13 381 1   3   i iii ud   33  i ipiC       CmWi  / / / 2424CmR CmR sosi   )/(45 CmW  CmWtS Q moo  21 / 1551500K oKK mtK QSm %% %100  S SSH p 14 4． 3 换热器内流体的流动阻力核算 管程为压力降：   Psti NNFPPP 21  其中， Ft=,Ns=1,Np=2 传热管的相对粗糙度为： 查莫狄图得 则由于流体与管壁摩擦产生的压降为： 则管程压力降为： k P aPaP i 1 0 1 8 ) 7 2 6 7(  壳程流动阻力 由此可知本换热器符合要求。 注： NB——— 折流板数目 ； B——— 折流板间距 , m； Di ——— 壳体内径 , m； id CmW  /0 3   PaudlP iii 221    PauP ii 222    k P aPapNFNFpppPauDBNpPauNnfpfudsmusmdnDhFuNnFfpststooBoBcoooooooocoooBco1,942. 0 ).905. 2 202(132218222)1(F3196Re21700)()(A2)1(21222221321则其中）（则壳程流通截面积， 15 F——— 管子排列方式对压力降的校正因数 , 对于正三角形排列 , F = 0 . 5对于正方形斜转 45176。 , F = 0 . 4； f0——— 壳程流体的摩擦系数。 nc——— 横过管束中心线的管数 ,管子按正三角形排列 : nc = 1 . 1 N ； 管子按正方形排列 : nc = 1 . 19 N ； u0 ——— 壳程流体横过管束的最小流速 , m /s , 壁温核算 因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按式（ 342）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 16℃，出口温度为 40℃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，降低了壳程和传热管壁温之差。 但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管壁温差肯能较大。 计算中，应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。 于是有 ： 式中液体的平均温度 tm=和气体的平均温度分别按式（ 344）和式（ 345）计算为 ： 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。 壳体壁温和传热管壁温之差为 该温差较 小 ，故 不 需设温度补偿装置。  五、换热器选型 hchmcmwtTt11/Ct m  )/(4 7 6 6 2 KmWic  CT 71CT m  712/)40102()/( 2 6 6 2 KmWoh  Ct  2 6614 7 661 2 7 6671CCt  16 根据以上计算，通过查标准 JB/T 471592 固定管板式换热器与基本参数的对照可以发现，在 DN=600mm 范围内，设计所得换热器与标准相差较小，与设计结果比较接近。 故暂且选定该换热器，其相关尺寸规格如下：。