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1、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换热后，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性组分。已知混合气体的流量为237301，压力为6.9，循环冷却水的压力为0.4，循环水的入口温度为29，出口的温度为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 确定设计方案 1 选择换
2、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 浮头式换热器的特点是有一端管板不与外壳连为一体，可以沿轴向自由浮动。这种结构不但完全消除了热应力的影响，且由于固定端的管板以
3、法兰与壳体连接，整个管束可以从壳体中抽出，因此便于清洗和检修。故浮头式换热器应用较为普遍，但它的结构比较复杂，造价较高。 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 =0.02
4、79w/m粘度 =1.510-5Pas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 =0.74210-3Pas 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=工艺结构尺寸1管径和管内流速 选用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
5、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=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 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=1.2
6、5d0，则 t=1.2525=31.2532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642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=0.75 ，则壳体内径为 D=1.05t按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm6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=0.251400=350m取折流板间距B=0.3D，则 B=0.31400=420mm，可取B为450
7、mm。折流板数目NB=7其他附件 拉杆数量与直径按表选取（换热管25= 拉杆16 换热管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
8、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/(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
9、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 0.439+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 , ,
10、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 0.50.239738.6(14+1) =74976a流体流过折流板缺口的阻力 , B=0.45m , D=1.4mPa总阻力74976+43553=1.2Pa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。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.
11、1743.297粘度/（Pas）0.7421.5热导率（W/mk） 0.6240.0279普朗特数4.961.773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材质碳钢主要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%参考文献：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。
