管壳式换热器的设计和选用的计算步骤Word格式.docx
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管壳式换热器的设计和选用的计算步骤Word格式.docx
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或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。
这时NP与B是可以调整的参数,如仍不能满足要求,可另选壳径再进行计算,直到合理为止。
核算总传热系数
分别计算管、壳程表面传热系数,确定污垢热阻,求出总传系数K计,并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。
如果相差较多,应重新估算。
计算传热面积并求裕度
根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△tm,由总传热速率方程计算传热面积A0,一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A020%左右为宜。
即裕度为20%左右,裕度的计算式为:
某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中,为回收系统内第一萃取塔釜液的热量,用其釜液将原料液从95℃
预热至128℃,原料液及釜液均为乙醇,水溶液,其操作条件列表如下:
表4-18设计条件数据
物料
流量kg/h
组成(含乙醇量)
温度℃
操作压力
mol%
进口
出口
MPa
釜液
109779
3.3
145
0.9
原料液
102680
7
95
128
0.53
试设计选择适宜的管壳式换热器。
解:
(1)传热量Q及釜液出口温度
a.传热量Q
以原料液为基准亦计入
5%的热损失,按以下步骤求得传热量
Q。
平均温度
℃
分别查得乙醇、水的物性为:
粘度μ
热导率λ
密度ρ
比热容Cp
(cp)
(W/mc)
(kg/m3)
(kJ/kg℃)
乙醇
0.29
0.149
700
3.182
水
0.26
0.685
949.4
4.237
混合物
0.262
0.539
879.9
4.067
以上表中混合物的各物性分别由下式求得:
:
Cp
混合物热导率
W/(m℃)
混合物密度
kg/m3
混合物比热容
kJ/(kg℃)
式中
为组成为
i的摩尔分率,
为组分i的质量分率。
其他符号意义同前。
所需传递的热流量:
b.确定釜液出口温度
假设=113℃,则定性温度为:
由可查得乙醇、水物性,亦由以上推荐公式分别求得釜液的物性为:
粘度μ(cp)热导率λ(W/mc)密度ρ(kg/m3)
比热容Cp(kJ/kg℃)
0.222
0.144
678.0
2.617
0.224
0.686
935.6
4.267
0.578
908.0
4.135
由热流量衡算得:
=113.1℃
(2)换热器壳程数及流程
a.换热器的壳程数
对于无相变的多管程的换热器壳程数的确定,是由工艺条件,即冷、热物流进出口温度,按逆流流动
给出传热温差分布图如图4-71所示,采用图解方法确定壳程数。
图1图解壳程数Ns
如图1可见,所用水平线数为2,故选取该换热器的壳程为2。
其处理办法,或在一壳体内加隔板
或选用两个单壳程的换热器,显然后者比较方便。
故选用两台相同的换热器。
b.流程规定
冷、热流体的物性及流量均相近。
为减少热损失,先选择热流体(釜液)走管程,冷流体(原料液)走壳程如图4-72所示。
流程示意图
(3)估算传热面积A
a.传热温差
b.前面已提供了釜液及原料液进出口温度,于是可得:
=17.5℃
在列管式换热器中由于加折流板或多管程,冷、热两流体并非纯逆流,以上应加以校正,
其校正系数按以下步骤求得:
由R、P及壳程数查图4-8
(2)得:
,于是得传热温差校正值为:
b.传热面积A
根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等,选取传热系数℃,于是
可求所需传热面积A为:
c.
(4)换热器选型
根据传热温差的大小,传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器,为保证传热时流体适宜流动状态,还需估算管程数。
管程热流体(釜液)体积流量:
d.选用规格钢管,设管内的流速,则:
单管程所需管子根数n:
设单台换热器的传热面积为,则单台传热面积为:
选取管束长l=6m,则管程数为
故应选取管程数为2。
根据以上确定的条件,按列管换热器标准系列,初步选取型号为
G800-II-16-225固定管板式换热器两台,其主要性能参数如下:
壳体内径
800mm
公称直径
公称压力
1.6MPa
公称面积
225m2
计算面积
227m2
管程数
2
管长
6000mm
管子规格
排列方式
管间距
32mm
管数
488根
折流板数
18
壳程数
1
(5)换热器的核算
按以上数据可分别求出管程和壳程流体流速及雷诺数管程:
流通截面积
式中n为总管数。
管内流速
式中-管程流速m/s;
-釜液流速kg/h;
-釜液平均密度;
管内雷诺数
式中-管内直径,m;
-釜液平均粘度,;
壳程:
选折流板间距B=300mm
壳程流通截面积
式中-壳体内径,m;
-管外径,m;
t-管间距,m。
流速
式中-壳程流速m/s;
-原料液平均密度
-原料液流率kg/h。
当量直径
雷诺数
式中-原料液平均粘度
从以上计算结果可知,两流体在换热器中流动均能达到湍流,有利于传热。
a.管、壳程压力降
①管程压力降
取管壁绝对粗糙度:
E=0.2mm
相对粗糙度:
由前面计算已得,故可查得直管壁摩擦系数,于是得单管程压力降为:
回弯压降:
式中-阻力系数
管程总压力降:
校正系数
串联的壳程数(即串联的换热器数)
②壳程压力降
管束压降
三角形排列:
F=0.5
壳程流体摩擦因数
折流板缺口压降:
壳程总压力降:
壳程压力降结垢校正系数
b.总传热系数K
①管程传热膜系数
普兰特数
管长与管内径比:
式中-釜液平均热容℃);
-釜液平均导热系数℃);
℃)
②管外传热膜系数
管外雷诺数
式中-原料液平均热容℃);
-原料液平均粘度;
-原料液平均导热系数℃)
③污垢及管壁热阻
管壁内外侧污垢热阻均为℃/W
钢管壁热导率℃)
管壁热阻℃)/W
④总传热系数
得℃)
式中-管外污垢℃/W;
-管内污垢℃/W;
b-管壁厚m;
-管壁平均直径m;
传热面积
所选换热器实际传热面积:
换热器传热面裕度:
由校核可知,各项性能符合要求,换热能力可满足生产需求,所选换热器可以采用。
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