甲苯管壳式换热器的设计

1《化工设备的选择与设计》设计题目-33.某一焦化厂需要将甲苯液体从80℃冷却到45℃，甲苯处理量为20000kg/h，冷却介质采用20℃的工艺循环水，要求冷却水出口温度不高于30℃，甲苯与水的操作压力都在0.4~0.6MPa。要求换热器的管程和壳程压降不大于0.2MPa，设计管壳型换热器。甲苯管壳式换热器的设计一、列管式换热器的设计二、设计任务1.处理能力：20000kg/h甲苯2.设备形式：初步确定用水平列管式冷凝器三、操作条件1.甲苯：冷凝温度80℃，冷凝液于温度45℃下离开冷凝器；2.冷却介质：水，入口温度20℃，出口温度30℃3.允许压降：不大于0.2MPa；4.每年按300天，每天按24小时连续运行。四、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。甲苯水平管壳式换热器的设计——工艺计算书（标准系列）1.确定流体流动空间冷却水走管程，便于水垢清洗；甲苯走壳程，有利于甲苯的散热和冷凝。选用mm5.225的碳钢管，管内流速0.94m/s2.计算流体的定性温度，确定流体的物性数据甲苯的定性温度为C5.622/)4580(mT水的定性温度为mt=（20+30）/2=25℃其中入口温度为C201t，出口温度为Ct302两流体在定性温度下的物性数据如下物性流体温度℃密度kg/m3粘度Pa·s比热容kJ/(kg·℃)导热系数W/(m·℃)甲苯658860.0004451.910.1273水259970.000902754.1790.609甲苯物性参数来源网址：水物性参数来源网址：=rec&pos=4&weight=18&lastweight=18&count=5五．计算总传热系数1.计算热负荷根据热量衡算有：371389W3600)4580(100091.120000000TcmQp2.冷却水用量所以冷却水的用量hkgttcQmii/31993)2030(1000179.43600371389)(12两流体的温差C50C5.37255.62oommtT，不需要热补偿。3.计算平均传热温度差96.1920304580ln)2030()4580(ln't1212ttttm℃R=17.0208020305.320304580P按单壳程，多管程结构，温差校正系数查有关图表，可得ψ=0.94△tm=ψm't=0.94×19.96=18.76℃4.选取经验传热系数K值根据管程走水，壳程走甲苯，总传热系数CW/m850~4302K，现暂取CW/m6002K。5.估算换热面积2m99.3276.18600371389mtKQS6.初选换热器规格单程管数为：3199702.002.014.394.03600319934n根单程管长为：l=56.13025.014.33199.32m选定换热器管长l=6m，则管程数Np为：Np=26.2656.13，取管程Np=4，则总管数为：m=4×31=124根根据S=32.99m2,m=124根，Np=4，查表4-1，选用G-500-4-25-70列管换热器，其实际传热面积为70.5m2,有关参数如下：公称直径DN500mm公称压力PN2.5×106Pa3传热面积S70/70.5管程数Np4管数m152管长l6m管子规格mm5225.Φ管心距32mm管子排列方式：正三角形换热器的实际换热面积20m43.571.06025.014.31241.0LdnSo该换热器所要求的总传热系数CW/m71.34476.1843.573713892motSQK7.核算总传热系数oK（1）计算管程对流传热系数i/sm0089.0997360031993/3iiimV222m0097.0020.075.714.34ipidNnAm/s92.00097.00089.0iiiAVu10000203270009025.099792.0020.0Reiiiiiud（湍流）19.6609.000090275.010179.4Pr3iipiicC)W./(m405919.620327020.0609.0023.0PrRe023.024.08.04..08.0iiiiid（2）计算壳程对流传热系数o①壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式14.0w3/155.0oeored36.0）（PR当量直径，由正三角形排列得AAm020.0025.014.3)025.04032.023(4)423(42222ooeddtd壳程流通截面积m0175.0032.0025.014.02.0td1oo）（）（BDS4壳程流体流速及其雷诺数分别为14268000445.08863583.002.0e/m3583.08860175.03600/20000uooRs普兰特准数7.61273.0000445.01091.1r3P粘度校正95.0)(14.0w23/155.0om/6.86695.07.61426802.01273.036.0W（3）确定污垢热阻C/Wm107197.1,C/Wm1074.12424sosiRR（4）总传热系数K2osomoioiiiom/5236.866100017197.00225.045025.00025.0020.0025.0000174.0020.04059025.011dbddddd1WRRK所选换热器的安全系数为00007.5110071.34471.344523表明该换热器的传热面积裕度符合要求。（5）计算管程压降①管程流动阻力∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNpNs=1,Np=4,Ft=1.42u2udl222i1PP，由Re＝20327，传热管相对粗糙度0.1/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.035W/m·℃，流速ui＝0.92m/s，ρ＝997kg/m3，所以a200000a31897.644.1)12664430(a1266292.092.09973a4430292.092.099702.06035.0i21PPPPPPP5管程压力降在允许范围之内。②壳程压力降15.1,1)('2'1oFtNsFtNsPPP流体流经管束的阻力管子按正三角形排列F=0.5nc=1.1n=1.112413取折流挡板间距h=0.15mNB=L/h-1=6/0.15-1=39壳程流通面积A0=h(D-ncd0)=0.15(0.5-13×0.025)=0.02625m224.002625.0886360020000um/seR50011946000445.088624.00.025PaPNnfFuNnFfPBcooBco2.271822.0886)139(1359.05.039,1359.01194655.02)1(2'1228.02'1流体流过折流板缺口的阻力a200000a5430.615.1)1.20042.2718(a1.200422.0886)5.015.025.3(392)25.3(5.0,15.02)25.3(o22'22'2PPPPuDhNPmDmhuDhNPoBoB壳程压力降也比较适宜。由此可知，所选换热器是合适的。换热器的主要结构尺寸和计算结果见表参数管程壳程物料名称循环水甲苯流率/（kg/h）3199320000进/出温度/℃20/3080/456换热器结构参数换热器类型固定管板式壳体内径/mm500壳程数1管径/mmф25×2.5管心距/mm32管长/mm6000管子排列正三角形管数目/根152管程4传热面积/m226.3传热系数CmW2/420.08污垢阻力/（w/m2·K）0.000171970.000174热流量/W371389传热温差/℃37.5安全系数/%51.78.参考文献[1]《化工原理上册》夏清，陈常贵主编天津：天津大学出版社.（2005）[2]《化工设备选型与工艺设计》组长张权（化工094）贡献率40％组员峁苏华25％组员唐俊10％组员王强10％组员江国栋10％组员魏佳栋5％