列管式换热器设计蒸汽加热 蒸汽压力0.4MPa 温度150被加热的为天然气 设计压力4.0MPa 温度0 流量59500Nm³/h 要求加热到20度 如何设计换热器

列管式换热器设计蒸汽加热 蒸汽压力0.4MPa 温度150被加热的为天然气 设计压力4.0MPa 温度0 流量59500Nm³/h 要求加热到20度 如何设计换热器
列管式换热器设计
蒸汽加热 蒸汽压力0.4MPa 温度150
被加热的为天然气 设计压力4.0MPa 温度0 流量59500Nm³/h
要求加热到20度
如何设计换热器

列管式换热器设计蒸汽加热 蒸汽压力0.4MPa 温度150被加热的为天然气 设计压力4.0MPa 温度0 流量59500Nm³/h 要求加热到20度 如何设计换热器
2、设计方案的选择
2．1换热器型式的选择
\x09在乙醇精馏过程中塔顶一般采用的换热器为列管式换热器,故初步选定在此次设计中的换热器为列管式换热器.
\x09列管式换热器的型式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定.在乙醇精馏的过程中乙醇是在常压饱和温度下冷凝,进口温度为76℃,出口温度为45.冷却介质为水,入口温度为24℃,出口温度为36℃,两流体的温度差不是很大,再根据概述中各种类型的换热器的叙述,综合以上可以选用固定管板式换热器.
2．2流体流速的选择
\x09流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面.增大流速,可加大对流传热系数,减少污垢的形成,使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大,动力消耗增多；选择高流速,使管子的数目减小,对一定换热面积,不得不采用较长的管子或增加程数,管子太长不利于清洗,单程变为多程使平均传热温差下降.因此,一般需通过多方面权衡选择适宜的流速.表1至表3列出了常用的流速范围,可供设计时参考.选择流速时,应尽可能避免在层流下流动.
\x09
表1 管壳式换热器中常用的流速范围
流体的种类\x09一般流体\x09易结垢液体\x09气体
流速,m/s\x09管程\x090.5 ~3.0\x09> 1.0\x095.0 ~30
\x09壳程\x090.2 ~1.5\x09> 0.5\x093.0 ~15
表2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速
液体粘度,mPa·s\x09> 1500\x091500 ~500\x09500 ~100\x09100 ~35\x0935 ~ 1\x09< 1
最大流速,m/s\x090.6\x090.75\x091.1\x091.5\x091.8\x092.4
表3 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度
液体名称\x09乙醚、二硫化碳、苯\x09甲醇、乙醇、汽油\x09丙酮
安全允许速度,m/s\x09< 1\x09< 2 ~3\x09< 10
由于使用的冷却介质是井水,比较容易结垢,乙醇则不易结垢.水和乙醇的粘度都较小,参考以上三个表格数据可以初步选定管程流速为0.9m/s,壳程流速为7m/s.
2．3流体出口温度的确定
\x09冷却介质水的入口温度24℃,出口温度为36℃,故,可以求得水的定性温度为：Tm=30℃
热流体乙醇在饱和温度下冷凝,故可以确定入口温度和出口温度相同,故乙醇的定性温度Tm=60.5℃.
2．4管程数和壳程数的确定
\x09当换热器的换热面积较大而管子又不能很长时,就得排列较多的管子,为了提高流体在管内的流速,需将管束分程.但是程数过多,导致管程流动阻力加大,动力能耗增大,同时多程会使平均温差下降,设计时应权衡考虑.管壳式换热器系列标准中管程数有 1、2、4、6 四种.采用多程时,通常应使每程的管子数相等.
管程数N按下式计算：
\x09N=u/v
式中 u——管程内流体的适宜流速；
\x09V——管程内流体的实际流速.第二章 工艺设计计算
1确定物性数据
\x09水的定性温度为Tm=(24+36)/2=30℃,乙醇的定性温度为Tm=(76+45)/2=60.5℃
\x09两流体在定性温度下的物性数据
物性
流体\x09\x09\x09\x09\x09
乙醇\x0960.5\x09757\x090.6942\x092.83\x090.1774
水\x0930\x09996\x090.0.8\x094.20\x090.617
2热负荷及传热面积的确定
1、计算热负荷
\x09冷凝量=3.51Kg/s
\x09热负荷\x09\x09Q1=r= 3.51×2.83×31=307.93kW
2、计算冷却水用量
\x09换热器损失的热负荷：以总传热量的3%计；
\x09则Q2=q/(1-0.03)=317.46kW
\x09水的流量可由热量衡算求得,即
\x09==317460/4.2(36-24)=9.35kg/s
3、计算有效平均温度差：
\x09逆流温差℃.
4、选取经验传热系数K值
\x09根据管程走循环水,壳程走乙醇,总传热系数K现暂取：

5、估算换热面积

3换热器概略尺寸的确定
管径和管内流速
\x09选用Φ25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢）,取管内流速 u1=0.8m/s.
管程数和传热管数
\x09可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

按双程管计算,所需的传热管长度为

按双程管设计,传热管适中,可以用双管程结构.根据本设计实际情况,现取传热管长l=4m,则该换热器的管程数为

传热管总根数 N=38×2=76(根）
3、平均传热温差校正及壳程数
\x09平均温差校正系数有 :
\x09R=2.6 P=0.23
\x09双壳程,双管程结构,查得 ε=0.923
\x09平均传热温差
\x09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,故取双壳程合适.
4、壳体内径
\x09则横过管数中心线管的根数
\x09在计算壳体内径时可用公式：
\x09D=t
\x09b取传热管外径,则：
\x09D=32（10-1）+50=338mm
\x09按卷制壳体的进级档,可取D=350mm
卧式固定管板式换热器的规格如下：
\x09 公称直径D…………………………350mm
\x09 公称换热面积S……………………23.9m2
\x09 管程数……………………………2
\x09 管数n………………………………76
\x09 管长L………………………………4m
\x09 管子直径……………………………
\x09 管子排列方式………………………正三角形
5、折流板
\x09采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%,则切去的圆缺高度为h=0.20*250=75mm.
\x09取折流板间距B=0.3D,则
\x09B=0.3*250=105mm,可取B=150mm.
\x09折流板数 N=传热管长/折流板间距-1=8000/150-1=26（块）
4面积与总传热系数核算
1、壳程表面传热系数
\x09



2、管内表面传热系数
有公式：
管程流体流通截面积
\x09管程流体流速
\x09
普朗特数
\x09Pr=5.446
则ai=2.2
3、污垢热阻和管壁热阻
\x09管外侧污垢热阻
\x09所以管内侧污垢热阻
\x09管壁热阻计算,碳钢在该条件下的热导率为50.29w/(m·K).所以

4、传热系数K
依传热系数公式
\x09
5、传热面积裕度
\x09可得所计算传热面积Ap为：
\x09
\x09该换热器的实际传热面积为
\x09
\x09该换热器的面积裕度为
\x09
5.压降校核
1、计算管程压降
\x09 （结垢校正系数,管程数,壳程数）
\x09取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm,则,而Rei=9700,于是
\x09
\x09
\x09
\x09 对的管子有
\x09