(整理)卧式列管式换热器的设计.

煤油卧式列管式冷却器的设计
一、设计任务
1.处理能力：19.8×105t/a 煤油；
2.设备形式：卧式列管式换热器。

二、操作条件
1.煤油：入口温度140℃，出口温度40℃；
2.冷却介质：为循环水，入口温度30℃，出口温度40℃；
3.允许压降：不大于105Pa ；
4.煤油在定性温度下的物性数据。

，C W/m C kJ/kg s Pa kg/m 3︒⋅=︒⋅=⋅⨯==-140222，10157，8254.λ.c .μρp 5.每天按330天，每天按24小时连续运行。

三、设计要求
选择适宜的列管式换热器并进行核算。

附：煤油列管式冷却器的设计——工艺计算书
煤油卧式列管式冷却器的设计——工艺计算书
两流体均为无相变，本设计按非标准系列换热器的一般设计步骤进行设计。

一、确定设计方案 （一）选定换热器类型
两流体温度变化情况：热流体（煤油）入口温度为140℃，出口温度为40℃；冷流体（冷却水）入口温度为30℃，出口温度为40℃。

两流体的定性温度如下：
煤油的定性温度()C
90240140=+=/T m 冷却水定性温度()C
3524030=+=/t m
两流体的温差C
553590=-=-m m t T ，（>50℃，<70℃） 因该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时冷却水进口温度会降低，因此壳体壁温和管壁温相差较大，故选用带膨胀节的列管式换热器
（二）选定流体流动空间及流速
因循环冷却水较易结垢，为便于污垢清洗，故选定冷却水走管程，煤油走壳程。

同时选用5225.Φ⨯的碳钢管，管内流速取50.u i =m/s （若按常用流速1.5m/s 计算，可以得出所需管程数为6，换热器小而管程数过多使换热器结构变得复杂，而且动力消耗增大，设计时不能按教科书按部就班）。

二、确定物性数据
查化工原理附录，两流体在定性温度下的物性数据如下表
三、计算总传热系数
（一）计算热负荷（热流量）
按管间煤油计算，即
()()()[]
()W 637211110541401401022236002433010819⨯=-⨯⨯⨯⨯⨯=-=../.T T c W Q p （二）冷却用水量
忽略热损失，则水的用量为
()()kg/s 933630401017441054136
122...t t c Q W p =-⨯⨯=-=
（三）计算逆流平均温度差
逆流温差()()()()[]
C 40-140ln 09393040304040140./t Δ,m =----=
逆 （四）总传热系数K
1.管程给热系数
1000013654000728
0994
50020>=⨯⨯==
...μρu d Re i i i i ，故采用下式计算i α C
W/m 2︒⋅=⨯⨯⨯=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=7275388121320333310230626000072804174000728099450020002006260023002304
0804
08
0.............λμc μ
ρu d d λ
.α...p .i i i i i
i
i
2.壳程给热系数
假设壳程给热系数C W/m 2
︒⋅=290o α
3.污垢热阻
C/W
m C/W m 2
2︒⋅=︒⋅=0001720000420.R .R so si
4.管壁的导热系数
碳钢的导热系数C W/m ︒⋅=45λ。

5.总传热系数
290
1
000172002250450250002500200025000042002007275302501
1
1
+
+⨯⨯++⨯=
++++=
..........αR d λbd d d R d αd K o
so m o i o si i i o
C W/m 2︒⋅=++++=
5214003448
000017200000620000525000045401
......
四、估算传热面积
2m 718309
395214105416
....t ΔK Q S ,m =⨯⨯=='逆
考虑15%的面积裕度，2
m 22117183151151...S .S =⨯='=
五、工艺结构尺寸
1.管径和管内流速
选用5225.Φ⨯的碳钢换热管，管内流速m/s 50.u i = 2.管程数和传热管数
根据传热管内径和流速确定单程传热管数
23762365
00207850994
93364
2
2≈=⨯⨯=
=
..../.u d πV n i i s （根） 按单管程计算所需换热管的长度
m 4.11025
.014.32372
.211=⨯⨯==
o s d n S L π 按单管程设计，传热管过长，现取传热管长m 6=l ，则该换热器的管程数为
26
411≈==
.l L N p （管程） 传热管的总根数4742237=⨯=N （根） 3.平均传热温差校正及壳程数
0130
4040
140091030
14030
4012211112=--=--=
=--=--=
t t T T R .t T t t P
按单壳程双管程结构，查单壳程R P φ--图，因091010.P R ==，在图上难以读取，因而相应以
R /1代替R ，PR 代替P ，查同一图线得820.φ=。

于是C 0532*******...t Δ=⨯=。

单壳程双管程属于1-2折流，现用1-2折流的公式计算平均温度差
()
(
)
()
()
()()
232110101091021
101010910230401101121
1212
2
22
2
122...ln
R R P R R P ln
t t R t Δm =++
+-+-+--+=++
+-+-+--+=
℃
现对上述查图方法进行说明。

对于1-2折流有：
()
(
)
1
121
121111222+++-+-+----+=
R R P R R P ln /PR P ln R R φ
令R /R 1='，PR P ='，则R /R '=1，R P P ''=。

将R 、P 以R P ''、代入上式得
()()()()()()()()()⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡+'-'+'-⎥⎦⎤⎢⎣⎡+'-'+'-''-'--'+'=⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡+'+'+''-⎥⎦⎤⎢⎣⎡+'-'+''-'-''--'+'=1121121111111121111211111122
2222
R R P R R P ln
/R P P ln R R R /R /R P R /R /R P ln
/P R P ln R /R /φ
显然，用R P ''、对φ作图应为同一图线。

本设计取有效对数平均温度差为232.t Δm =℃。

4.传热管排列和分程方法
采用组合排列，即每层内按正三角形排列，隔板两侧按正方形排列。

取管心距o d .t 251=，则
mm 3225251≈⨯=.t
横过管束中心线的管数26474191191===.N .n c （根） 5.壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率70.η=，则壳体内径
mm 38747047432051051../.η/N t .D =⨯==
圆整取mm 900=D 。

6.折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为 mm 225900250=⨯=.h ，取mm 225=h 。

取折流板间距为D .B 30=，则mm 27090030=⨯=.B ，取mm 300=B 。

折流板数191300
6000
1=-=-=
折流板间距传热管长B N （块）
折流板圆缺水平面安装。

7.接管
壳程流体（煤油）进出口接管：取接管内煤油流速为1.0m/s ，则接管内径
m 10400
1143008418040114382536002433010819447....../.u πV d =⨯⨯=⨯⨯⨯⨯⨯⨯==
取标准管径为100mm 。

管程流体（循环水）进出口接管，取接管内循环水的流速为1.5m/s ，则接管内径
m 17805
1143994
933644.../.u πV
d =⨯⨯==
（取标准管径为200mm ）
六、换热器核算 （一）热量核算
1.壳程对流给热系数
对于圆缺形折流板，可采用克恩公式
14
03
155
0360.w o /o
o po .o o o e e
o
o μμλμc μ
ρu d d λ
.α⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
当量直径由正三角形排列得
m 0200025
014302504032023442342
222....π.d πd πt d o
o e =⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯=⎪⎪⎭⎫
⎝
⎛-=
壳程流通截面积
2
m 059003200250190301.....t d BD S o o =⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯=⎪⎭⎫ ⎝
⎛-=
壳程流体流速、雷诺数及普兰德数分别为
34
1114
00007150222033001430059
0008418
0...Pr Re ...u o o o =⨯==⨯⨯===
0.0007158250.1430.020m/s
C W/m 2︒⋅=⨯⨯⨯⨯
=7487134113300020014
036031550.....α/.o 2.管程对流给热系数
4
08
0023
0.i
i i p .i i i i i
i i λμc μ
ρu d d λ.α⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝
⎛=
管程流通截面积
2
m 0744202474020078502./..S i =⨯⨯=
管程流体流速、雷诺数及普兰德数分别为
854
462600007280417413633
994499007442
0994
9336...Pr Re ../.u i i i =⨯==⨯⨯===
0.0007280.4990.020m/s
()()C
W/m 2︒⋅=⨯⨯⨯=⨯
=⎪⎪⎭⎫
⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=275088121820303310230854413633020
0626
00230023040804
080........λμc μρu d d λ
.α...i i i p .i i i i i
i
i
3.传热系数K
C W/m 2︒⋅=++++=+
+⨯⨯+⨯+⨯=
++++=
4306002050000017200000620000525000045501
7
4871
000172002250450250002500200025000042002002750025011
1
................αR d λbd d d R d αd K o
so m o i o si i i o
4.传热面积
2m 11562
324306105416
....t ΔK Q S m =⨯⨯==
该换热器的实际换热面积
()()()2
m 920826474060060250143....n N L d πS c o p =-⨯-⨯⨯=-=
面积裕度为
%.%...%S
S S H p 8331001
1561
1569208100=⨯-=
⨯-=
换热面积裕度合适，能够满足设计要求。

（二）换热器内流体的流动阻力
1.管程流动阻力
()s p t i
N N F p Δp
Δp Δ21
+=∑（F t 结垢校正系数，N p 管程数，N s 壳程数）
取换热管的管壁粗糙度为0.01mm ，则0050.d /ε=，而13633=i Re ，查图得0370.λi =
Pa Pa
33712
499
099432371373249909940206037022
222
21..u ρp Δ....u ρd L λp Δi
i i i =⨯⨯=⨯
==⨯⨯⨯==
对mm 5225.φ⨯的管子有1241===s p t N N .F ，且，
()()Pa 10Pa 5<=⨯⨯⨯+=+=∑4886124133717137321
...N N F p Δp
Δp Δs p t i
管程阻力在允许的范围之内。

2.壳程流动阻力
对壳程有折流挡板时，计算壳程阻力的方法有Bell 法、Kern 法和Esso 法等。

Bell 法计算结果与实际数据的一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。

工程计算中常采用Esso 法，该法的计算公式如下：
()s
s
o
N F p Δp Δp Δ∑'+'=2
1
（F s
为结垢校正系数，对液体F s
=1.15，N s
为壳程数）
流体流经管束的阻力()2
121o
B c o u ρN n Ff p Δ+='
F 为管子排列方式对压强降的校正系数，正三角形排列F =0.5，正方形直列30.F =，正方形错列时，
40.F =。

o f 为壳程流体的摩擦系数，当()78840330005055002280228
0..Re .f Re ..o o o =⨯==>--时， c n 为横过管束中心线的管数，26=c n 。

折流板间距m 30.B =，折流板数19=B N
()Pa 117292
14308251192678840502
1....p Δ=⨯⨯+⨯⨯⨯='
流体流经折流板缺口的阻力
()Pa
10Pa Pa 5<=⨯⨯+==⨯⨯⎪⎭⎫ ⎝
⎛⨯-='⎪
⎭⎫ ⎝⎛-='∑251111511454117291454214308259030253192
253222
2...p
Δ.....p Δu ρD B .N p Δo
o
B
该换热器的管程与壳程压降均满足要求，故所设计的换热器合适。

换热器主要结构尺寸及计算结构。