乙醇胺生產的換熱器設計案例目錄TOC\o"1-3"\h\u2771乙醇胺生產的換熱器設計案例 1257551.1選型依據 167081.1.1選型原則 2147931.2冷凝器計算 2159671.2.1流股條件 2228631.3核算換熱器傳熱面積 3221061.4換熱管計算及排布方式 3240191.4.1換熱管規(guī)格及流速選定 3212551.4.2管程流通截面積 3312971.4.3單程管數 4130631.4.4管程數 4298331.4.5換熱管排列方式 5181661.5殼體內徑的估算 5152341.6進出口連接管直徑的計算 6185181.7折流板 663051.8總傳熱系數計算 7247901.8.1計算選定換熱器的傳熱系數 7175731.8.2計算管程對流傳熱系數 8278721.8.3計算殼程對流傳熱系數 877841.8.4計算管壁溫度 9234441.8.5核算總傳熱系數 9321161.8.6計算換熱器壓降 9244721.8.7假設計算 10選型依據表5-1換熱器選型依據選型原則在工藝設計換熱器時要考慮的諸多因素：流經換熱器流體的溫度和壓力、換熱器操作溫度及壓降、換熱器維護清洗的難易程度及其維護成本的大小、換熱器材料的選擇以及使用壽命等都是其換熱效率的影響因素。只有將所有因素都能搞合理的滿足后才能在生產中效率最大化，經濟最優(yōu)化、工藝操作最簡化。冷凝器計算流股條件根據ASPENPULS計算數據得到。本次冷卻器的熱流股為T201塔的塔頂氣相出料，塔頂餾出流率F餾出=1148.57kg/h，回流比R=0.2585，塔頂餾出物質量流率為1445.42kg/h。冷凝器進口熱流股壓力規(guī)定為100kPa，進料溫度為47.98℃，出料溫度也為47.98℃，氣相體積流率為1047.1m3/h。冷公用工程采用30℃循環(huán)水，循環(huán)水出料溫度為42℃。表5-3換熱器操作參數類別殼程管程物料混合物水流量(kg/h)1445.42-溫度℃47.9847.983242比熱(kJ/kg/℃)0.1204.174密度(kg/m3)1.097993.6黏度(MPa·s)0.000019780.0007124導熱系數(W/m·K)0.013590.4213平均分子量17.22718類別殼程管程低黏度流體其定性溫度的值為進口溫度和出口溫度的平均值。殼程的定性溫度為：水定性溫度：核算換熱器傳熱面積假設總傳熱系數為500W/(m2℃)。取冷卻水溫升為8℃，則冷卻水由進口的30℃升至142℃出分凝器。逆流換熱，冷公用工程走管程，熱流股走殼程，計算平均換熱溫差?分凝器的熱負荷為-193.512kW，計算換熱面積S=冷公用工程用量：MV換熱管計算及排布方式換熱管規(guī)格及流速選定換熱器的傳熱面由換熱管排列構成，根據壓力、溫度和流體腐蝕性、化作用及毒性等決定其材料，直徑越小管子承受的壓力越強，可排列管數就越多，可是換熱效果更好。表5-4換熱管的規(guī)格及排列方式在此，選用?19×2的碳素鋼管。管程內的流體流速選用ω2=0.6m/s。管程流通截面積由計算管程所需流通截面積:式中：At——管程流通面積；M1——水量；ρ1——水的密度；ω1——管程內水流速。單程管數式中：At——管程所需流通面積；di——傳熱管的內徑。管程數單程管時，換熱管長度為：由計算得知單管程是換熱管長度較長所以選用多管程。常用的管長有：1.5m、2m、3m、4.5m、6m、9m，現取管束長度為：l=6.0m。換熱管程數為：10.055則傳熱管總根數為則換熱器的傳熱面積為：換熱管排列方式常見的排列方式有四種如下表5-5所示：表5-5管排列方式表排列方式圖示排列角度正三角形6030正方形4590根據表5-5選擇的排列方式為正三角形。表5-6換熱管中心距選中心距（s）為25㎜，分程隔板槽兩側相鄰管中心距（lE）為38㎜的管。殼體內徑的估算殼體內徑粗略估算：當管子為正三角形排列時，殼體內經為：式中：Ds——殼體內徑；nt——傳熱管根數；s——表示管中心距；η——管板利用效率，一般取0.6-0.8，本設計取0.6。殼體內徑圓整=400m。進出口連接管直徑的計算用連續(xù)性方程確定連接管直徑：圓整為標準管徑，得?133×4。折流板表5-7折流板類型表類型優(yōu)劣弓形折流板流體流動中的死角較小，結構也簡單盤環(huán)形折流板而盤環(huán)形結構比較復雜，不便清洗由上表5-7可知，本次換熱器折流板選型為選弓形折流板。折流板的厚度選定要起到防震、抗扭矩的作用，該值的選定大小在GB-1999中見表5-6.表5-8折流板和支持板的最小厚度由表5-6知，折流板厚度選取4mm。材料取用14Cr1MoR。折流板缺口弦高度：h=0.25折流板間距的選擇見表5-9：表5-9折流板間距由表5-9可知，折流板間距值?。簂s=0.3m折流板數目：式中：總傳熱系數計算計算選定換熱器的傳熱系數根據前面計算知，冷凝水采用Φ19mm×2mm的換熱管，選用管殼式換熱器，根據《管殼式換熱器選型手冊》，換熱器壓力符合公稱壓力等級6kgf/cm2。計算的換熱器參數如下表5-8所示：表5-9換熱器參數表則實際流速為u則選定K值為K計算管程對流傳熱系數換熱器的定性溫度t=36℃，根據水的粘度表，此時冷凝水粘度μ=0.712×10-3Pa·s，根據《水的物理性質》，30℃時冷凝水的導熱系數為0.4110W/(m·℃)，40℃時冷凝水的導熱系數為0.4274W/(m·℃)，插值得到定性溫度下冷凝水導熱系數k=0.4208W/(m·℃)。則管程流體中：RePrRe給熱系數先按湍流時的計算：0.7<流體在圓管內呈過渡流狀態(tài)，給熱系數按湍流時的計算，再乘以校正系數，校正系數公式如下：φ=1?0.7<故管程流體的對流傳熱系數可應用Dittus-Boelter關聯式，由于是冷流體被加熱，因此取n=0.4，得：α計算殼程對流傳熱系數在殼程中，流股質量流率F液=1445.420kg/h，液相粘度μ=0.01978×10-3Pa·s。由于殼程中存在相變，應將冷凝視為膜狀冷凝熱，以P表示潤濕周邊長度，計算液膜雷諾數ReRe殼程液相密度ρL=780.113kg/m3，汽相密度ρv=1.097kg/m3，當地的重力加速度g=9.79m/s2，液膜粘度μ=0.01978×10-3Pa·s。導熱系數0.01359，選擇Kirkbride的經驗公式計算殼程平均對流傳熱系數，αα=1210.483計算管壁溫度根據《常用液體污垢系數》，該溫度下處理過的冷卻水污垢系數取0.00055℃·m2/W，有機溶劑污垢系數取0.000009-0.000026℃·m2/W，所以取管壁內表面上的污垢熱阻為Rsi=0.00054℃·m2/W，管壁外表面上的污垢熱阻為Rs0=0.000026℃·m2/W。t核算總傳熱系數已知公式：1根據《常用金屬導熱系數表》，0℃時碳鋼的導熱系數為52.3W/(m·℃)，100℃時碳鋼的導熱系數為48.9W/(m·℃)，插值得到40.331℃下碳鋼的導熱系數k=50.929W/(m·℃)。KK滿足設計的1.05~1.25的范圍要求。計算換熱器壓降換熱器總阻力為各程直管阻力、回彎阻力及進、出口阻力之和。相比之下，進、出口阻力較小，一般可忽略不計。因此，管程總阻力的計算公式為：其中：?P1——為因直管摩擦阻力引起的壓降，Pa；?P2——因回彎阻力引起的壓降，Pa；Ft——為管程結垢校正系數，根據《管程壓力降結構校正系數表》，取Ft=1.2；Ns——為串聯殼程數；Np——為管程數。查閱相關資料取絕對粗糙度ε=0.1mmε/d=已知Re=12336.518，圖5-2λ與Re、ε/d的關系圖則查圖5-2得λ=0.041Δ回彎阻力壓降?P2為Δ故Δ得到管程壓降約為7.4kPa，而殼程為汽相傳熱，壓降較小，對流程幾乎無影響。假設計算當殼程Ref<1800時計算過程如下：殼程液相密度ρL=780.113kg/m3，汽相密度ρv=1.097kg/m3，當地的重力加速度g=9.79m/s2，蒸汽飽和溫度下的汽化熱λ=152.11kJ/kg，k=0.01359W/(m℃)，液膜粘度μ=0.01978×10-3Pa·s，tsat=47.98℃。選擇McAdams的工程設計公式計算殼程平均對流傳熱系數