冷卻器的設計論文

-.z化工原理課程設計題目：冷卻器的設計目錄TOC\o"1-2"\h\u33071、概述⑤建廠地址：**地區(qū)四、設計內容及要求〔1〕計算熱負荷〔2〕計算平均溫差〔3〕初估換熱面積及初選版型〔4〕核算總傳熱系數k〔5〕計算傳熱面積S〔6〕計算壓降〔7〕板式換熱器規(guī)格選型〔8〕換熱工藝流程圖，主體設備工藝流程1.4列式管換熱器選型原則不干凈和易結垢的流體宜走管內，以便于清洗管子。腐蝕性的流體宜走管內，以免殼體和管子同時受腐蝕，而且管子也便于清洗和檢修。(3)壓強高的流體宜走管內，以免殼體受壓。飽和蒸氣宜走管間，以便于及時排除冷凝液，且蒸氣較干凈，冷凝傳熱系數與流速關系不大。被冷卻的流體宜走管間，可利用外殼向外的散熱作用增強冷卻效果。需要提高流速以增大其對流傳熱系數的流體宜走管內，因管程流通面積常小于殼程，且可采用多管程以增大流速。粘度大的液體或流量較小的流體，宜走管間，因流體在有折流擋板的殼程流動時，由于流速和流向的不斷改變，在低Re(Re>100)下即可到達湍流，以提高對流傳熱系數。我們選擇冷水走管程，熱水走殼程。流體流速的選擇：增加流體在換熱器中的流速，將加大對流傳熱系數，減少污垢在管子外表上沉積的可能性，即降低了污垢熱阻，使總傳熱系數增大，從而可減小換熱器的傳熱面積。但是流速增加，又使流體阻力增大，動力消耗就增多。所以適宜的流速要通過經濟衡算才能定出。館子的規(guī)格和排列方法：選擇管徑時，應盡可能使流速高些，但一般不應超過前面介紹的流速*圍。易結垢、粘度較大的液體宜采用較大的管徑。我國目前試用的列管式換熱器系列標準中僅有φ25×2.5mm及φ19×mm兩種規(guī)格的管子。在這里，選擇

φ25×2.5mm管子。管長的選擇是以清洗方便及合理使用管材為原則。長管不便于清洗，且易彎曲。一般出廠的標準鋼管長為6m，則合理的換熱器管長應為1.5、2、3或6m。管程和殼程數確實定當流體的流量較小或傳熱面積較大而需管數很多時，有時會使管內流速較低，因而對流傳熱系數較小。為了提高管內流速，可采用多管程。但是程數過多，導致管程流體阻力加大，增加動力費用；同時多程會使平均溫度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面積減少，設計時應考慮這些問題。列管式換熱器的系列標準中管程數有1、2、4和6程等四種。2、工藝設計計算2.1確定物性數據定性溫度：可取流體進出口溫度的平均值。殼程熱流體的定性溫度為T==67.5(℃)管程流體的定性溫度為t==36(℃)根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。水在67.5℃的有關物性數據如下：密度=977.8㎏·定壓比熱容=4.185導熱系數=0.668W/(m·℃)粘度=0.0004061循環(huán)冷卻水在36℃下的物性數據如下：密度=992.2㎏·定壓比熱容=4.174導熱系數=0.635W/(m·℃)粘度=0.00065332.2計算熱負荷熱流量=t/a==3156.57kg/h=()=3156.57×4.185×﹙﹚=1.98×/h=55.04KW2.3計算平均傳熱溫差=/㏑﹙/)=(35-28)÷㏑(35÷28)=31.37℃3.冷卻水用量=-=40+273.15-〔32+273.15〕=8K=／〔〕=1.585×／〔4.174×8〕=5929.56kg/h2.4估算總傳熱系數管程傳熱系數Re==0.02×0.5×992.2÷0.0006533=1.52Pr==4.174××6.533×÷0.635=4.294=0.023()=0.023×0.635÷0.02×=(W/(㎡·℃))殼程傳熱系數假設殼程的傳熱系數=1000W/(㎡·℃)污垢熱阻=㎡·℃/W=㎡·℃/W管壁的導熱系數λ=50.6W/(m·℃)K=1÷()=1÷=583.91W/(㎡·℃)2.5初估換熱面積及初選版型=55.04×÷〔584.8×31.37〕=3.0㎡考慮15%的面積裕度，S=1.15×=1.15×3.0=3.45㎡工藝構造尺寸1.管徑和管內流速選用φ25×2.5傳熱管〔碳鋼〕，取管內流速=0.5m/s管程數和傳熱管數依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數=5929.56÷992.2÷3600÷0.785÷0.002÷0.002÷0.5=10.45≈11〔根〕按單程管計算，所需的傳熱管長度為=3.45÷(3.14×0.025×11)=3.995(m)按單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程構造，現取傳熱管長L=2m，則該換熱器的管程數為Np=L／l=3.995÷2≈2(管程)傳熱管總根數N=2×11=22(根)平均傳熱溫差校正及殼程數R=(75-60)÷(40-32)=1.875P=(40-32)÷(75-32)=0.186按單殼程雙管程構造，溫差校正系數經查表得：=0.99平均傳熱溫差=×=0.99×31.37=31.056〔℃〕傳熱管排列和分程方法采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。取管心距t=1.25則t=1.25×25=31.25≈32(㎜)橫過管束中心線的管數=1.19〔根〕殼體內徑D=(㎜)整圓可取D=190㎜2.6選取附屬設備折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為h=0.25×190=47.5(㎜)故可取h=45mm可取折流板間距B=0.3D，則B=0.3×190=57(㎜),可取B為60㎜折流板數傳熱管長/折流板間距-1=2000÷60－1=33(塊)折流板圓缺面水平裝配接收殼程流體進出口接收：取接收內熱流體流速為u=2.0m/s，則接收內徑為〔m〕取標準管徑為：30㎜管程流體進出口接收：取接收內循環(huán)水流速u=1.7m/s，接收內徑為：〔m〕取標準管徑為:30㎜2.7換熱器核算1.熱量核算(1)殼程對流傳熱系數對圓缺行折流板，可采用科恩公式當量直徑，由正方形排列得：=0.02〔m〕殼程流通截面積=0.06×0.18×(1-0.025÷0.032)=2.49×(m)殼程流體流速及其雷諾數分別為：3156.57÷3600÷977.8÷(2.36×)=0.36(m/s)=0.02×0.36×977.8÷0.0004061=17316.7普蘭特準數Pr=4.158××0.0004061÷0.668=2.554粘度校正=3242.48W/(㎡·℃)(2)管程對流傳熱系數管程流通截面積：(㎡)管程流體流速及雷諾數(m/s)Re=0.02×0.48×992.2÷0.0006533=14580普蘭特準數Pr=4,174××0.0006533÷0.635=4.29(W/(㎡·℃))(3)傳熱系數KK=1÷()=1÷[(0.025÷2801.1÷0.02)+(0.000172×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷50.6÷0.02)+0.000172+(1÷3242.48)]=830.97(W/(㎡·℃))(4)傳熱面積S=55.04×÷(830.97×31.056)=2.132(㎡)該換熱器的實際傳熱面積S=3.14×0.025×2×(22-5)=2.512(㎡)該換熱器的面積裕度為：H==(2.512-2.132)÷2.132×100%=17.8%傳熱面積裕度適宜，該換熱器能夠完成任務。2.8計算壓降2.換熱器內流體的流動阻力(1)管程流動阻力Σ=1，由Re=14283.19，傳熱管相對粗糙度為0.1÷20=0.005，查moody圖得=0.037W/(m/℃)流速=0.47m/s，ρ=992.2kg/，所以=0,037×(2÷0.02)×992.2×0.48×0.48÷2=422.91(Pa)3×992.2×0.48×0.48÷2=342.90(Pa)Σ=(422.91+342.90×1.5×2=2297.43＜Pa管程流動阻力在允許*圍內(2)殼程流動阻力，流體流經管束的阻力F=0.5=0.5403m/s(Pa)流體流過折流板缺口的阻力B=0.06mD=0.19m(Pa)總阻力Pa＜Pa殼程流動阻力也比較適宜。2.9換熱器主要構造尺寸和計算結果換熱器主要構造尺寸及計算結果見附錄表3-93、換熱器主要技術參數3.1工藝流程圖3.2主體設備圖附錄4.1公式符號說明英文字母-.zB折流板間距d管徑D殼體直徑f殼程流體摩擦系數F管子排列方式對壓力降的校正系數N管數NB折流板數Nu努塞爾特準數P壓力Pr普蘭特常數Q熱負荷R熱阻Re雷諾數S傳熱面積T熱流體溫度t冷流體溫度u流速W質量流量-.z希臘字母-.zα對流傳熱系數-.z4.2附表表3-9換熱器形式換熱面積工藝參數名稱物料名稱操作壓力4.3參考文獻[1]*光啟.化工物性算圖手冊(第1版)[M].:化學工業(yè),2002:16,