管壳式换热器工艺计算算例.pdf

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1、工艺计算算例一、设计题目：设计一台换热器二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。2、冷却介质：循环水，入口温度25℃，出口温度30℃。3、允许压强降：不大于60kPa。4、每年按300天计，每天24小时连续运行。三、设备型式：管壳式换热器四、处理能力：114000吨/年苯工艺计算：一．计算热负荷1.流体流动途径的确定本换热器处理的是两流体均不发生相变的传热过程，且均不易结垢，根据两流体的情况，故选择苯走换热器的管程，循环水走壳程。2.确定流体的定性温度、物性数据冷却介质为循环水，取入口温度为：25℃，出口温度为：（25＋5～10）℃8040苯的

2、定性温度：T60℃m22530水的定性温度：t275.℃m2两流体的温差：Tt60275.325.℃mm由于两流体温差不大于50℃，故选用固定管板式列管换热器.查手册知:两流体在定性温度下的物性数据如下:物性3oo密度㎏/m比热KJ/(㎏·C)粘度mPa·s导热系W/(m·C)流体苯836.61.8280.3810.151水996.354.1760.8520.6133．计算热负荷和冷却水流量8.1141035QWCTT.182810(8040/)3600.32210Whph1230024Q3220003600W

3、154.kg/hc3Cp(t2t)1.417610(3025)4．计算两流体的平均温度差暂按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为：，t2t180304025t29.07Cmt80302lnlnt(4025)1t2t13025而P.0091TT802521TT804012R8tt302521由《化工原理》上册P页查图4－19可得:.096232t，所以tt.09629.07279.Cmtm又因为0.96>8.0，故可选用单壳程的列管换热器。二．初选总传热系

4、数K根据低温流体为水，高温流体为有机物（参见《化工原理》P355）有K值的范围：430～2o2850W/(m·C）,假设KW400/mC又因为苯走管程且初选19.2mm，L=4.5m的列管，所以设u9.0m/si2由Vudn可求得：iii4-1-V1153694单管程的管子根数：n28根i223002436000.0153.140.9udii45Q3.22102Sm28.850Kt40027.90mS028.85L17.27idn.314.0019280iLi17.27取管长为4.5m,则管程数：N

5、8.3pL5.4取管程数为4所以总管数：nNn428108根pi据此初选固定管板式换热器规格尺寸为：壳径D600㎜管子尺寸Φ19×2mm管程数N4管长L4.5mp管子总数n108管子排列方法正三角形三核算总传热系数1）计算管程对流传热系数i2n21080.0152Ad0.00477mii4444Vs114000000u.0925ms（与假设相一致合iA.000477300243600996.325i适）diui.0015.0925996.3254Re.1622510湍流i3.08521

6、0C33p.417610.085210Pr8.5i.0613图壳程摩擦系数f与Re的关系00所以-2-8.03.0.0023RePr(苯被加热）iidi.061348.04.0.0023.1(622510)8.5.001524432W/mC2）计算壳程对流传热系数0换热器中心附近管排中流体流通截面积为：d0.00192A0hD1.0154.01.00244mt.0032式中h折流挡板间距，取300mm；t管中心距，对255.2mm，t32mm。因为W154.

7、kg/hC所以Vs114000000u.022m/s0A3600300248636..002440由正三角形排列得：32232.3142(4td)4(.0032.0019)02424d.005med.314.00190due0苯.005.0228366.Re2415403.03811036因为Re在210～110范围内，故可用下式计算001C.1828103.0381103.055p.036RePr3Pr6.40000d.0151e壳程中水被加热，取.105，

8、1.0151.05532所以.