甲醇-甲醇换热器Ⅱ的设计第一部分设计任务书一，设计题目甲醇-甲醇换热器Ⅱ的设计二，设计任务1，热交换量：8029.39kw2，设备形式：长绕管式换热器三，操作条件①甲醇：入口温度7.83℃，出口温度-31.68℃②甲醇：入口温度-37.68℃，出口温度1.00℃③允许压强降：管侧不大于1.5*105pa 壳侧不大于2.9*105pa. 四，设计内容①设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。

②换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积和传热系数。

③换热器的主要结构尺寸设计。

④主要辅助设备选型。

⑤绘制换热器总装配图。

第二部分换热器设计理论计算1，计算并初选换热器的规格（1）两流体均不发生相变的传热过程，管程，壳程的介质均为甲醇。

（2）确定流体的定性温度，物性数据。

管程介质为甲醇，入口温度为7.83℃，出口温度-31.68℃。

壳程介质也为甲醇，入口温度-37.68℃，出口温度1.00℃。

管侧甲醇的定性温度：t m 1=925.11268.3183.7-=-℃。

壳侧的甲醇定性温度：34.18200.168.372-=+-=t m ℃。

两流体在定性温度下的物性数据：(3)传热温差△t m=-----=∆)()()()(12211221t T t T t T t T t Inm 406.6683.6ln 683.6)]68.37(8.31[)183.7(ln )]68.37(8.31[)183.7(=-=---------℃R==--tt T T 122102.168.3851.39)68.37(1)68.31(83.7==----P=85.051.4568.38)68.37(83.7)68.37(11112==----=--tT t t由R 和P 查图得到校正系数为：=∆t ϕ1，所以校正后的温度为tm t t m ∆∆=∆ϕ'=6.406℃（查传热课本P288）（4）计算热负荷Qkw TT cp M Q 524.80393600/51.39*345.2*8.312379)(21211==-=（5）初步选择换热器的规格：根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢清洗要求等条件选择适宜的换热器。

初选换热器的规格如下： 壳体直径：管排方式：正三角形规则错列排列 管尺寸：φ25*2.5mm （不锈钢管） 管数：N=558 管程数：1 管孔间距：100mm 换热管长：L=103934mm 管板规格： 管板厚度： 管子与管板：焊-胀 管绕层数：31 层间距：2绕管高度：9058.4mm 绕管束规格：2280mm 芯铜直径：600mm（6）计算并确定管根数： 管程热流体体积流量：s m m v ii i /1051.03600*225.8268.3123793===ρ选用φ25*2.5规格不锈钢管，并设管内的流速vi=0.6m/s 所需管子根数n ： n=u diin 241π则5586.0*1051.0*4202.0*14.342===u d u iii n π式中：mms s d u m v ii i 管子内径管内的流速体积流量------m 3（7）绕管方式（31层）图1单管 缠绕管式热交换器概略图取DW D n n D D D D D D D nD jjjj j j i il c dmma d mm a d e jd a j mme mm d mmπααπcos 1005sin /2514.3)sin (7432268922mm 6355*2256002)1(55852560023121j D =+=+==++==++==++=++-+=====︒每层缠绕圈数：则得：则由（根）总2，计算总传热系数和总面积：（1）缠绕管式换热器模型的建立：几何结构模型：图2 缠绕管式换热器几何结构示意图图3 错流流动示意图架设在壳侧流体流动方向上相邻两绕管间距为一常数，且相反缠绕方向的相邻两绕管相对位置为x ，则有两个特征位置：7712.825}250425100ln{*251002252}222ln{*2])(2[0.25.62225100,2)d (,22])50425100(1[252)]25*2425100(1[])22(1[)]22(1[})(]2/)[({21221212212/)(0min max min 21max =-++++++=-++++++=+=====+=+=-=++++++++++++++⎰++++dda dc d c da sdxd c x mm a mm x c x d da dc d a da d c s ss s s s b a d c s md c mm 积分结果之间，其计算公式：与将处于隙时，相邻两绕管间的间当时，即当壳体流道截面积：mms s S D S S D D mml a s mma s s s ksd s m m mi m c mmK mmd k a k l k n k 22102022222212101.1212161)3.189816.1529(7712.8*31*14.3*7712.1443)(**7712.14437712.825*312*)131(600**)1(3.18981)*105015*0.4(105015*)31558(*)*0.4(*)(*6.15294/31*7/0.110*4/*7/0.110*)(5sin 2*14.32*14.3=+-=+-==++-+=++-+==-=-====+-=ππππ则式中：由壳侧流道截面积可求的壳侧流道的当量直径：mmL D mmKS D l Ls s De m m e505.5047.9610/1.1212161*0.4*0.47.9610)7712.8*317712.1443*14.3(*0.2)(0.2*0.400====+=+==则又浸润周边π传热管的缠绕角为α与缠绕管换热器的轴向管束长度c l ，缠绕圈数j w 的关系分别为：)/(cos sin j j c D l w c l l πα==个缠绕管的中心圆平均直径为：e jd a j D D ij∂++-+=)1(式中，e 是第一层缠绕管与芯桶之间的隔板厚度，取5mm（2）壳侧传热膜系数模型缠绕管式换热器中，传热管在缠绕芯筒周围介于隔板中间呈螺旋状一次缠绕多层，形成圆筒状盘管而形成流道。

传热管的缠绕方向逐层相反，缠绕角与纵向间距通常是均匀的，且管长相同。

因此，随着传热管传热直径的增加，各层传热管数目也随之成比例增加。

这些盘管所组成的管束，其壳侧流道因圆周方向位置的不同而变化，由于相邻两个盘管呈错列的变化，则流道构成就变成管子布置为错列组合排列时的管外流动的流道构成。

规则错列布置 2sLE图4 由盘管层组成的管束的流道构成传热膜系数：βαφαααββφφφφφβλα+=--︒=--=--+-=------=-北方工业出版社），第十三章检验标准规范实施手册计计算与传热强化质量（参照最新热交换器设取）（：盘管中心线方向的角度表示实际流动方向偏离管排数修正系数管子倾斜修正系数；修正系数；管子排列（流道结构）其中，p ][cos 82125.023561.0i i t 0333.0061.005)1(901}sin *100cos *)901{(*)/(338.0k F FF F D pR F F F ne r e n i t 其中：k----盘管的特性数，盘管层左右缠绕交替时，值取1，仅取一个方向缠绕时，值取0.则32235561.0i 112.0316.0558.01998802.0}5sin *10055cos *)9051{(*5,0]0[cos nn n F F n -+-==+-=︒==-φβ其中：n 是流动方向一条直线上的管排数。

当n>10时，可近似认为Fn=1936.2284.3032.2)2(=+=+=-F F Fstaggerd linein t（同上参照第十三章表13-2） 则传热膜系数：2333.061.00333.0061.00033003-3-00000000333.0061.000*58774.54704505.52147.0*)8985.12(*)264.31447(*1*99802.0*936.2*338.0)/(338.08985.122147.010*186.1*10*335.2r 64.23144710*86.11.4835*885.00*10*505.5040885.04.835*212.1*36004.3226003600)/(338.0PrRe Re Re PrRe m k w De Cp P De sm De F F F uu s m u uu D F F F n i t e n i t ==============-λαλρρρλαμ即式中：3.管侧传热膜系数模型从层流到紊流过渡的临界雷诺数： （Re ）c =2300*[1+8.6*(d i /D m )0.45] =2300*[1+8.6*(0.02/1.443)0.45] =5184.164 管侧雷诺数：20.3330.656590.333i0.10.1mi i i 0.333i i i 0.333mi mi i333m *k 1038.642w/02)(0.2132/0.*}(11.96)*)](9121.159)4437712.102.0(*)4437712.102.0(1*14.8[1*{0.02365659.0)4437712.102.00.22(-0.8i )0.22(-0.8i )/}(Pr ]Re )(*)(1*14.8[1*{0.0230.22000Re e 96.112132.010*087.1*10*345.2Pr 159.912110*087.1225.826*6.0*02.0Dd d Re =++====++=<<======--αλαρλ则：时当Dd Dduu d c iii iii ii R M Cp 4.总传热系数与总面积的计算ii i i m md d R d d d bd K KA R t /)/()/()(1100++++==Φ∆αλα总传热系数式中：管外侧污垢阻力 R 0=0.00015m 2*k/w 管内侧污垢阻力 R i =0.0001m 2*k/w λ-----合金导热率 取15w/(m*k) d------管子外径 取 25mmmd d d i m 0225.0202.0025.02=+=+=b------壁厚 取2.5mm2323333337845.4379406.6*5436.28610*524.8039*/w 5436.28610*2010*25*0001.002.0*642.103810*2510*5.22*1510*25*10*5.200015.058774.54711m t K A m k k k m ==∆Φ==⇒++++=------总传热面积则5.压力损失的计算： <1>壳程压力损失： ρ2002334.0g nG C C C cni t P =∆传热管倾斜修正系数9948473.0)5(cos )0(cos )(cos )(cos 355.18.1355.18.1===----φβC i管排数修正系数15/cos 97621.0)15375.01(9524.0)375.01(9524.0===+=+=j n D l n n C πα其中管子布置修正系数936.2284.3032.22=+=+=-C C Cstaggerd linein t直列布置时的修正系数C in-Line 与规则排列时的修正系数C staggerd 可有文献[2] (第十三章 P 845表13-2） 则2822200/10*7.21----/0064023.784.835*10*27.1*24.322600*15*97621.0*9948473.0*936.2*334.02334.0h m mkg P g g nG C C C ccni t 换算系数式中===∆ρ<2> 管程压力损失)(22dg G f picc iiiLρ=∆ 摩擦系数25.62.0)(3164.0])(288801[o ei mi eiiR Dd Rf+=带入数据，整理得039576.0)159.9121(3164.0*])4437721.1025.0(*159.9121288001[25.062.0=+=f i则 2822/623761.9602.0015.105*225.826**27.1*28.312379*039576.0)(210米公斤===∆d g G f p iiciiiL ρ6.结构设计（1）壳体内径的确定由前面的理论计算可知壳体内径D i =2330mm,由于壳体内径D i >2000mm,故真空区厚度为10~15mm,取15mm 。