列管式换热器设计化工原理课程设计说明书.docx
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1、化工原理课程设计题目:列管式换热器 学生姓名: 王梦萍 指导老师: 赖万东 学 院: 轻工与食品学院 班 级:2011级食品科学与工程 学生学号: 201130361102 时 间: 2014年7月 目录第一章 设计任务书4一、设计项目4二、任务(具体要求)及步骤:4三、作业份量:5第二章 确定设计方案6一、 选择换热器的类型6二、 流动方向及流速的确定6三、 安装方式6第三章 设计条件及主要物性参数7一、设计条件7二、确定主要物性数据7第四章 传热过程工艺计算9一、估算传热面积9二、主体构件的工艺结构尺寸10三、换热器主要传热参数核算12第五章 机械结构设计17一、壳体、管箱壳体及封头17二
2、、 管板19三、拉杆22四、换热管23五、分程隔板24六、折流板25七、管箱27第七章 附属设备选型29一、接管及其法兰29二、 排气、排液管32三、支座设计32第八章 设计计算结果汇总表37第九章 参考资料38第一章 设计任务书某工厂需设计一换热器,将乙炔气体冷却至一定温度,冷却剂用浓度为25%(质量)CaCl2盐水。设计的基础数据如下:(1)乙炔气体处理量 5500 m3/h, 初温 31 终温 11 操作压强 16 kgf/cm2(绝压)(2)25% CaCl2盐水初温: -11 ; 终温: -5 一、设计项目1 确定设计方案;换热器型式,流体流向的选择,换热器的安装方式等。2 换热器的
3、工艺计算和强度计算,附属设备选型。3 绘制乙炔气冷却过程工艺流程图,换热器装配图。4 编写设计说明书。设计要求在规定时间内独立完成,设计方案合理,论述清楚,计算正确,制图无误,答辩流利正确。二、任务(具体要求)及步骤: (一)工艺设计1、了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。对确定的换热器型式(管壳式?或板式?换热器材料?)进行简要论述。(如果有时间和兴趣,可对液化石油气运输船的再液化装置流程进行论述,以理解本设计的实际意义。)2、由热平衡计算传热量的大小,并确定第二种换热流体(海水)的用量。3、决定流体通入的空间(管内?管外?)。4、计算流体的定性温度,以确定流体的物性数据。5、初算有效平均
4、温差。一般先按逆流计算,然后再校核。6、选取管径和管内流速。7、计算总传热系数K值,包括管程对流传热系数和壳程对流传热系数的计算、金属壁厚和污垢热阻的确定。由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关,因此一般先假设一个壳程对流传热系数,以计算K值,然后再作校核。8、初估传热面积。考虑安全系数和初估性质,因而常取实际传热面积是计算值的1.151.25倍。9、选择管长L。10、计算管数N。11、校核管内流速,确定管程数。12、画出排管图,确定管距,确定壳径D和壳程挡板形式及数量等。13、校核管程对流传热系数和壳程对流传热系数。14、校核有效平均温差。15、校核传热面积,应有一定安全系数,否则需重新
5、设计。16、计算流体流动阻力。如阻力超过允许范围,需调整设计,直至满意为止。17、其他。如流体进出口管管径的计算等。(二)结构设计包括:换热管在管板上的固定方法;分程隔板与管板的连接;管板与壳体的连接;折流板与支承板等的连接;换热器安装方式等。(三)机械设计 包括:确定壳体壁厚、管板尺寸;选择换热器封头、法兰、接管(流体进出口管)法兰、支座、接管设计。管子拉脱力核算等。三、作业份量:1、设计说明书一份,内容包括:(1)目录;(2)设计任务书;(3)工艺流程图;(4)流程方案的说明与论证;(5)设计结果概要(包括主要设备的特性参数、设计时规定的主要操作参数、各种物料的量和状态等等);(6)设计计
6、算与论述;(7)对设计的评述及对有关问题的分析讨论;(8)列出参考文献(编号、作者、文献名称、出版单位、和出版年份)2、换热器装配图(1号图纸)。按照有关绘制化工设备图的要求进行绘制(其中局部剖面放大图如:封头、管板、外壳具体连接的局部放大图;管子与管板连接的局部放大图;管子排列图等)。第二章 确定设计方案一、 选择换热器的类型本设计中换热器选用带有支撑板的列管式换热器,因为列管式换热器具有单位体积传热面积大,结构紧凑、坚固,传热效果好,而且能用多种材料制造,适用性较强,操作弹性大,且适用于高温、高压的大型装置中。采用折流挡板,可使作为冷却剂的CaCl2盐水容易形成湍流,可以提高对流表面传热系
7、数,提高传热效率。本设计中的固定式换热器采用的材料为16MnR。二、 流动方向及流速的确定本冷却器的管程走冷却CaCl2盐水,壳程走热的乙炔气体。乙炔气体和冷却CaCl2盐水逆向流动换热。由于循环冷却水较易结垢,若其流速太低,将会加快污垢增长速度,使换热器的传热能力下降,所以从总体考虑,应使CaCl2盐水走管程,乙炔气体走壳程。查阅传热传质过程设备设计P7 表1-3 可得到,乙炔气体的流速范围为315 ms-1;冷却盐水的流速范围为1 ms-1。本设计中,假设CaCl2盐水的流速为1.2 ms-1,然后进行计算校核。三、 安装方式换热器是小型的,采用卧式较适宜。CaCl2盐水CaCl2盐水乙炔
8、气体乙炔气体第三章 设计条件及主要物性参数一、设计条件由设计任务书可得设计条件如下表:数参类型体积流量(标准m3/h)进口温度()出口温度()操作压力(kgf/cm2)设计压力(MPa)乙炔气体(壳程)55003111161.8CaCl2盐水(管程)-11-5注:要求设计的冷却器在规定压力下操作安全,必须使设计压力比最大操作压力略大,本设计的设计压力比最大操作压力大0.043MPa。操作压力换算P=16kgf/cm2=1698.07103=1.57MPa二、确定主要物性数据1定性温度取流体进出口温度的平均值。壳程气体的定性温度为 管程水的定性温度为 2. 流体有关物性数据根据由上面两个定性温度
9、数据,查阅化工原理(上)P243的附录六:乙炔气体的物理性质(101.33kPa)和P244的附录七:水的物理性质。运用内插法(公式为 ),可得壳程和管程流体的有关物性数据。(1) 乙炔气体物性计算查化工工艺设计手册P2-278以及P2-268,21下乙炔摩尔比热容为10.5kcal/kmol摩尔比热容:Cp1=10.54.1868=43.9614(KJkmol-1K-1)粘度:h= 93.5 (Pas) ; 修正后:h= 100.03 导热吸数:h=0.0184 (Wm-1-1)空气密度:11.171= 1.171kgm-3(1800kPa/101.3kPa)273K/(273+21)K19
10、.32 kgm-3乙炔气体在21,16kgf/cm2下的有关物性数据如下:物性密度o(kg/m3)定压比热容cpo kJ/(kmol)粘度o(Pas)导热系数o(Wm-1-1)乙炔气体19.3243.96141.008210-50.02088定压比热容Cp=43.961426.02=1.69kj/kg冷却盐水物性参数参阅互联网资料,盐水在28的物性数据如下:物性密度i(kg/m3)定压比热容cpi kJ/(kg)粘度i(Pas)导热系数i(Wm-1-1)盐水12282.880.0058460.4810第四章 传热过程工艺计算一、估算传热面积1. 计算换热器的热通量乙炔气体的质量流量为qm1=5
11、500m3/h=550019.32=106260Kg/h热流量为= qmh Cpi (T1T2) =1062601.69(3111)=3591588kj/h =997.66kW 2. 做出适当的选择并计算(1)流向的选择 逆流:乙炔气体与CaCl2盐水流向相反(2)计算对数平均温度已知:T1=31 T2=11 t1= -11 t2= -5= =28.42(3)修正对数平均温度对数平均温度 R=3.3P=0.27查下图选择单壳程,可得修正系数0.85修正后的=0.8528.42=24.163. 计算传热面积S(1)估计总传热系数K 查阅传热传质过程设备设计P20表1-11,可知管程为水,壳程为气
12、体的总传热系数K值为233465 Wm-2-1。初步设定设K=300 Wm-2-1。(2)初步计算传热面积 根据传热传质过程设备设计P14,公式1-2,则估算的传热面积为 m24.1.4冷却水用量根据传热传质过程设备设计P15,公式1-8qmc= kg/s=207828kg/h二、主体构件的工艺结构尺寸1. 管径和管内流速选用252.5mm的传热管(碳钢管);由传热传质过程设备设计P7表13得管壳式换热器中常用的流速范围的数据:冷却盐水的流速范围为1 ms-1,设冷却水流速ui1.2m/s,用u i计算传热膜系数,然后进行校核。2. 管程数和传热管数依据化工单元过程及设备课程设计P46,公式3
13、-9可依据传热管内径和流速确定单程传热管数根本来需要选取125根管,但不符合正三角形排布的管数,综合考虑各种因素,选取传热管数:225根。按单程管计算,所需的传热管长度为m传热管过长,宜采用多管程结构。现取传热管长 l= 4.5 m ,则该换热器管程数为Np=L / l=7.78/4.52(管程)那么传热管总根数 N =2252=450(根)3壳程数的选择 若选择单壳程,0.8,符合设计要求,因此选择单壳程。4传热管的排列和分程方法采用正三角形排列法,每程内均按正三角形排列,其优点为管板强度高,流体走短路的机会少,且管外流体扰动较大,因而对流传热系数较高,相同的壳程内可排列更多的管子。传热管与
14、管板的连接方式采取焊接,取管心距t=1.25d0 t=1.2525=31.2532mm由化工单元过程及设备课程设计P50,公式3-16,隔板中心到离其最近一排管中心距离 S=t/2+6=32/2+6=22 mm参考下表,选取各程相邻管的管心距为44mm。5壳体内径采用多管程结构,取管板利用率=0.8,由化工单元过程及设备课程设计P51,公式3-20D =1.05t =1.0532=796.89mm 查阅传热传质过程设备设计P69,附表1-5(a),选取固定式换热器:取50mm为进级档,取D =800mm。由于固定式换热器直径为800nm双管程式,固定管数为450跟,故实际选用管数为450根。6
15、折流板采用9,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h=0.25800=200mm ,故可取h=200mm。取折流板间距B=0.4Di,则B=0.4800=320mm。取板间距B300mm,则:折流板数 NB=1=1=14 块 折流板圆缺面水平装配。三、换热器主要传热参数核算1. 热量核算(1)壳程对流传热系数 对于圆缺形折流板,可采用克恩公式。ho = 其中:当量直径,管子为正三角形排列时,依化工单元过程及设备课程设计P53,公式3-22得de=0.0202m壳程流通截面积 So = BD(1)=0.30.800(1)0.0525 m2壳程热空气的流速及其雷诺数分别为uo
16、 =29.14 m/sReo11.281052100故壳程内流体属于湍流。普兰特准数(P26,公式1-43)Pr =0.816粘度校正由于乙炔气体与盐水的导热系数差别很大,故:()0.14=()0.141因此,壳程空气的表面传热系数ho为ho = ho = = =771.06W/(m2)(2)管程对流传热系数hi = 0.023Re0.8Pr0.3Re范围21006000其中:管程流通截面积Si = 0.0706 m2管程冷却水的流速及其雷诺数分别为ui =0.666m/sRe3497.52100故管内流体是湍流。普兰特准数Pr =35.00因此,管程空气的传热膜系数hi为hi=Cpu1.86
17、(RePr)-2/3(di/L)1/31=2.8812280.666(3497.535)-2/3(0.02/4.5)1/3=1099.2(3)基于管内表面积的总传热系数KC查阅化工单元过程及设备课程设计P55,表3-9,可取管外侧污垢热阻Ro0.000176m2KW-1管内侧污垢热阻Ri=0.000264 m2KW-查阅化工单元过程及设备课程设计P56,表3-11,该温度下碳钢的导热系数约为60.4Wm-1-1管壁热阻 RW=0.002/60.4=0.000033m2K/W因此,依化工单元过程及设备课程设计P53,公式3-21 R0 0.000176解得:339.8W/ (m2)(4) 传热面
18、积裕度依化工单元过程及设备课程设计P56,公式3-35,计算传热面积:Si/(tm)997.66103/(339.824.16)122 m2该换热器的实际传热面积SpSp=3.140.0254.5450=159m2依化工单元过程及设备课程设计P56,公式3-36该换热器的面积裕度为=23%传热面积裕度处于要求的15%25%的范围内,该换热器符合实际生产要求。2. 壁温核算 因管壁很薄,且管壁热阻很小,故管壁温度可按化工单元过程及设备课程设计P77,公式3-42计算。该换热器用自来水作为冷却水,设定冷却水进口温度为25,出口温度为31来计算传热管壁温。由于传热管内侧污垢热阻较大,会使传热管壁温升
19、高,降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作早期,污垢热阻较小,壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中,应按最不利的操作条件考虑。因此,取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是按式3-42有式中,液体的平均温度tm和气体的平均温度Tm分别按化工单元过程及设备课程设计P57,公式3-43、3-44计算tm=0.4(-5)+0.6(-11)= -8.6 Tm=0.5(31+11)=21 hc = hi = 499.4 W/ (m2)hh = ho = 166.5W/ (m2)传热管平均壁温= 3.60 壳体壁温,可近似取为壳程流体的平均温度,即T=21 壳体壁温和传热管壁温之差为 t=21+4.94=24
20、.60该温差不大,故不需要设温度补偿装置。由于换热器壳程流体压力不是很高,因此,需选用固定式式换热器较为适宜3. 换热器内流体的流动阻力(压降)(1)管程流动阻力依化工单元过程及设备课程设计P58,公式3-473-49可得管内流体: Re=3497.5传热管相对粗糙度=0.01,查莫狄图得=0.0125p1= =765.96Pa弯管回路中的压降:局部阻力系数一般情况下取3;p2=817.03Pa总压降:pi(p1+p2)Ft Ns NpNs壳程取1,Np管程取2,Ft管程结垢校正系数取1.5pi(795.96+817.03)1.5124841.94Pa 90000 Pa(符合设计要求)允许压力
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