化工原理设计多管程列管式换热器的设计Word下载.docx
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列管式换热器在化工生产中主要作为加热(冷却)器,蒸发器,再沸器及冷凝器使用。
固定管板式换热器即两端管板和壳体连接成一体,因此它具有结构简单和造价低廉的优点。
但由于管板和壳体间结构的原因,使得管外侧不能进行机械清洗,因而多用于壳侧流体清洁,不易结垢或污垢容易化学处理的场合。
当管壁于壳壁温度相差较大时,由于两者的热膨胀不同,产生很大的温差应力,以至于管子扭曲或使管子从管板上松脱,以致毁坏整个换热器,因此,一般管壁和壳体的温度相差50℃以上时,换热器应有温度补偿装置。
一、符号说明:
1、物理量(英文字母)
B折流板间间距m
Cp定压比热容kJ/(kg·
℃)
d管径m
D换热器内径m
f摩擦因数
F系数
G重力加速度m/s2
P压力pa
n指数
N管数
S传热面积㎡
t管心距m
u流速m/s
2、物理量(希腊字母)
Δ有限差值
λ导热系数W/(㎡·
ρ密度kg/m3
μ粘度Pa·
s
α对流传热系数W/(㎡·
下标O管外m平均
二、设计目的
通过课题设计进一步巩固课程所学内容,培养学生运用理论知识进行化工单元过程设计的能力,使学生能够系统的运用知识。
通过本次设计,学生应该了解设计的内容,方法和步骤,使学生具有调研技术资料,自行确定设计方案,独自设计计算,准确绘制图样,编写设计说明。
三、参数与条件设置
1、已知参数
(1)热流体(油):
T1=130℃T2=50℃Wh=6000kg/h
(2)冷流体(水):
t1=30℃t2=40℃压力0.4MPa
2、设计条件
管程数:
2
压力降:
Δp<
10~100kPa(液体)1~10kPa(气体)
雷诺数:
Re<
5000~20000(液体)10000~100000(气体)
流动空间管材尺寸:
Φ25mm×
2.5mm
管内流速:
0.50m/s
传热管排列方式:
正三角形排列
传热面积裕量S:
20%
传热管长L:
3
折流挡板切口高度与直径之比:
0.30
管壁内外污垢热阻:
自选
四、设计计算
1、确定设计方案
⑴、选择换热器的类型
两流体温度变化情况:
热流体(油品)进口温度130℃,出口温度50℃,冷流体(水品)进口温度30℃,出口温度40℃。
该换热器用循环水冷却,冬季操作时进口温度会减低,考虑这一因素,估计该换热器的的管壁温和壳体壁温和壳体之差较大,因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。
⑵、流动空间及流速的确定
油品走壳程,水品走管程。
选Φ25mm×
2.5mm的碳钢管,管内流速取0.50m/s。
壳程流速0.3m/s
2、确定物性数据
定性温度:
可取流体进口温度的平均值。
油的定性温度为T=(130+50)2=90℃
水的定性温度为T=(30+40)/2=35℃
根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
油在90℃下的有关物性数据如下:
密度ρo=825kg/m3
定压比热容Cρo=2.22Kj/(kg·
导热系数λo=0.140W/(m·
粘度μo=0.715×
10-3Pa·
水在35℃下的物性数据:
密度ρi=994kg/m3
定压比热容Cρi=4.08KJ/(kg·
导热系数λi=0.626W/(m·
℃)
粘度μi=0.725×
3、计算总传热系数
(1)、热流量
QO=wOcpOtO=6000×
2.22×
(130-50)=1065600kJ/h=296000Kw/h
(2)、平均传热温差
Δt′m=(Δt1+Δt2)/(lnΔt1/Δt2)=((13-40)+(30-50))/1.5=47℃
(3)、冷却水用量
Wi=QO/(cpiΔti)=1065600/((40-30)×
4.08)=26118kg/h
(4)、总传热系数K
Ⅰ.管程传热系数
Re=diuiρi/μi=0.02×
0.5×
994/0.0007=13170
αi=0.023λi/di(diuiρi/μi)0.8(cpμi/λi)0.4
=0.023×
(0.626/0.02)(Re)0.8(pr)0.4
=2733w/(㎡·
Ⅱ.壳程传热系数
w/(㎡·
污垢热阻㎡·
℃/w㎡·
℃/w
管壁的导热系数λ=45w/(㎡·
换热器列管的平均直径
4、设计传热面积
S′=Q/(KΔt)=296000/(311.43×
4.7)=21㎡
考虑20%的面积裕面
S=1.20×
S′=21×
1.20=25.2㎡
五、工艺结构尺寸
1、管径和管内尺寸
选用Φ25mm×
2.5mm的碳钢管,管内流速取0.50m/s
2、壳程数和传热壳数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
按单程管计算,所需的传热管长度为
按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构。
取传热管长L=3m,换热器管程数位2,则
则每层的管道数n=111÷
2=56根
管内流速
3、平均传热温差校正系数
根据R=8,P=0.1,按单壳程,双管程结构,温差校正系数查有关图表,得
4、传热管排列和分程方法
采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正三角形排列。
取管心距t=1.25dO,则
t=1.25×
25=31.25=32mm
横过管束中心线的管数
5、壳体内径
采用多管程结构,取管板利用率,则壳体内径为
圆整可取D=450mm
6、折流板
采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%,则切去的圆缺高度为h=0.2×
450=90mm,故取h=90mm
取折流板间距B=0.3D,则B=0.3×
450=135mm
折流板数
折流板圆缺水平装配
7、接管
壳程流体进出口接管:
取接管内油品流速u=1.0m/s,则接管内径为取标准管径为50mm
管程流体进出口接管:
取接管内水流速u=1.5m/s,则接管内径为取标准管径为80mm
六、换热器核算
1、热量核算
(1)壳程对流传热系数,
对圆缺形折流板,可采用克恩公式
当量直径,由正三角形排列得
壳程流通截面积
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普朗特准数
粘度校正
(2)管程对流传热系数
管程流通截面积
管程流体流速
(3)、传热系数
(4)、传热面积
该传热器的实际传热面积
该换热器的面积裕度为
该换热器的面积裕度合适,能完成生产任务
2、换热器内流体的流动阻力
(1)、管程流动阻力
由传热管相对粗糙0.1/0.2=0,005,Re=12887,查莫狄图得
又因
所以
所以管程流动阻力在允许范围内
(2)、壳程阻力
流体流经管束的阻力
因为是三角形。
所以F=0.5
又因Re>
500,所以
流体流过折流板缺口的阻力
(3)、总阻力
壳程流动阻力比较适宜
换热器主要结构尺寸和计算结果,换热器主要结构尺寸和计算结果见表1-1
表1-1换热器主要结构尺寸和计算结果
换热器模式:
固定管板式
管口表
换热面积
25.2
管口
尺寸
连接形式
用途
工艺参数
A
D80
平面
油品入口
名称
管程
壳程
B
油品出口
物料名称
水
油
C
D50
凹凸面
水品入口
操作压力MPa
0.4
D
水品出口
操作温度℃
30/40
130/50
E
D20
排气口
流量m/s
26118
6000
F
放净口
传热量kw
29600
总传热系数
2733
对流传热系数
601
2600
污垢系数
0.000344
0.000172
阻力降
3.02
2.04
程数
1
直径
25*2.5mm
450mm
长度
3000
管子规格
111根,管间距32mm,正三角排列
折流挡板规格
20块,单弓形,立式,间距135mm,切口高度30%
七、设计总结
通过这次的课程设计,我学到了很多,虽然比较累,但是很开心,感觉这两周的课程设计比上了十几周的课还要充实,从白天一直算到晚上,有时候为了能把一个图画好赖在教室里很晚才走。
当然在这其中我发现把学到的知识运用到实际操作中有很大的不同,要综合考虑很多其他方面的事,现在就来说说我设计的换热器吧。
首先课程设计任务书里给了一些数据,然后我要根据所学的知识去设计一个符合要求的换热器。
在正式写之前要试算,了解自己的数据在哪个范围内。
还有那庞大的计算量,如果有一步算错了,后面的全错,要重新算,当然,我在这里也犯错了,把污垢系数弄反了,导致我算了两遍,不过最后还是算好了。
画图也是个麻烦事,由于CAD是大一学的,现在基本忘完了,我不得不把书拿出来边看边画。
还有一点不得不说,同学之间的帮助也很重要,在这个过程中,有些不懂的问题通过问同学也得到了解答。
总之,在这短短两周的课程设计中,我学到很多,不光是把课本里的知识会运用,更主要的是知道了做一件事不能太着急,要有耐心,要一步一步慢慢来,只有这样才能做成事。
八、参考文献
1、化工传递与单元操作课程设计.贾绍义,柴诚敬。
天津大学出版社,2002。
2、化工原理.陈迁乔,王娟,曲虹霞,马卫华。
国防工业出版社,2007。
3、化工过程及设备设计.华南理工大学出版社,1986。
4、化工设计.王静廉,黄璐。
天津大学出版社,1989。