列管换热器设计_标准稿

作者:万搏体育发布日期:2021-01-19 00:52

  列管换热器设计_标准稿_工学_高等教育_教育专区。化工原理课程设计列管式换热器

  目录 目录 一、绪论…………………………………………………………………………………1 二、设备综述……………………………………………………………………………1 2.1 换热器发展历史…………………………………………………………………1 2.2 换热器简介………………………………………………………………………2 三、换热器的设计…………………………………………………………………… 2 3.1 选择合适的换热器类型…………………………………………… ………… 3 3.2 空间及流速的确定………………………… ………………………………… 5 3.3 确定物性数据 ………………………………………………………………… 6 3.4 计算总传热系数…………………………………………… ………………… 6 3.5 计算传热面积…………………………………………… …………………… 8 3.6 确定工艺结构尺寸……………………………… …………………………… 8 3.7 换热器的核算……………………………… ………………………………… 11 四、 CAD 图……………………………… ……………………………………………14 五、设计评述……………………………………………………………………………13 六、致谢 ………………………………… ……… ……………………………………14 七、参考文献 ………………………………… ……………………………………… 15 一、绪论 换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备, 又称热交换器。 换热 器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。 在石油、 化工、 轻工、制药、能源等工业生产中,常常需要把低温流体加热或者把高温流 体冷却, 把液体汽化成蒸汽或者把蒸汽冷凝成液体。 这些过程均和热量传 递有着密切联系,因而均可以通过换热器来完成。随着经济的发展,各种 不同型式和种类的换热器发展很快,新结构、新材料的换热器不断涌现。 为了适应发展的需要, 我国对某些种类的换热器已经建立了标准, 形成了 系列。换热器的应用广泛,日常生活中取暖用的暖气散热片、汽轮机装置 中的凝汽器和航天火箭上的油冷却器等, 都是换热器。 它还广泛应用于化 工、石油、动力和原子能等工业部门。它的主要功能是保证工艺过程对介 质所要求的特定温度, 同时也是提高能源利用率的主要设备之一。 换热器 既可是一种单元设备,如加热器、冷却器和凝汽器等;也可是某一工艺设 备的组成部分, 如氨合成塔内的换热器。 换热器是化工生产中重要的单元 设备,根据统计,热交换器的吨位约占整个工艺设备的 20%有的甚至高达 30%,其重要性可想而知。 二、设备综述 2.1 换热器简介 换热器是以两种不同温度的流体进行热量交换的设备,又称热交换 器。 换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。 在热 量交换中常有一些腐蚀性、氧化性很强的物料,因此,要求制造换热器的 材料具有抗强腐蚀性能。它可以用石墨、陶瓷、玻璃等非金属材料以及不 锈钢、钛、钽、锆等金属材料制成。但是用石墨、陶瓷、玻璃等材料制成 的有易碎、体积大、导热差等缺点,用钛、钽、锆等稀有金属制成的换热 器价格过于昂贵,不锈钢则难耐许多腐蚀性介质,并产生晶间腐蚀 2.2 换热器发展历史 二十世纪 20 年代泛起板式换热器,并应用于食物产业。以板代管制 成的换热器,结构紧凑,传热效果好,因此陆续发展为多种形式。30 年 代初, 瑞典首次制成螺旋板换热器。 接着英国用钎焊法制造出一种由铜及 其合金材料制成的板翅式换热器,用于飞机发念头的散热。30 年代末, 瑞典又制造出第一台板壳式换热器,用于纸浆工厂。在此期间,为了解决 强侵蚀性介质的换热题目,人们对新型材料制成的换热器开始留意。 60 年代左右,因为空间技术和尖端科学的迅速发展,迫切需要各种高效 能紧凑型的换热器,再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展,换热器制造 工艺得到进一步完善, 从而推动了紧凑型板面式换热器的蓬勃发展和广泛 应用。此外,自 60 年代开始,为了适应高温顺高压前提下的换热和节能 的需要,典型的管壳式换热器也得到了进一步的发展。70 年代中期,为 了强化传热,在研究和发展热管的基础上又创制出热管式换热器。 三、换热器的设计 3.1 选择合适的换热器类型 (1) 固定管板式换热器 固定管办事换热器的两端和壳体连为一体, 管子则固定于管板上, 它 的结余构简单;在相同的壳体直径内,排管最多,比较紧凑;由于这种结 构式壳测清洗困难, 所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。 当管束和壳 体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时,用使用管子于管板的接口脱 开,从而发生介质的泄漏。 (2) U 型管换热器 U 型管换热器结构特点是只有一块管板,换热管为 U 型,管子的两端 固定在同一块管板上,其管程至少为两程。管束可以自由伸缩,当壳体与 U 型环热管由温差时,不会产生温差应力。U 型管式换热器的优点是结构 简单,只有一块管板,密封面少,运行可靠;管束可以抽出,管间清洗方 便。其缺点是管内清洗困难;哟由于管子需要一定的弯曲半径,故管板的 利用率较低; 管束最内程管间距大, 壳程易短路; 内程管子坏了不能更换, 因而报废率较高。此外,其造价比管定管板式高 10%左右。 (3)浮头式换热器 其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接, 可在壳体内沿轴向自 由伸缩, 该端称为浮头。 浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差 存在,壳体或环热管膨胀时,互不约束,不会产生温差应力;管束可以从 壳体内抽搐,便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂,用材量大,造 价高;浮头盖与浮动管板间若密封不严,易发生泄漏,造成两种介质的混 合。 (4)填料函式换热器 其特点是管板只有一端与壳体固定连接, 另一端采用填料函密封。 管 束可以自由伸缩, 不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。 填料函 式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单,制造方便,耗材少,造价也 比浮头式的低;管束可以从壳体内抽出,管内管间均能进行清洗,维修方 便。 其缺点是填料函乃严不高, 壳程介质可能通过填料函外楼, 对于易燃、 易爆、有度和贵重的介质不适用。 3.2 空间及流速的确定: 在原油预热器设计中,热流体(柴油)进口温度 175℃,冷流体 (原油)进口温度 70℃,出口温度 110℃。考虑到原油杂质多,污浊难清 洗。综合设计柴油走管层,原油走壳层。该换热器管壁温与壳体壁温温差 较大,初步选择浮头式换热器。 3.3 确定物性数据: 定性温度下油品物性参数如下: 。 原油在 90℃下的有关物性数据如下(来自生产中的实测值) : 密度 比热容 导热系数 粘度 柴油在 153℃ 下的物性数据: 密度 ? i =715 ㎏/m3 ρ =815 ㎏/m3 c po =2.22kJ/(kg·℃) ?o =0.128W/(m·℃) ?o =0.0003Pa·s 定压比热容 c pi =2.48kJ/(kg·℃) 导热系数 粘度 ?i =0.133W/(m·℃) ? i =0.000064Pa·s 3.4 总传热系数: 3.4.1 热流量: Qo= moc poto =47000×2.2×(110-70)=4136000kJ/h =1149kW 3.4.2 平均传热温差: 先按照纯逆流计算,得 ?t m = (175? 70) ? (131? 110) ? 52 ℃ 175? 70 ln 131? 110 3.4.柴油出口温度 T2=131℃ 3.4.4 总传热系数 K: 管程传热系数 d u ? . 02 ? 1 . 0 ? 715 4 1 1 1 0 Re ? ? ? 2 . 23 ? 10 ? 4 ? 6 . 4 ? 10 1 ? ?d u 1 1? 1? ? .0231 ? 1 ?0 ? ? ? ? d 1? 1 ? 0 .8 ?cp? 1? ? ? ? ? ? ? 1 ? 0 .4 3 ? 4 ? .8?2 0 .133 .48 ? 10 ?6 .4? 10 4 0 ? ? ?0 .023 ? ?2 .23 ? 10 ? ? 0 .020 0 .133 ? ? ? ? 0 .4 2 ?970 W/ m ? ℃ ? ? 壳程传热系数 假设壳程的传热系数 污垢热阻 ? 4 2 R ? R ? 1 . 72 ? 10 m ? ℃ / W d 1 d 2 ? ? ? ? 540 W / m ? ℃ 2 2 ? ? ? 45 W / m ? ℃ 管壁的导热系数 ? K ? 1 d d bd 1 2 2 ? R ? 2? R d 1 d 2? ? d d ? d ? 1 1 1 m 2 ? 1 0 . 025 0 . 025 0 . 0025 ? 0 . 025 ? 1 ? 4 4 ? 1 . 72 ? 10 ? ? 1 . 72 ? 10 ? 970 ? 0 . 020 0 . 020 45 ? 0 . 0225 540 2 ? 278 . 6 W / m ? ℃ ? ? 3.5 计算传热面积: S= Q = s = 79m2 K ?tm 考虑 15%的面积裕度,S = 1.15× S =1.15×79 = 91m2 3.6 工艺结构尺寸: 3.6.1 管径和管内流速: 选用Φ 25×2.5 较高级冷拔传热管(碳钢) ,取管内流速 u1=0.8m/s。 3.6.2 管程数和传热管数: 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns= ? 4 V di2u ? 38000/(715? 3600 ) ? 59 2 0.785? 0.02 ? 0.8 按单程管计算,所需的传热管长度为 L= S 91 ? ? 19.6 (m) ?d 0 ns 3.14? 0.025? 59 按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构。现取传热管长 l=6m,则该换热器的管程数为 Np= L 19.6 ? ? 4 (管程) l 6 传热管总根数 N=59×4=236(根) 3.6.3 平均传热温差校正及壳程数: 平均温差校正系数 175 ? 131 ? 1.1 110 ? 70 110 ? 70 ? 0.38 P= 175 ? 70 R= 按单壳程,双管程结构,温差校正系数应查有关图表。但 R=10 的 点在图上难以读出,因而相应以 1/R 代替 R,PR 代替 P,查同一图线,可 得 ??t ? 0.82 平均传热温差 ? ?t m ? ? ?t ?t m ? 0.82 ? 63 ? 52 ℃ 3.6.4 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,隔板两侧采用正方形排列。 取管心距 t=1.25d0,则 t=1.25×25=31.25≈32 ㎜ 横过管束中心线 壳体内径: 采用多管程结构,取管板利用率η =0.7,则壳体内径为 D=1.05t N / ? ? 1.05? 32 236/ 0.7 ? 616.8 mm 圆整可取 D=650mm 3.6.6 折流板: 采用弓形折流板,去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的 25%,则切去的圆 缺高度为 H=0.25×650=162.5mm,故可 取 h=160mm 取折流板间距 B=0.5D,则 B=0.5×650=325mm,可取 B 为 330mm。 折流板数目 NB= 传热管长 19600 ?1 ? ? 1 ? 58 折流板间距 330 折流板圆缺面水平装配。 3.6.7 接管: 壳程流体进出口接管:取接管内油品流速为 u1=0.5m/s,则接管内径 为 d? 4V 4 ? 47000/(3600? 815) ? ? 0.16(m) ?u 3.14? 0.8 取标准管径为 50mm 管程流体进出口接管:取接管内循环水流速 u2=1.5m/s,则接管内径 为 d? 4 ? 38000/(3600? 715) ? 0.15(m) 3.14? 0.8 取标准管径为 200mm 3.7 换热器核算: 3.7.1 热流量核算: 3.7.1.1 壳程对流传热系数 ? 0 ? 0.36 ?1 de Re 0 对圆缺形折流板,用克恩法计算 0.55 Pr 3 ( 1 ? 0.14 ) ?w 当量直径,由正三角形排列得 4[ 3 2 ? 2 t ? do ] 2 4 ? 0.02m ?d o de = 壳程流通截面积 S 0 ? BD (1 ? d0 0.025 ) ? 0.162 ? 0.33 ? (1 ? ) ? 0.0117 t 0.032 壳程流体流速及其雷诺数分别为 U0 ? 47000 /(3600 ? 815 ) ? 1.37 (m/s) 0.0117 0.02 ? 1.37 ? 815 Re 0 ? ? 7443 0.0003 普朗特数 2.20?103 ? 3 ?10?3 Pr ? ? 51.56 0.128 粘度校正 ( ? 0.14 ) ?1 ?w 0.140 ? 7443 0.55 ? 51.561/ 3 ? 1263W /(m 2 ?0 c) 0.02 ? 0 ? 0.36 ? 3.7.1.2 管内对流传热系数 ? i ? 0.023 ?i di Re 0.8 Pr0.4 管程流体流通截面积 S i ? 0.785 ? 0.02 2 236 ? 0.037 2 管程流体流速 ui ? 38000 /(3600 ? 715 ) ? 0.4(m / s ) 0.037 0.02 ? 0.4 ? 715 Re ? ? 8937 0.64 ? 10 ?3 普朗特数 2.48?103 ? 0.64?10?3 Pr ? ? 11.9 0.133 ? i ? 0.023 ? 0.133 2 ? 8937 0.8 ?11.90.4 ? 596 .6 W/(m ·℃) 0.02 3.7.1.3 传热系数 K 依式 K? 1 do d bd 1 ? Rsi o ? o ? Rso ? ?i di d i ?d i ?o ? 1 ? 281.63 0.025 0.025 0.0025? 0.025 1 ? 0.000344 ? ? ? 0.000172? 596.6 ? 0.02 0.02 45? 0.0225 1263 W/ (m2·℃) 3.7.1.4 传热面积 S? Q 1149?103 ? ? 78.4(m2 ) K?tm 281.63? 52 该换热器的实际传热面积为 Sp SP ? ?do L( N ? nc ) ? 3.14? 0.025? (6 ? 0.06) ? (236?19) ? 101.1 m 2 该换热器的面积裕度为 H? SP ? S 101 .1 ? 78.4 ?100 % ? ?100 % ? 29% S 78.4 传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务。 3.7.2 换热器内流体的流动阻力 3.7.2.1 管程流体阻力 ??p t ? (?p1 ? ?p2 ) Ns N p Ft N s ? 1 , Np ? 2 , Ft ? 1.5 ?p1 ? ?i ?u 2 l ?u 2 ? p2 ? ? 2 di 2 , 0.01 ? 0.005 ,查莫狄图得λ =0.075,流速 20 由 Re=8937,传热管相对粗糙度 u=0.4m/s, ρ =715 kg/m? ,所以, 6 0.4 2 ? 715 ?P ? ? 1287( Pa) 1 ? 0.075? 0.02 2 ?P2 ? ? ?u 2 2 i ? 3? 0.4 2 ? 715 ? 171.6( Pa) 2 ??P ? (1287?171.6) ?1.5? 2 ? 4375(Pa) ? 30kPa 管程流体阻力在允许范围之内。 3.7.2.2 壳程阻力 ? ?p 流体流经管束的阻力 o ? (?p1? ? ?p2? ) Ft N s , N s ? 1 , Ft ? 1 ?u ?p1? ? Ff o nc ( N B ? 1) o 2 2 F=0.5 ?0.228 f o ? 5 ? 7443 ? 0.655 nc ? 19 N B ? 58 uo ? 1.37 815?1.372 =28000Pa 2 ?p1? ? 0.5×0.655×19×(58+1)× 流体流过折流板缺口的阻力 2 B ? ?u 2 ? ?P2 ? N B ? 3.5 ? ? D? 2 ? 2 B=0.3m,D=0.60m 2 ? 0.3 ? 815 ? 0.7 ? ?p 2 ? 19 ? ? 3.5 ? ? 9484 pa ? 0.6 ? 2 ? 2 总阻力 ??p 2 ? ?17307 ? 9484 ? ? 1.15 ? 29453 pa ? 0.3 ? 10 pa 5 壳程流动阻力也比较适宜。 四、CAD 图: 设计评述 4.1、 数据计算 这是设计第一阶段的主要任务。 数据计算的准确性直接影响到后面的各阶 段, 这就需要我们具有极大的耐心。 从拿到原始设计数据到确定最终参数, 持续了将近一个星期:确定需要求的参数,查资料找公式、标准值等,一 步一步进行计算。 我在确定传热面积的时候, 因为取的管数太多导致后面 得到的传热面积裕度超出规定范围, 所以又得回去再算一遍, 可见在设计 过程中,细心是非常重要的,因为它可以减少很多不必要的麻烦。 4.2、 查资料 以前有个错误的认识:查资料嘛,按部就班就可以了,简单!但是这次 课程设计却完全改变了我的认识。 其实查资料是很讲究技巧的, 也是相对 比较灵活的。另外,我这次用到的参考资料有将近 10 种之多,这在之前 是难以想象的。 4.3、 AutoCAD 绘图 这是第一次尝试用专业绘图软件 AutoCAD 进行绘图。这个软件我们 很熟悉也很陌生, 熟悉是因为大一学工程制图时有接触到这个软件, 陌生 是因为正真会用或用得好的同学是凤毛麟角。但是,没有压力哪来动力, 在下定决心之后, 马上借来几本 AutoCAD 学习的资料, 重温各种操作工具 及技巧等。在准备了两天天之后才开始正式画图,不断修改,差漏补缺, 知道最后完成整个设计图。 。 致 谢 对于化工原理任课教师郝修丽老师的悉心教导表示衷心的感谢, 还要 感谢那些指出我设计中错误的同学, 感谢他们在我设计过程中给予我的帮 助。在我设计过程中,我曾经出现过物性数据确定的错误,以及总传热系 数计算的错误, 幸亏书上教材有实例计算方法, 此次设计的成功离不开大 家的讨论。 参 考 文 献 1、兰州石油机械研究所.换热器(上册[M]) .北京:中国石化出版社, 1992 2、大连理工大学.化工原理(上册)[M].大连:大连理工大学出版社, 1993 3、匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计[M].北京:化学工业 出版社,2002 4、化工设备技术全书编委会.换热器设计[M].上海:上海科学技术出版 社,1988 5、柴诚敬,张国亮等.化工流体流动与传热[M].北京:化学工业出版社 6、潘继红等.管壳式换热器的分析与计算[M].北京:科学出版社,1996


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