化工原理课程设计—列管式换热器.docx

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1、 化工原理课程设计 1 设计任务书 1.1 设计题目：设计一正丁醇冷却器 1.2 设计条件 ⑴、处理能力：12721 kg/h ⑵、设备类型：列管式换热器（非定型式） ⑶、操作条件： 流体 名称 入口温度℃ 出口温度℃ 物料 纯正丁醇 90 50 冷却介质 自来水 20 30 允许压力降：0.1MPa热损失：按传热量的10%计算 1.3 设计内容 ⑴、前言 ⑵、确定设计方案（设备选型、换热器材质） ⑶、确定物性数据（冷却循环水的出口温度、纯正丁醇和水在物性温度下的物理性质） ⑷、工艺设计 初占换热面积、确定

2、换热器基本尺寸（包括管径、管长、程数、每程管数、管子数排列、壁厚、换热器直径、流体进出管管径等计算） ⑸、换热器计算 ①核算总传热系数（传热面积） ②换热器内流体的流动阻力校核（计算压降） ⑹、机械结构的选用 ①管板选用、管子在管板上的固定、管板与壳体连接结构 ②封头类型选用 ③温差补偿装置的选用 ④管法兰选用 ⑤管、壳程接管 ⑺、换热器主要结构尺寸和计算结果表 ⑻、结束语（包括对设计的自我评述及有关问题的分析讨论） ⑼、换热器结构和尺寸（4#图纸） ⑽、参考资料目录 开始时期 2013 年 6 月 19 日 结束时期 2013 年 6 月

3、22 日 学生：牛俊健 班级：1020473 学号：06 指导老师：冯伟 2 流程图和工艺流程图 冷却水出口管（温度：30℃） 纯正丁醇入口管（温度：90℃） 冷却水入口管（温度：20℃） 纯正丁醇出口管（温度：50℃） 3 设计计算 3.1 确定设计方案 3.1.1 确定设备类型 两流体的温度变化：①热流体的入口温度T1=90℃，出口温度T2=50℃ ； 力体定性温度T=

4、(90+50)/2=70℃。 ②冷流体的入口温度t1=20℃，出口温度t2=30℃； 冷流体定性温度t=(20+30)/2=25℃。 冷热流体的最大温差ΔTmax=70-25=45℃，因此，选用列管式换热器。 3.1.2 确定壳程流体与管程流体 流体经过管程和壳程的选择原则： ①不清洁或易结垢的流体，应走容易清洗的管道，可走管程。 ②腐蚀性流体应走管程。 ③压力高的流体应走管程。 ④有毒流体应走管程。 ⑤被冷却的流体应走管程。 ⑥饱和蒸汽应走壳程。 ⑦黏度大的流体或流量小的流体应走壳程。 两种流体的物理性质如下表： 物性 流体 定性温度 T ℃ 密度ρ

5、㎏m3 比热容cp kJ㎏℃ 黏度μ Pas 导热系数λ Wm℃ 纯正丁醇 70 776.4 2.649 983.510-6 0.146 水 25 995.7 4.178 880.710-6 0.618 综上所述，纯正丁醇走壳程，水走管程；且采用逆流。 3.2 初算换热面积 3.2.1 热流量 （10%的热损失） 若换热器无相变化，且流体的比热容可取平均温度下的比热容，则 Q=qm,hcp,hT1-T20.9=qm,ccp,ct2-t1 式中 Q——换热器的热负荷，W; qm,c、qm,h——分别为冷、热流体的质量流量，㎏/

6、s； cp,c、cp,h——分别为冷、热流体的平均比热容，kJ/（㎏℃）； t1、t2——冷流体的进、出口温度，℃ T1、T2——热流体的进、出口温度，℃ 有效传热量 Q=qm,hcp,hT1-T290%=127212.64990-5090%=337.5kw 3.2.2 冷却水用量 qm,c=Qcp,ct2-t1=337.51034.17810330-20=29088（kgh) 3.2.3 平均传热温差 ①平均温差 先算出逆流的对数平均温差，再乘以考虑流动方向的校正因子φΔt，即 Δtm=φΔtΔtm逆 Δtm逆=Δt2-Δt

7、1lnΔt2Δt1 式中 Δtm逆——按逆流计算的对数平均温度差，℃； φΔt——温度差校正系数，量纲为1 其中，Δt2=T1-t2，=T2-t1。 Δtm逆=Δt2-Δt1lnΔt2Δt1=90-40-50-20ln90-4050-20=43.28℃ φΔt值可根据 P=冷流体的温升两流体的最初温度差=t2-t1T1-t1=40-2090-20=0.142 R=热流体的温升冷流体的温升=T1-T2t2-t1=90-5030-20=4 经温度差校正系数图可得 φΔt=0.96，所以， Δtm=0.9643.28=41.55℃ ②初

8、算传热面积 设传热系数 K=450 W/(m2℃), 则传热面积 A=QKΔtm=337.510345043.28=17.33(m2) 3.3 工艺结构尺寸 3.3.1 管径与管内流速 选用∅25mm2.0mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=0.5m/s。 3.3.2 管程数和传热管数 qm管=π4di2u1ρ1n 式中 qm管——管内的流量，㎏/s； di——管子内径，m； ρ1——水的密度，㎏m3 Ns=qm cπ4di2u1ρc=8.08995.7π40.00040.5

9、≈52 又因为有 A=nπdil 式中 L ——在设定的条件下所需的管长，m。 所以 L=ANsπdi=17.3352π0.025=5（m） 采用3m长的标准管，则管层数 m=Ll=53≈2 因此，所以至少需要522根管子。 3.3.3 管子的排列方式及壳层数 由于平均传热温差校正系数 φΔt=0.96>0.8，同时壳层流体流量较大，故取单壳层合适。 采用正三角形排列，如图 取管心距Pt=1.25do，则 Pt=1.2525=31.25≈32（mm） 隔板中心到离其最近的一排管中心距离Z计算如下： Z=Pt2+6=

10、322+6=22 各程相邻管的管心距为44mm. 3.3.4 壳体直径 ①壳体内径 D=1.05PtNη 式中 η——管板利用率 正三角形排列、二管层，可取η=0.75，则 D=1.05321040.75=394.7（mm）≈400（mm） ②壳体壁厚 δ=1.1pD2σφ-p+C 式中 p ——壳体承受的内压，p=0.101+0.02=0.121MPa； σ——壳体所用钢材A3钢的许用应力，σ=108MPa； φ ——焊缝系数，φ=0.85，量纲为1； C

11、——腐蚀余量，C=3+0.5=3.5mm。 δ=1.1pD2σφ-p+C=1.10.121MPa400mm2108MPa0.85-0.121MPa+3.5=3.79(mm) 采用标准壁厚δ=8mm 3.3.5 折流板 ①折流板圆缺高度 采用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=0.25400=100mm ②板间距 取折流板间距B=0.3D0.3D

12、管 接管内液体流速u1=1.0ms，则管程流体进出口接管内径为: D1=4qm,hρ水πu1=4(127213600776.4)3.14=0.076（m）=80（mm） 壳程流体进出口接管 接管内液体流速u2=0.75ms，则壳程流体进出口接管内径为: D1=4qm,cρ水πu2=4(29088/3600995.7)3.140.75=0.117（m）=120（mm） 3.3.7 管法兰 标准管法兰号：HG20592 ;密封面形式：平面。 3.3.8 放空管 放空管选取∅50mm2.5mm的无缝钢管。 3.3.9 排污管 排污管选取∅70mm3mm的无缝钢管，

13、接管管长均选取200mm。 3.3.10 支座 选用鞍式支座标准号：JB/T4712，鞍座：BΙ325-F(S) 3.3.11 管箱 管箱的公称直径DN≪400mm为平盖管箱；500mm≪DN≪800mm为平盖管箱和封头管箱，推荐使用封头管箱；DN≥900mm，选择封头管箱。故采取平盖管箱。 3.3.12 封头 因为该设计为浮头式，所以封头尺寸应该增加100mm，封头为DN500mm8mm，直边高度为25mm，曲边高度125mm。如图所示，材料选用A3钢。 3.4 换热器核算 3.4.1 K值的核算 ①管程传热系数 αi=0.023λidiRei0.8Pr

14、in=0.023λididiuiρiμi0.8cpiμiλin 式中 αi——管程流体对流传热系数，Wm2℃； λi——管程流体的热导率，Wm℃； di——管内径，m； ui——管程流体的流速，ms μi——管程流体的黏度，Pas； ρi——管程流体的密度，㎏m3； cpi——管程流体的比热容，kJ㎏℃； Rei——管程流体的雷诺数； Pri——管程流体的普朗特数。 当流体被

15、加热时，n=0.4, 被冷却时 n=0.3。 ui=qm,cπ4di2ρiNm=29088(3600995.7)π40.0004522=0.994ms Rei=diuiρiμi=0.030.994995.7800.710-6=24722 Pri=cpiμiλ=4.178800.710-30.618=5.4 管程流体被加热，取n=0.4； 因为Rei>10000，且0.7

16、 式中 αo——壳程流体对流传热系数，Wm2℃； λo——壳程流体的热导率，Wm℃； de——传热当量直径，m； do——管外径，m； uo——壳程流体的流速，ms μo——壳程流体的黏度，Pas； ρo——壳程流体的密度，㎏m3； cpo——壳程流体的比热容，kJ㎏℃； Reo——壳程流体的雷诺数； Pro——壳程流体的普朗特数；

17、 So——壳程流通截面积，m2。 管子采用正三角形排列，传热当量直径为 de=432Pt2-π4do2πdo=4320.0322-π40.0252π2510-3=0.04m So=0.150.41-2510-33210-3=0.013125m2 所以壳程流速为 uo=12721(3600776.4)0.013125=0.34ms 壳程流体的雷诺数和普朗特数分别为 Reo=0.020.49776.4983.510-6=5368 Pro=2.21037.1510-40.141=11.16 因为2000

18、 K实=11αi+Rdi+bdiλdm+Rdodido+diαodo 式中 K实——实际的总传热系数，Wm℃； Rdi、Rdo——分别为管内、外侧污垢热阻，m2℃W； di、do、dm——分别为管内径、管外径、平均直径，m； b——换热器的管壁厚度，m； λ——管壁材料的热导率，Wm℃。 查表可得：Rdi=1.719710-4m2℃W；Rdo=2.119710-4m2℃W； λ=45Wm℃。 已知管壁厚度b=0.002m，所以平均壁厚 dm=di+do2=0.021+0.0252=0

19、.023m 实际总传热系数 K实=467Wm℃ 因为K-K实=450-467=17<50，所以假设的K值合格。 3.4.2 传热面积的核算 计算的传热面积 A计=QK实Δtm=337.510346741.55=17.39m2 实际的传热面积 A实=πdil标-0.042N=24.49m2 A实A计=24.4917.39=1.4 1.1

20、分别是直管及回弯管中因摩擦阻力而引起的压降，Pa； Ft——结垢校正因数，对于∅25mm2mm管子取1.4； k——摩擦系数，由k–Re双对数坐标图可得k=0.041； NS——串联的壳程数。 其中NS=1，Np=2，l标=3m，di=0.02m，ρi=995.7㎏m3，ui=0.994m/s，则 Δp1=3099（Pa） Δp2=1475（Pa） Δpi=12807.2（Pa） 因为Δpi<0.1 MPa，所以管程流体阻力在允许范围之内。 ②壳程阻力 Δpo=Δp1‘+Δp2’Ft

21、‘NS Δp1‘=Ff0ncNB+1ρouo22 Δp2’=NB3.5-2hDρouo22 式中 Δpo——壳程总阻力引起的压降，Pa； Δp1‘——流体横向流过管束的压降，Pa； Δp2’——流体通过折流板缺口处的压降，Pa； Ft‘——壳程结垢校正系数，液体取1.15； F——管子排列方法对压降的校正系数，三角形排列F=0.5; f0——壳程流体的摩擦系数，当Reo>500时，f0=5.0Reo-0.228。其中 Ns=1，NB=19，nc=1.1N=1.1104，ρo=776.4㎏m3，uo=0.34.。 所以 Δp1‘=3521（Pa） Δp2’=2258（Pa） Δpo=5508（Pa）<10000Pa 所以壳程流体的阻力在允许范围之内。 经以上核算，证实该换热器合格。 13