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化原12化工资料
化工原理课程设计
题目:
换热器设计
班级:
12化工
学号:
2012115168
姓名:
施雨晴
指导老师:
田志高
日期:
2014年6月
湖北文理学院化学工程与食品科学学院
目录
前言3
设计任务书4
第一章概述4
第一节选择换热器的目的和型号5
1.1.1选择换热器的目的5
1.1.2换热器的型号选择5
第二节工艺条件的选择7
1.2.1流体流入空间的选择7
第二章换热器的初步设定8
第一节物性数据8
2.1.1泡点温度的计算8
2.1.2涉及到的物性常数10
2.1.3饱和水蒸汽的物理常数10
第三节流速的确定10
第三章.初始设计换热器规格11
第一节传热面积的估算11
3.1.1换热器的热负荷12
3.1.2饱和水蒸汽用量12
3.1.3平均温度差(按折流计算)12
3.1.4传热面积13
第二节工艺结构尺寸13
3.2.1管径和管内流速13
3.2.2传热管、程数14
3.2.3平均传热温差及壳程数15
3.2.4传热管排列和分程方法15
3.2.5壳体内径15
3.2.6折流板16
3.2.7主要附件17
3.2.8材料选用19
第四章.换热器的核算19
第一节热流量核算19
4.1.1壳程对流传热系数19
4.1.2管程对流传热系数20
4.1.3总传热系数21
4.1.4传热面积裕度22
第二节壁温核算及核算冷凝液膜流型22
4.2.1校核壁温22
4.2.2核算冷凝液流型22
第三节换热器内流体的流动阻力核算23
4.3.1管程流体阻力23
4.3.2壳程阻力24
第四节换热器主要结构尺寸和计算结构26
第五节 换热器及管子排列简图26
参考文献与书籍28
前言
化工原理课程是化工、制药、生物、环境等类专业的一门主干课。
它是综合运用数学、物理、化学、计算技术等基础知识,分析和解决化工类型生产过程中各种物理操作问题的技术基础课。
本课程是“科学”与“技术”的融合,它强调工程观点、定理运算、实验技能及设计能力的培养,强调理论联系实际。
并要求学生在学习本课程中培养以下几个方面的能力:
1.单元操作和设备选择的能力。
2.工程设计的能力。
3.操作和调节生产过程的能力。
4.过程开发或科学研究能力。
针对本课程的学习要求,尤其是学习如何根据物理或物理化学或物理化学原理而开发单元操作,进而组织一个生产工艺过程。
将可能变现实,实现工程目的,即体现综合创造能力。
我们根据已学课程内容选择了列管式换热器的设计,作为参考,在此感谢田志高等老师的指导。
由于时间和能力有限,如若在编辑中有错误望广大师生给予指正。
设计任务书
一.设计题目
设计列管式换热器
(饱和水蒸汽加热苯和甲苯混合液)
二.设计原始数据
(1)苯—甲苯混合液(苯的摩尔分率为60%)
流量:
1000kg/h
进口温度:
20℃
出口温度:
130℃泡点温度
(2)饱和蒸汽
压强:
4atm(表压)
表压=绝度压强-大气压强
进口温度:
151.7℃
出口温度:
151.7℃
三.设计任务
(1)根据所需设计的换热器工艺条件计算其热负荷、传热面积等有效数据,进而选择换热管、壳体、管板、封头、隔板及接管等。
(2)绘制列管式换热器的设计装配图。
(3)编写列管式换热器的设计说明书。
第一章概述
列管式换热器又称管壳式换热器,它适用于冷却、冷凝、加热、换热、再沸、蒸发和费热回收等方面。
由于其具有结构牢固、操作弹性大、可靠程度高、适应性强、使用范围广等优点,所以在工程上广泛使用,特别在高温高压下,列管换热器将继续获得发展。
换热器可分为间壁式、混合式和畜热式换热器,采用什么类型的换热器,要具体情况综合考虑,择优选定。
例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器,化工厂中蒸发设备的加热室等,大都采用列管式换热器。
本章将介绍列管式换热器的设计任务、原则、原理和计算方法。
设计任务与设计条件
用4atm(表压)的饱和水蒸汽加热1000kg/h,摩尔分率为60%的苯和甲苯混合液从20℃加热到130℃(泡点温度),试设计一台列管管壳式的换热器,完成该生产任务。
第一节选择换热器的目的和型号
1.1.1选择换热器的目的
为了完成生产任务,即:
用4atm(表压)的饱和水蒸汽将苯和甲苯混合液由20℃加热到泡点温度(130℃),故选择换热器来给苯和甲苯混合液加热,现选择列管式换热器来加热。
1.1.2换热器的型号选择
⑴列管式换热器的分类
列管式换热器(又名列管式冷凝器),按材质分为碳钢列管式换热器,不锈钢列管式换热器和碳钢与不锈钢混合列管式换热器三种,按形式分为固定管板式、浮头式、U型管式、填料函式换热器,按结构分为单管程、双管程和多管程,传热面积1~500㎡,可根据用户需要定制。
四种换热器的主要优缺点如下:
a、固定管板式换热器
固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体,当两流体的温度差较大时,在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈,(或膨胀节)。
当壳体和管束热膨胀不同时,补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。
特点:
结构简单,造价低廉,壳程清洗和检修困难,壳程必须是洁净不易结垢的物料。
b、U形管式换热器
U形管式换热器每根管子均弯成U形,流体进、出口分别安装在同一端的两侧,封头内用隔板分成两室,每根管子可自由伸缩,来解决热补偿问题。
特点:
结构简单,质量轻,适用于高温和高压的场合。
管程清洗困难,管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。
c、浮头式换热器
换热器两端的管板,一端不与壳体相连,该端称浮头。
管子受热时,管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩,完全消除了温差应力。
特点:
结构复杂、造价高,便于清洗和检修,完全消除温差应力,应用普遍。
d、填料函式换热器
此类换热器的管板也仅有一端与壳体固定,另一端采用填料函密封。
但是,由于填料密封处易于泄漏。
故壳程压力不能过高,也不易用于易挥发、易燃、易爆、有毒的场合。
⑵根据两流体温度变化情况
热流体(饱和蒸汽)进口温度为151.7℃,出口温度为151.7℃;冷流体进口温度20℃,出口温度130℃,估计冷热流体温差较大,从而该换热器的管壁温度和壳体壁温之差较大,故初步确定:
用浮头式换热器。
第二节工艺条件的选择
1.2.1流体流入空间的选择
设计列管换热器之前,要考虑哪一种流体走管程或壳程,这关系到设备使用是否合理。
一般选择原则如下:
(1)不干净和易结垢的流体宜走管内,因为管内清洗比较方便。
(2)腐蚀性的流体宜走管内,以免壳体和管子同时受腐蚀,而且管子也便于清洗和检修。
(3压强高的流体宜走管内,以免壳体受压,可节省壳程金属消耗量。
(4)饱和蒸汽宜走管间,以便于及时排除冷凝液,且蒸汽较洁净,对清洗无要求。
(5)有毒流体宜走管内,使泄露机会比较少。
(6被冷却流体宜走管间,可利用外壳向外散热作用,增强冷却效果。
(7)黏度大的液体或流量较小的流体宜走管间,因流体在有折流挡板的壳程流动时,由于流速和流向的不断改变,在低Re值(Re>100)下即可达湍流,以提高对流传热系数。
(8)对于刚性结构的传热器,若两流体的温度差较大,对流传热系数较大者宜走管间,因壁面温度与α大的流体温度相近,可以减少热应力。
综上述条件可确定:
换热器里饱和水蒸汽走壳程,苯和甲苯混合液走管程。
1.2.2流体流向的选择
参与换热的两种流体在间壁两侧流向有并流,逆流,错流四重类型。
实际生产中,流体多是比较复杂的多程流动,考虑到经济性与效率等实际问题,我选择折流。
综上所述各条件的确定:
可知换热器中饱和水蒸汽走壳程,苯和甲苯混合液走管程;流径选择折流。
第二章换热器的初步设定
第一节物性数据
2.1.1泡点温度的计算
根据饱和蒸汽压的安托尼方程:
(1)
P是mmHg柱,T是℃,A、B、C是安托尼常数
查得苯与甲苯的相关参数如下
A
B
C
苯
6.90565
1211.033
220.79
甲苯
6.95464
1341.8
219.482
泡点方程
式中,X为不同物质(本例指苯或甲苯)泡点时的摩尔分率.
P为液体上方的压力Kpa
Pa指易挥发性物质(本例指苯)的压力Kpa
Pb指较难挥发性物质(本例指甲苯)的压力Kpa
假设T=90℃
则苯:
,
甲苯:
,
则假设不成立
假设T=80℃
则代入
(1)式得lg
假设T=130℃
则代入
(1)式得
算得x=0.62
假设T=131℃
由此算得的x=0.57,则定摩尔分率为60%的苯-甲苯溶液的泡点温度为130℃.
2.1.2涉及到的物性常数
苯和甲苯混合液的定性温度本设计采用两者的平均温度
T=(20+130)/2=75℃
*若无特殊说明,本书混合物中苯的摩尔分数为0.60,物性数据位计算所得。
2.1.3饱和水蒸汽的物理常数
饱和水蒸汽的定性温度:
T=(151.7+151.7)/2=151.7(壳程饱和水蒸汽的定性温度)
假设壁温tw=132.6℃;
则水的定性温度tm=(T+tw)/2=(151.7+132.6)/2=142.2℃;
物性
流体
温度(℃)
ρ㎏/m3
µPa·s
CpkJ/(㎏·K)
λw/(cm.℃)
rkJ/kg
水
142
924.3
1.982*10-4
4.274
0.6835
2113.2
表2-2水在142.2℃下的物理常数:
第三节流速的确定
换热器内流体速度大小必须通过经济核算进行选择。
因为流速增加,传热膜系数增大,同时亦减少污垢在管子表面沉积的可能行,降低了垢层的热阻,从而使K值提高,所需传热面积减少,设备投资也减少,但随着流速的增加,流体阻力也相应增加,动力消耗增大,使操作费增加。
因此,一般流体都尽可能使Re>2000,粘度高的流体常按滞流设计。
根据经验,下面列出一些工业上常用的流速范围。
见下表:
表2-3列管式换热气中常用的流速范围:
流体的种类
一般流体
易结垢液体
气体
流速(m/s)
管程
0.5~3.0
>1
5~30
壳程
0.2~1.5
>0.5
3~15
表2-4列管式换热器易燃、易爆液体允许的安全流速:
液体名称
乙醚、二硫化碳、苯
甲醇、乙醇、汽油
丙酮
安全流速(m/s)
<1
<2~3
﹤10
表2-5列管式换热器中不同黏度液体的常用流速:
流体黏度/mPa.s
>1500
1500~500
500~100
100~35
35~1
<1
最大流速/(m/s)
0.6
0.75
1.1
1.5
1.8
2.4
根据上面所述表格中的数据可选择苯和甲苯混合液的流速为:
ui=0.6m/s
第三章.初始设计换热器规格
第一节传热面积的估算
3.1.1换热器的热负荷
查的
·℃),
(Kg.℃)
M
=78g/mol,M
=92g/mol
设有1kg混合溶液,苯xkg,甲苯ykg
,则算得x=0.56kg,y=0.44kg。
(Kg.℃)
混合液的流量为:
Wc=1000kg/h
传热速率:
3.1.2饱和水蒸汽用量
4atm(表压)的饱和水蒸气的汽化热:
r=2113.2×1000J/kg
3.1.3平均温度差(按折流计算)
热流体(饱和水蒸汽):
151.7℃(g,进口)151.7℃(l,出口)
冷流体(苯和甲苯混合液):
130℃(l,出口)20℃(l,进口)
式中
——按逆流计算的对数平均温度差,单位:
℃;
——温度差校正系数,量纲为1。
温度差校正系数与冷、热流体的温度变化有关,是P和R两因数的函数,
式中
对1-2型换热器
/
代入数据得
=1
故可按逆流计算的对数平均温度差代替此处的平均温度差,即:
℃
3.1.4传热面积
根据流体的特性选择K值大致范围:
582~1193W/(㎡·℃)
基于混合液的黏度,假设传热系数K=600W/(㎡·℃)
则估算传热面积为:
考虑15%的面积裕度,S=1.15S'=0.483㎡;
第二节工艺结构尺寸
3.2.1管径和管内流速
a.管径的确定:
由表2—1知混合液的黏度并不是很大,并且根据经验知道在80℃时混合液几乎不会黏在管壁,又混合液为有毒性、微腐性有机物。
故可以选用
25*2·5mm的冷拔钢管作为传热管(钢材牌号为20G);
b.管内流速的确定:
由表2—3,表2—4可知,混合液的流速应在0.5—1.0之间,取
3.2.2传热管、程数
由
可算得混合液的密度为839.56kg/
再由
可算得n=
取n=2,根据对称性原则选择2根管。
按单管程计算,所需传热管长度为:
国标(GB151)推荐的传热管长为1.5,2.0,2.5,3.0,4.5,6.0,7.5,9.0,12.0米。
根据本设计实际情况,采用标准设计。
现取传热管长l=1.5m,则该换热器的管程数为:
传热管总根数为:
NT=n×Np=2×2=4根
3.2.3平均传热温差及壳程数
根据平均传热温差Δtm=61℃,同时考虑到壳程流体流量,故选择按单壳程,双管程结构。
3.2.4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。
见图3—4
3.2.5壳体内径
壳体内径可按下式估算为:
D'=t(nc-1)+2b'
式中D——壳体内径/mm;
t——管中心距/mm;(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≥1.25do,不妨取t=1.25do=2.5×25=62.5mm,取t=63mm)
nc——横过管束中心线的管数;
b'——管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离,一般取:
b'=(1~1.5)do/mm;(该处设计取值为b'=1.5do)
do——换热器外径/mm。
nc值可由下面公式估算,即:
管子按正三角形排列
nc=1.1√n
=1.1×√4=2.2
式中:
n为换热器的总管数。
故在此处的nc可取为:
2.2。
则:
壳体内径为D'=t(nc-1)+2b'
=63×(2.2-1)+2×1.5×25
=150.6mm
综合计算结果与查表的相关数据以及钢板的圆整值可取D=160mm,壁厚取:
δn=8mm。
换热器的外径取为:
325mm.
3.2.6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25%,则切去的圆缺高度为:
H=0.25D=0.25×160=40mm
取折流板间距:
h=0.3D,则:
h=0.3×160=48mm,;
折流板数:
Nh=(传热管长/折流板间距)-1
=(1500/48)-1=30.25块,取Nh=31块
折流板圆缺面水平装配。
3.2.7主要附件
(1)拉杆数量与直径:
表3—3本换热器壳体内径
壳体公称直径/mm
150~325
400~600
700~800
900~1200
1300~1500
1600~1700
1800~2000
拉杆直径/mm
8、10、12
10
12
12
16
12
16
12
16
12
16
12
16
拉杆数量/个
4
6
4
8
6
10
6
12
8
14
10
18
12
表3—4换热管外径与最大管间距
换热管外径/㎜
19
25
32
38
最大间距/mm
1500
1900
2200
2500
根据表3—3的数据,以及换热管外径:
Do=19㎜,选择拉杆直径为:
10mm,壳体公称直径DN=325㎜,故拉杆数量为4根。
(2)缓冲挡板:
为防止壳程进口处流体直接冲击传热管,产生冲噬,必要时应在壳程物料进口处设置防冲挡板。
一般当壳程介质为气体和蒸汽时,应设置防冲挡板。
(3)导流筒:
壳程流体的进、出口和管板间必然存在有一段流体不能流动的空间(死角),为了提高传热效果,常在管束外增设导流筒,使流体进、出壳程时必然经过这个空间。
(4)放气孔、排液孔:
换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔,以排除不凝气体和冷凝液等。
(5)接管:
换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算,即
d=√[4Ws/πρu]
=√[4Vs/πu]
式中Ws——流体的质量流量,㎏/s;
Vs——流体的体积流量,m3/s;
u——流体在接管中的流速,m/s;
ρ——流体的密度,㎏/m3;
流速u的经验值可取为:
对液体u=1.5—2m/s;
对蒸气u=20—50 m/s;
对气体 u=(0.15—0.2)P/ρ(P为压强,KPa;ρ为气体密度,Kg/m3)。
壳程流体进出口接管:
管程流体进出口接管:
取接管内液体混合液的流速为1.7m/s,
取接管内径为:
16mm
3.2.8材料选用
管壳式换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。
在高温下一般材料的力学性能及腐蚀性能下降。
同时具有耐热性、高温度及腐蚀性的材料很少有的。
目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢钢和铝等;非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。
不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好,但价格高且较稀缺,应少用。
根据查《化工原理》上册(姚玉英编)相关表以及混合液的微弱腐蚀性,所有的材料均选择为碳素钢,所选个部件及零件的钢材的牌号为上表中斜体。
第四章.换热器的核算
第一节热流量核算
4.1.1壳程对流传热系数
蒸汽冷却是伴有相变化的对流传热过程。
这类传热过程的特点是相变流体要放出大量的潜热,但流体温度不发生变化当饱和蒸汽与温度较低的壁面相接触时,蒸汽放出潜热,并在壁面上冷凝成膜状液体。
故壳程表面传热系数用纯净的饱和蒸汽膜状冷凝传热系数的计算方法。
根据本设计的实际情况,蒸汽在水平管束外冷凝,用凯恩公式估算,
当量直径,由正三角形排列,得:
壳程流通截面积:
A=
=
m/s
>4000,属于湍区流。
普兰特准数:
Pr=
黏度校正:
1.0
·℃)
4.1.2管程对流传热系数
由公式可知:
n—当流体被加热为0.4,被冷却为0.3;
Re—管内流体的雷诺数;
Pr—普朗特常数;
λi—管内流体的导热系数,W/(m·℃);
di—管内径/m;
Cp—管内流体的比热,KJ/(㎏·℃);
流型Re=di·ui·ρi/µ
=0.02×0.5×839.56/0.000394=21308.6﹥4000,属于湍流区。
普朗特常数:
Pr=Cp·µ/λ=503×0.000394/0.138=14.36
则代入数据得αi=1337.47W/(㎡·℃)
4.1.3总传热系数
由公式可知:
式中do—管子的外径/m;
di—管子的内径/m;
αi—管内表面传热系数;
Rsi—管程的污垢热阻;
b—管壁厚度/m;
λ—管材料的热导率;
dm—管内外径的平均直径/m;
Rso—壳程的污垢热阻;
αo—管外表面的传热系数。
其中已知:
do=0.025mdi=0.020mαo=21885.9W/(㎡/℃)
αi=1337.47W/(㎡/℃)
λw=50W/(m·℃)
将上述数据代入总传热系数公式中计算得:
Ko=530.3W/(㎡·℃)则由:
K/K0=600/530.3=1.13,在(1.15~1.25)之间,符合要求故假设K=600W/(㎡·℃)成立;
4.1.4传热面积裕度
由公式可知Q=KSoΔtm得:
So=Q/(K·Δtm)=
;
实际传热面积Sp=л·di·l·NT=π×0.02×1.5×4=0.3770㎡;
则传热面积裕度H=(Sp-S0)/S0×100%=20%;该值在(10%~20%)之间,故符合要求。
第二节壁温核算及核算冷凝液膜流型
4.2.1校核壁温
校核壁温时,用公式:
(T-tw)/(1/αo+Rso)=(tw-ti)/(1/αi+Rsi)
式中T—定性温度下饱和蒸汽温度/℃;
ti—定性温度下混合液的温度/℃;
Rsi、Rso—管外和管内的污垢热阻/㎡·K/W。
则代入解得:
tw=130.5℃。
该值与假设:
tw=132.6℃相差不大,故假设合理。
换热器的外壳壁温与环境温度有一定的温差,会出现热量损失,影响劳动条件及安全。
因此设备壁温超过50℃,就需保温,以减少热量的损失。
该装置需进行热补偿。
4.2.2核算冷凝液流型
核算冷凝液流型时,需计算单位润湿周边上(b)冷凝液流率(M):
M=W/b=W/(2·l)=Q/(r·2·l·nc)
=15369.44/(2113.2×103×2×3×2.2)
=1.60×10-3Kg/(m℃)
那么:
Re=4·M/µ
=4×1.60×10-3/20.48×10-5
=31.25<2000(层流)故假设合理,故可采用。
第三节换热器内流体的流动阻力核算
4.3.1管程流体阻力
对于多程换热器,其管程总阻力计算式为:
ΔPt=(ΔPi+ΔPr)*Ns*Np*Ft
式中ΔPi、ΔPr—分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降/Pa;
Ft—结构校正系数,量纲为1,对Ф25×2.5㎜,取1.4,Ф19×2.5㎜的管子,取1.5;
Ns—串联的壳程数;
Np—管程数;
而:
ΔPi=λi·(l/di)ρi·ui2/2,
由ε=0.2,得:
传热管相对粗糙度:
ε/d=0.2/20=0.01,Re=32853.12。
查莫狄图λi=0.040,ui=0.826m/s,ρi=840㎏/m3,则ΔPi=573.11Pa
回弯管的压强降ΔPr由下面经验公式估算,(局部阻力系数为:
ζ=3)即:
ΔPr=ζ(ρi·ui2/2)=859.678Pa
则:
ΔPt=(573.11+859.67)×1×2×1.4
=4011.8Pa
核算压强降是否合理,用下表4—3检验:
表4—3:
操作情况
操作压力,Pa(绝压)
合理压力降,Pa
减压操作
P=0~1×105
0.1
低压操作
P=1×105~1.7×105
0.4
常压操作
P=1.7×105~11×105
0.35×105
中压操作
P=11×105~31×105
0.35~1.8×105
较高压操作
P=31×105~81×105
0.7~2.5×105
根据本设计实际情况:
设计操作压力为5atm(绝压)在低压操作之间,则合理压力降为0.35×105 而ΔPt=4011.8Pa<0.35×105,符合要求。
4.3.2壳程阻力
由埃索法计算壳程压强降ΔPs的公式,即:
ΔPs=(ΔPo+ΔPi)·Fs·Ns
式中:
ΔP
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