空气压缩机后冷却器设计化工原理课程设计Word文档下载推荐.docx
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1.2
冷却水(管外)
一
25
33
0.3
0.4
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O.IMPa。
3.2确定主要物性数据
3.2.1定性温度的确定
管程气体的定性温度为
可取流体进出口温度的平均值。
T14842
2
壳程水的定性温度为
丄2533“
t29C
3.2.2流体有关物性数据
根据由上面两个定性温度数据,查阅《化工原理(上)》P243的附录六:
干空气的物理
性质(101.33kPa)和P244的附录七:
水的物理性质。
运用内插法(公式为
yyb(yayb)/(ta仏)tavg&
),可得壳程和管程流体的有关物性数据。
密度Pi
定压比热容Cpi
粘度卩i
导热系数入i
空气在95C,1.2MPa下的有关物性数据如下:
物性
3
(kg/m)
[kJ/(kgC)]
(Pa•s)
(W-m-1•C-1)
空气
11.36
1.009
5
2.17x10-
0.0317
水在29C的物性数据如下:
密度po
(kg/m3)
定压比热容Cpo
粘度卩o
(Pa-s)
导热系数入o
-1-1
(W-m-C)
水
996.0
4.175
-4
8.21x10
0.0601
空气的物性受压力影响较大,而水的物性受压力影响不大。
空气密度校正,由《化工原
理实验》P31,公式2-36得:
p273
pi=1.293=1.293x(1.2MPa/101.33kPa)x273/(273+95)=11.36kg•m3
P273T
四、传热过程工艺计算
4.1估算传热面积
4.1.1热流量
空气的质量流量为mi=60Vi'
A(0C,1atm)=60x83x1.293=6439.14kg/h
根据《流体力学(上)》P177,公式(4-109),热流量为
Qi=mCpi(T1—T2)=6439.14x1.009X(148-42)
55
=6.887x10kJ/h=1.913x10W
4.1.2平均传热温差
根据《传热传质过程设备设计》P15,公式1-11,
tm=(T1―—(T2—=A(0C,1atm)=51.26Cln^2
T2t1
4.1.3传热面积
由于管程气体压力较高,故可选较大的总传热系数。
初步设定设K‘=200W-m2•C
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
Qi
Ki'
tm
191300
20051.26
18.66m2
P15,公式1-8
4.1.4冷却水用量
根据《传热传质过程设备设计》
20620kg/h
肮=」6.887105
Cpo(t2tj4.175(3325)
4.2主体构件的工艺结构尺寸
4.2.1管径和管内流速
选用025x2.5mm的传热管(碳钢管);
由《传热传质过程设备设计》P7表1—3得管壳
式换热器中常用的流速范围的数据,可设空气流速Ui=8m/s,用ui
计算传热膜系数,然后进行校核。
422管程数和传热管数
依《化工单元过程及设备课程设计》P62,公式3-9可依据传热管内径和流速确定单程
传热管数
n
Vi6439.14/(11.363600),环
;
o63(根)
20.7850.02028
diUi
4
按单程管计算,
所需的传热管长度为
S18.66
4.72mdins3.140.02063
I=3m,则该换热器
按单管程设计,传热管过长,宜采用多管程结构。
现取传热管长管程数为
NP=L/I=4.72/3~2(管程)
传热管总根数N=63X2=126(根)。
单根传热管质量m钢Id0=7850X3X3.14X0.0225X0.0025=4.16kg
4.2.3平均传热温差校正及壳程数
依《化工单元过程及设备课程设计》P63,公式3-13a和3-13b,
平均传热温差校正系数
r=Ti__==13.25
t2t1
t2
t1
3325
14825
=0.065
依《传热传质过程设备设计》
P16,公式3-13,
温度校正系数为
1P
2—In-
R1X1_PR
R12P(1R.R21)
ln
2P(1RiR21)
、13.2521
13.251
ln
10.065
10.06513.25
20.065(113.25-13.2521)
20.065(113.25J3.2521)
〜0.931
依《传热传质过程设备设计》P16,公式3-14,
平均传热温差校正为
△tm=tX^tm'
=51.26X0.931=47.72(C)
由于平均传热温差校正系数大于0.8,同时壳程流体流量较大,故取单壳程合适。
4.2.4传热管的排列和分程方法
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。
其中,每程
内的正三角形排列,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。
查《热交换器原理与设计》P46,
表2-3管间距,取管间距:
t=32mm。
正三角形排列
由《化工原理上册》P278,公式4-123,得横过管束中心线的管数为
①1.1,n=1.1x126〜13根
由《化工单元过程及设备课程设计》P67,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=22mm
取各程相邻管的管心距为44mm
4.2.5壳体内径
采用多管程结构,取管板利用率n=0.7,由《流体力学与传热》P206,公式4-115,得
壳体内径为
D=1.05tn/
=1.05x32x,126/0.7=450.8mm,
查阅《化工原理(上)》P275,附录二十三:
热交换器,取D=450mm。
4.2.6折流板
25%则切去的圆缺高度为
采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的h=0.25x450=112.5mm,故可取h=110mm。
取折流板间距B=0.4Di,则B=0.4x450=180mm
取板间距H=150mm贝V:
折流板数
传热管长
NB=折流板间距
仁3000
—仁19块
150
折流板圆缺面水平装配。
4.3换热器主要传热参数核算
4.3.1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。
由《流体力学与传热》得
P164,公式4-60、4-61,
ho=
七……4
Pr1/3(o)
卩w
其中:
1当水做冷却剂时,粘度校正为(上丄)0'
4=1.05
2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》P72,公式
3-22得
de=
4(三t2
nd2
4d°
ndo
32
4(0.0322
3.140.025
0.0252)
=0.0202m
P164,公式4-62,得
.0.025、cc—c2
(1—)=0.0148m
0.032
3壳程流通截面积,由《流体力学与传热》
pl
So=BD(1—)=0.15X0.45X
t
4壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为
Uo=
So
=2062°
/(3600996.°
)=0.389m/s
0.0148
Reo=poUode=
%
=996.°
O.389O.。
202=9532.73
0.000821
⑤普朗特准数(<
传热传质过程设备设计>
P26,公式1-43)
c
poo
Pr=
o
41750.000821
因此,壳程水的传热膜系数ho为
ho=0.36°
6019532.730.5557.0才31.050'
0.0202
=6408.1W/(m2•C)
(2)管程对流传热系数
由《流体力学与传热》P158,公式4-52a、4-52b,得
hi=0.023Re
0.80.3i
Pr—di
其中:
1管程流通截面积
22
odi"
n3.140.022126
S=-?
==0.0198m
4242
2管程空气的流速及其雷诺数分别为
Ui=V
Si
=6439.14/(360011.36)=7.95m/s
0.0198
PiUidi
Re=
11.367.950.02
2.1710
=8.32369
10
③普兰特准数
Cpii
10092.1710
=0.691
因此,管程空气的传热膜系数hi为
00317
hi=0.023X83236.90.8X0.6910.3X=281.74W/(m2•C)
0.02
(3)基于管内表面积的总传热系数K
查阅《化工原理(上)》P365,附录22,得
冷却水侧的热阻FSo=0.000172m2W
热空气侧的热阻FSi=0.000344m2W钢的导热系数入=45Wm•C
di
hi
因此,依《化工单元过程及设备课程设计》P71,公式3_21
1cw0.00250.020.02
+0.000344++
281.74450.02256408.10.025
+0.000172X
0.025
邑+
dm
h°
d。
+Rso£
do
解得:
Ki=237.80W/(m•C)
此计算值与前面的初设值K‘=200W/(m2•C)的关系:
Ki
K;
237.80
=1.189
200
满足换热器设计所要求的心/Ki=1.15~1.25的范围,初选的换热器合适。
(4)传热面积
依《化工单元过程及设备课程设计》P75,公式3_35:
Q=tm得:
=15.69m
S=Q/(Ki△tm=191300/(237.80X51.26)
该换热器的实际传热面积Sp
Sp=diln=3.14X0.02X3X126=23.74m
依《化工单元过程及设备课程设计》P76,公式3_36
该换热器的面积裕度为
SpS
S
100%=23・74依69100%=22.74%
15.69
传热面积裕度超出要求的15%-20%的范围,故需减少管数,取管数n=100,
则实际传热面积
$=diln=3.14X0.02X3X100=18.84m
面积裕度为
100%=18.8415.69100%=17.84%
处于要求的15%-20%的范围内,该换热器符合实际生产要求。
4.3.2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25C,出口温度为
33C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
tTm/hctm/hh
[w
1/hc1/hh
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》
P77,公式3-44、3-45计算
tm=0.4X33+0.6X25=28.2C
Tm=0.5X(148+42)=95C
hc=ho=6408.10W/(m•C)
hh=hi=281.74W/(m•C)
传热管平均壁温
495/6408.1028.2/281.74“
tw=31.0
1/6408.101/281.74
壳体壁温,可近似取为壳程流体的平均温度,即T=28.2C
壳体壁温和传热管壁温之差为
△t=31.0—28.2=2.8C
该温差不大,故不需要设温度补偿装置。
4.3.3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》P78,公式3-47〜3-49可得
管内流体:
Re=83236.9<
0.31640.3164
由柏拉休斯公式:
入i=丽丁=贡~0.0186
Re83236.9"
直管部分的压降:
△p1=
丄u!
idry
i=0.0186
7.952
12.51=735.32Pa
热空气在冷却器内流动时,出现两次突然扩大与两次突然缩小,所以
弯管回路中的压降:
△P2-Ui
7952
i=311.36=1076.97Pa
=0.5+1+0.5+1=3
总压降:
刀△»
=(△»
+△P2)FtNSNp=(735.32+1076.97)X1.5X1X2=5436.87Pa<
9800Pa(符合设计要求)
其中,Ft为结垢校正系数,取1.5;
NS为串联壳程数,取1;
N为管程数,取2。
(2)壳程阻力:
由《传热力学与传热》P209,公式4-121、4-122,得:
流体横过管束的压降:
u
△p1=Ffonc(NB+1)—°
—
F=0.5
0228
f°
=5.0X(9532.73厂.=0.619
nc=10
NB=12
u°
=0.389m/s
'
2
△p1=0.5X0.619X10X(12+1)X(996.0X0.389)/2=3032.02Pa
△p2=NB(3.5-竺)
D
oUo
/20.15、2
=12X(3.5—)X(996.0X0.389)/2=3164.36Pa
0.45
刀Ap。
=(厶p1+Ap2)FsNs
=(3032.02+3164.36)X1.15XI
=6671.03Pa<
9810Pa(符合设计要求)
其中,Fs为壳程压强降的校正系数,对于液体取1.15;
Ns为串联的壳程数,取1。
五、主要构件的设计计算及选型
5.1壳体
5.1.1壳体直径
根据前面的工艺计算,本次设计采用的换热器壳体内径D=450mm。
查阅《结构与零部件(上)》P123,表1-1-86的无缝钢管制作筒体时容器的公称直径,
本次采用公称直径为DN=450mnX8mnm勺壳体,贝UDo=466mmD=450mm。
5.1.2壳体壁厚
查阅《化工设备机械基础》P126,表9-3,采用Q235-A.F钢板(GB3274),其中钢密度
=7850kg•m
由Po=0.3MPa,Di=500mm再查阅《化工设备机械基础》P124,表9-6,对壳体与管
板采用单面焊,当全部无损探伤时,焊接接头系数=0.9。
查阅《化工设备机械基础》P124,表9-4碳素钢、普通低合金钢板许用应力,得:
[]t=113MPas=235MPa
吨=°
3°
45弋0.66(mm)
2[]Po21130.90.3
查阅《化工设备机械基础》P127,表9-10钢板厚度负偏差,取G=0.8mm,C2=1mm
圆整后:
合n=0.66+0.8+1+△〜8(mm)
5.1.3水压校核
由《过程设备设计》P193,公式(4-88),(4-89),得:
PtQ(nC)]
2(nC)
1.250.4[0.45(0.0080.0010.0008)]
2(0.0080.0010.0008)
=18.15MPa
而0.9s=0.9X0.9X235=190.35MPa
因为t<
0.9s,所以水压试验时强度足够。
5.1.4壳体质量
壳体长度=2.914m
质量=7850X2.914X3.14X(0.466—0.450)/4
=263.17kg
个别数据来源于后续步骤。
详见附图。
5.2管板
5.2.1管板参数
根据壳体内径尺寸,查阅《换热器设计手册》P161,表1-6-9管板尺寸表,由于没有
适合本次设计的标准管板,根据非标准设计得管板相关参数。
具体参数列于下表:
管板参数(管板按非标准设计)
参数名称
参数值
管板直径Da/mm
450
管板外径D/mm
565
管板厚度ba/mm
38
螺栓孔直径d2/mm
18
螺栓规格
M16X80
螺栓数量n2/个
12
螺栓孔高度bf/mm
28
管板螺栓孔间距Di/mm
530
吕板法兰直径d/mm
管板螺栓内侧边间距D/mm
487
管孔直径d〃mm
19
管孔数/个
100
换热管外伸长度/mm
管板体积/m3
0.00591
管板质量/kg
46.39
22222
管板体积VDfd2Pbf0.006D40.004Dadibani
3.14
=0.56520.0182120.0280.0060.48720.0040.4520.01920.038100
=0.00591m
单块管板质量:
m=0.00591X7850=46.39kg
5.2.2管板与壳体的连接
管板兼作法兰,固定板与壳体采用不可拆焊接式,管板与封头采用法兰连接。
5.2.3管子在管板上的固定方式
P172,表1-6-20,管子伸出
采用焊接法在管板上固定管子。
根据《换热器设计手册》长度约为5mm
5.3拉杆
本换热器壳体内径为450mm查阅《化工单元过程及设备课程设计》P135,表4-7和
表4-8得:
拉杆螺纹公称直径:
dn=16mm
拉杆长:
L1=2.930m
L2=2.780m
前螺纹长La=20mm
后螺纹长Lb=60mm
拉杆数:
4根
拉杆位置如左图的圆圈位置所示。
拉杆质量:
m=7850X(2X2.930+2X2.780)X3.14X0.01674=18.02kg
拉杆外套有定距管,规格与换热管一样,长度:
L1=2.77m,L2=2.67m。
粗略计算定距管质量
m'
=7850X(2X2.77+2X2.67)x3.14X(0.025—0.02)/4=15.09kg
5.4分程隔板
查阅《化工单元过程及设备课程设计》P127,表4-1,因本此设计换热器的公称直径
D=450mm<
600,对于碳钢,得隔板厚度为:
b=10mm。
分程隔板长L=260+25+112+5+32—10=424mm其中10mm为管箱嵌入法兰深度,5mm为隔
板嵌入管板深度。
分程隔板质量以长方体板粗略估计:
m=0.450X0.424X0.010X7850=14.84kg
5.5折流板
5.5.1折流板选型
本次设计的冷却器采用弓形折流板。
如右图所示。
前面第四章第四节已算出:
折流板数Nb=19块
圆缺高度h=110mm板间距B=150mm
查阅《换热器设计手册》P182,表1-6-26和表1-6-33,得:
折流板直径Da=(450—3.5—0.5)mm=446mm
折流板厚度C=5mm
圆缺部分面积:
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