空气压缩机后冷却器设计_化工原理课程设计Word格式文档下载.doc
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(3)热空气走管内,可以提高热空气流速增大其对流传热系数,因为管内截面积通常比管间小,而且管束易于采用多管程以增大流速。
查阅《化工原理(上)》P201表4-9可得到,热空气的流速范围为5~30m·
s-1;
冷却水的流速范围为0.2~1.5m·
s-1。
本设计中,假设热空气的流速为8m·
s-1,然后进行计算校核。
2.3安装方式
冷却器是小型冷却器,采用卧式较适宜。
空气
水
三、设计条件及主要物性参数
3.1设计条件
由设计任务书可得设计条件如下表:
数
参
类型
体积流量
(标准m3/min)
进口温度
(℃)
出口温度
操作压力
(Mpa)
设计压力
空气(管内)
83
148
42
1.1
1.2
冷却水(管外)
-
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0.1MPa。
3.2确定主要物性数据
3.2.1定性温度的确定
可取流体进出口温度的平均值。
管程气体的定性温度为
℃
壳程水的定性温度为
℃
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),可得壳程和管程流体的有关物性数据。
空气在95℃,1.2MPa下的有关物性数据如下:
物性
密度ρi
(kg/m3)
定压比热容cpi
[kJ/(kg℃)]
粘度μi
(Pa·
s)
导热系数λi
(W·
m-1·
℃-1)
11.36
1.009
2.17×
10-5
0.0317
水在29℃的物性数据如下:
密度ρo
定压比热容cpo
粘度μo
导热系数λo
996.0
4.175
8.21×
10-4
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:
ρi=1.293=1.293×
(1.2MPa/101.33kPa)×
273/(273+95)=11.36kg·
m-3
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’Ai(0℃,1atm)=60×
83×
1.293=6439.14kg/h
根据《流体力学(上)》P177,公式(4-109),热流量为
Qi=miCpi(T1-T2)=6439.14×
1.009×
(148-42)
=6.887×
105kJ/h=1.913×
105W
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,
==Ai(0℃,1atm)=51.26℃
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Ki‘=200W·
m-2·
℃-1。
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
m2
4.1.4冷却水用量
根据《传热传质过程设备设计》P15,公式1-8
mo=kg/h
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φ25×
2.5mm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。
4.2.2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
(根)
按单程管计算,所需的传热管长度为
m
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l=3m,则该换热器管程数为
Np=L/l=4.72/3≈2(管程)
传热管总根数N=63×
2=126(根)。
单根传热管质量=7850×
3×
3.14×
0.0225×
0.0025=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===13.25
P===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
×
=×
≈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=×
△tm’=51.26×
0.931=47.72(℃)
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。
由《化工原理上册》P278,公式4-123,得横过管束中心线的管数为
=1.1×
≈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η=0.7,由《流体力学与传热》P206,公式4-115,得壳体内径为
Di=1.05t=1.05×
32×
=450.8mm,
查阅《化工原理(上)》P275,附录二十三:
热交换器,取Di=450mm。
4.2.6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=0.25×
450=112.5mm,故可取h=110mm。
取折流板间距B=0.4Di,则B=0.4×
450=180mm。
取板间距H=150mm,则:
折流板数NB=-1=-1=19块
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》P164,公式4-60、4-61,得
ho=
其中:
①当水做冷却剂时,粘度校正为=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=
==0.0202m
③壳程流通截面积,由《流体力学与传热》P164,公式4-62,得
So=BD(1-)=0.15×
0.45×
(1-)=0.0148m2
④壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为
uo===0.389m/s
Reo===9532.73
⑤普朗特准数(<
传热传质过程设备设计>
P26,公式1-43)
Pr===57.03
因此,壳程水的传热膜系数ho为
=6408.1W/(m2·
℃)
(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=0.023Re0.8Pr0.3
①管程流通截面积
Si===0.0198m2
②管程空气的流速及其雷诺数分别为
ui===7.95m/s
Re===8.32369104
③普兰特准数
Pr===0.691
因此,管程空气的传热膜系数hi为
hi=0.023×
83236.90.8×
0.6910.3×
=281.74W/(m2·
(3)基于管内表面积的总传热系数Ki
查阅《化工原理(上)》P365,附录22,得
l冷却水侧的热阻Rso=0.000172m2·
℃·
W-1
l热空气侧的热阻Rsi=0.000344m2·
l钢的导热系数λ=45W·
℃-1
因此,依《化工单元过程及设备课程设计》P71,公式3-21
=+Rsi+++
=+0.000344++
+0.000172×
解得:
=237.80W/(m2·
此计算值与前面的初设值Ki‘=200W/(m2·
℃)的关系:
==1.189
满足换热器设计所要求的/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:
Qi=Si△tm得:
Si=Qi/(△tm)=191300/(237.80×
51.26)=15.69m2
该换热器的实际传热面积Sp
Sp==3.14×
0.02×
126=23.74m2
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
==22.74%
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
100=18.84m2
面积裕度为
==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25℃,出口温度为33℃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
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=0.4×
33+0.6×
25=28.2℃
Tm=0.5×
(148+4
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