化环学院课程设计换热器设计Word文件下载.docx
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一、前言
随着现代工业的发展,换热器得到了广泛的的应用。
换热器种类繁多,形式各异,如管壳式、釜式、板式、板翅式、螺旋板式、空冷器、套管式、蛇管式等。
由于列管式换热器易于制造、适应性强、处理量大、成本较低可供选用的材料范围广泛,仍是当前应用最广(约占70%),理论研究和设计技术最完善,运行可靠性良好的一类换热器。
列管式换热器主要由壳体、管束、折流板、管板和封头等部件组成。
管束安装在壳体内,两端固定在管板上。
封头用螺栓与壳体两端的法兰相连。
它的主要优点是单位体积所具有的传热面积大、结构紧凑、传热效果好。
结构坚固,而且可以选用的结构材料范围广,故适应性强、操作弹性较大。
与其它品种换热器比较,管壳式换热器的最大缺点是传热效率低。
在进行换热时,一种流体由封头的连结管处进入,在管流动,从封头另一端的出口管流出,这称之管程;
另-种流体由壳体的接管进入,从壳体上的另一接管处流出,这称为壳程列管式换热器。
固定管板式换热器是列管式换热器的一种,这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜,但管外不能机械清洗。
此种换热器管束连接在管板上,管板分别焊在外壳两端,并在其上连接有顶盖,顶盖和壳体装有流体进出口接管。
通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。
同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的,而管内管外是两种不同温度的流体。
因此,当管壁与壳壁温差较大时,由于两者的热膨胀不同,产生了很大的温差应力,以至管子扭弯或使管子从管板上松脱,甚至毁坏换热器。
为了克服温差应力必须有温差补偿装置,一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时,为安全起见,换热器应有温差补偿装置。
但补偿装置(膨胀节)只能用在壳壁与管壁温差低于60~70℃和壳程流体压强不高的情况。
一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚,难以伸缩,失去温差补偿的作用,就应考虑其他结构。
由于本人水平有限,错误在所难免,望谅解!
二、设计任务书
拟用250Kpa的饱和水蒸气将常压下20℃的甲苯加热到80℃,甲苯的质量流量为40吨/小时,试设计一列管式换热器。
要求换热器管程压降小于80KPa(已知仓库中现有Φ25×
2.5mm,长6m的碳钢钢管)
三、设计步骤及计算过程
(一)、确定甲苯(下标2)的定性温度,甲苯及水蒸汽的物性数据
1、甲苯的定性温度和物性数据
进口温度t1=20℃,出口温度t2=80℃
定性温度
℃
物性数据ρ2=867kg/m3――――(50℃的数值,基础化工P335)
CP2=1820J/kg·
K
μ2=4.3×
10-4N·
S/m2
λ2=
=0.1384W/m·
2、水蒸汽(下标1表示)的物性数据
定性温度 蒸汽压力250Kpa下的沸点为Ts=127.2℃
物性数据 ρ1=1.3904kg/m3
γ1=2.1854×
106J/kg
同温度下的水的物性
ρ=938.95kg/m3
λ=0.6856W/m·
μ=21.77×
10-5Pa·
S
(二)、换热器的类型及流体走向
根据已知条件,拟采用固定板式换热器。
1、此类换热器结构简单紧凑,造价低廉。
2、饱和水蒸气的α值与流速关系较小,而且水蒸汽较清洁走壳程,有利于排出冷凝液,故水蒸汽走壳层,甲苯走管程。
3、水蒸汽走壳层,同时流体压力不大,壳壁、管壁温差较小(水蒸汽的α值很大使壳管温度比较接近),不需要进行热补偿,故选用卧式固定板式换热器,因水蒸汽给热系数较大,不需要加折流挡板。
(三)、工艺计算
1、热负荷即传热速率Q(单位时间内传递的热量)
W
2、平均温度差
由于水蒸汽侧的温度不变,因此可以把两流体的平均温度差看作是逆流来计算
3、初选K值,并估算传热面积A初
根据条件K值的选择范围在580~1160W/m2·
故K初=680W/m2·
m2
选用安全系数Φ=1.15~1.25
A初=ΦA’=1.15×
34.15=39.27m2
(四)、换热器尺寸的初步确定
1、确定管程结构尺寸
(1)管子规格
库存Φ25×
2.5mm,L=2.0m的光滑碳钢钢管
取管内甲苯的流速为u’2=0.60m/s——甲苯系易燃易爆物,一般流速低于1m/s
(2)初步设计总管数
圆整为167根
n”=169根———三角排列管数,3a2+3a+1,此处a=7;
(3)校核流速、确定管程
m/s
管程
(4)管间距及排列方式
管间距t=(1.25~1.3)d0,取t=1.3d0=1.3×
0.025=0.0325m
采用紧凑的三角型排列,(见讲义P53表4-1)
层数a=7,弓形排管,共187根管子(NT=187)————基础化学工程上册P1937
最外层六角形对角线上管数NTb=2a+1=15根
或者NTc=1.1
=1.1
=15根
采用胀管法排列(因流体压力不变,胀管法制造方便)
2、壳程设计数据
壳体内径D=t(NTb-1)+2b’
t-管间距
NTb-最外层六角形对角线上管数
b’-六角形最外层管中心到壳体内壁距离,一般取b’=(1~1.5)d0
此处取b’=1.5d0=1.5×
故D=t(NTb-1)+2b’=0.0325×
(15-1)+2×
0.0325=0.53m
壳体内径标准圆整到Φ600×
10mm,内径D=580mm
中心拉杆n3=4根直径Φ12mm————基础化学工程
双管程隔板少排NTb=15根,
共少排15+4=19根管子
实际管数n=NT-NTb-n3=187-19=168根,每程84根排列管子
实际流速
m/s
与初假设甲苯的流速u’2=0.6m/s相近,可行。
3、换热器长径比
符合要求(
)
(五)、换热器核算
1、校核总传热系数K值
(1)管内对流传热系数α2
W/m2·
(2)管外对流传热系数α1
式中:
n为水平管束垂直列上的管数,弓形排管n=8;
假设管外壁温TW=115.6℃,则
=4℃
(3)污垢热阻及管壁热阻
甲苯侧污垢热阻RS2=1.76×
10-4m2·
℃/W
水蒸汽侧污垢热阻可以忽略不计,因为属于蒸汽冷凝方式,污垢热阻相对比较小
碳钢钢管的导热系数λ=45W/m2·
(4)校核K值
以外表面计算:
=
=0.00152m2·
K=657.3W/m2·
与原假设值K初=680W/m2·
℃接近(<
5%),可行。
2、校核壁温TW
=116.2℃
与与原假设值TW=115.6℃接近,可行。
3、校核传热面积A
由于水蒸汽侧的冷凝温度Ts不变,因此本一壳程双管程换热器内的两流体平均温度差与逆流传热的平均温度差相等。
Δtm=65.05℃
实际所需面积
=35.33m2
实际提供面积
=38.64m2
余度
<
20%符合要求
(六)、进出口管径
1、甲苯进出口
取进口流速u0=1m/s
进口直径
=0.141m/s
选用无缝热轧钢管(YB231-64)Φ150×
4.5mm,长200mm。
2、水蒸汽进口管径(壳体)
蒸汽用量
—————(富裕量3%)
=
=0.705kg/s
蒸汽体积流量V=Gν=0.705×
0.903=0.637m3/s
取蒸汽流速u’=20m/s
=0.201m=201mm
选用无缝热轧钢管(YB231-64)Φ219×
6mm,长200mm。
3、冷凝水排出口
选用水煤气管
即Φ42.25×
3.25mm,长100mm。
(七)、校核流体压力降
1、管程总压力降
每程直管压力降
每程局部阻力引起的压降
d——管内径;
l——管长
——管程结垢校正系数,正三角形为1.5,正方形为1.4
——壳程数,
=1;
——一壳程的管程数,
=2;
取ε=0.2mm,
查图(化工原理上册P43图1-28)可知λ=0.04
=(992.8+496.4)×
1.5×
1×
2
=4476.6N/m2=0.0455at<
3.0×
104Pa
故符合要求
2、壳程压力降
壳程是饱和水蒸汽冷凝,不必校核其压力降。
三、附表及相关机械元件尺寸
(一)、附表
表格1设计结果一览表
换热器形式:
固定管板式
换热面积(m2):
工艺参数
名称
管程
壳程
物料名称
操作压力,Pa
操作温度,℃
流量,kg/h
流体密度,kg/m3
流速,m/s
传热量,kW
总传热系数,W/m2·
传热系数,W/(m2·
℃)
污垢系数,m2·
K/W
阻力降,Pa
程数
推荐使用材料
碳钢
管子规格
ф25×
2.5
管数98
管长mm:
3000
管间距,mm
32
正三角形
壳体内径,mm
400
表格1主要符号说明
甲苯的定性温度
T
饱和水蒸气定性温度
t
甲苯密度
ρo
饱和水蒸气密度
ρi
甲苯定压比热容
cpo
饱和水蒸气定压比热容
cpi
甲苯导热系数
λo
饱和水蒸气导热系数
λi
甲苯粘度
μo
饱和水蒸气粘度
μi
热流量
Wo
饱和水蒸气流量
热负荷
Qo
平均传热温差
总传热系数
管程雷诺数
温差校正系数
管程、壳程传热系数
初算初始传热面积
传热管数
初算实际传热面积
管程数
壳体内径
D
横过中心线管数
折流板间距
B
管心距
折流板数
NB
接管内径
管程压力降
当量直径
壳程压力降
面积裕度
H
(二)、换热器尺寸及附属部件
1、管间距:
t=32.5mm
2、壳体直径:
Φ600×
3、壳体材料:
采用碳素钢材料A3F,钢板卷焊
4、管子尺寸:
Φ25×
2.5mm,L=3.0m,n=164根,双管程
5、布管图见图纸2-2。
6、管板:
(1)管板材料:
选用碳素钢A4。
(2)管子在管板上的固定方法:
焊接
(3)管板尺寸:
Pg=16kgf/cm2(见讲义P66表4-8)
(4)管板与分程隔板的连接:
(见讲义P77表4-19)
采用单层隔板,隔板材料与封头材料一致,厚度s=10mm。
(5)管板与壳体的连接:
采用法兰连接,拆开顶板可检修或清理管内污垢,法兰尺寸见讲义P111-115图4-63及表4-27。
7、封头与管箱
封头与管箱位于壳体的两端。
(1)封头的选择:
选用椭圆形封头,Dg600×
10mmGB1154-73
(2)封头尺寸:
曲面高度150mm,直边高度40mm。
(讲义P142附表1-2)
管程接口管与封头为焊接,封头与壳体为法兰连接,法兰尺寸与上同。
8、管程进出口接管直径
选用无缝热轧钢管(YB231-64)Φ152×
4.5mm长200mm。
9、支座
支座的公称直径Dg600mm,每个支座承受的载荷为36.8吨,材料采用A3F碳素钢;
采用鞍形安装。
(尺寸见讲义P117图4-28b,表4-28)
10、整个换热器采用卧式安装,安装图见图纸2-1。
(三)、参考资料
1、《列管式换热器及其设计》(讲义)山东轻工业学院,《化工原理教研室》编,1987年。
2、《化工原理》上册化学工业出版社,谭天恩主编,1990年。
四、设计说明
本设计任务是利用饱和水蒸汽给甲苯加热。
利用热传递过程中对流传热原则,制成换热器,以供生产需要。
下图(图1)是工业生产中用到的列管式换热器.
1、选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。
换热器分为几大类:
夹套式换热器,沉浸式蛇管换热器,喷淋式换热器,套管式换热器,螺旋板式换热器,板翅式换热器,热管式换热器,列管式换热器等。
不同的换热器适用于不同的场合。
而列管式换热器是目前化工生产中应用最广泛的一种换热器,它的结构简单、坚固、容易制造、材料范围广泛,处理能力可以很大,适应性强。
但在传热效率、设备紧凑性、单位传热面积的金属消耗量等方面还稍次于其他板式换热器。
此次设计所采用的固定管板式换热器是其中最简单的一种。
2、由于水蒸汽的对流传热系数比甲苯侧的对流传热系数大得多,根据壁温总是趋近于对流传热系数较大的一侧流体的温度实际情况,壁温与流体温度相差无几,因此本次设计不采用热补偿装置。
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