化工原理课程设计.docx
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化工原理课程设计
辽宁科技学院
课程设计
课程名称:
化工原理
课程设计题目:
精馏塔塔底残油冷却器的设计
专业:
环境工程
学生姓名:
王娜娜
班级:
环境BG112
学号:
6411111229
指导教师姓名:
田景利
设计完成时间:
2014年01月08日
化工原理课程设计任务书
一、设计题目:
精流塔的塔底残油冷却器设计
二、设计条件:
1、处理能力:
1.9×104kg(残油)/h;
2、设备型式:
标准列管换热器;
3、操作条件:
1)残油:
入口温度102℃,出口温度40℃;
2)冷却介质:
井水(设井水进口温度30℃,出口温度40℃)
3)允许压强降:
管、壳程压强降小于50kPa;
4、物性参数:
物性参数表
流体
t,℃
ρ,kg/m3
μ,mPa·s
残油
71
986
0.54
井水
35
994
0.728
流体
cp,kJ/(kg·℃)
λ,W/(m·℃)
腐蚀性
残油
4.19
0.662
有
井水
4.174
0.626
-
三、设计计算内容:
1、传热面积、换热管根数;
2、确定管束的排列方式、程数、折流板的规格和数量等;
3、壳体的内径;
4、冷、热流体进、出口管径;
5、核算总传热系数;
6、管壳程流体阻力校核。
四、设计成果:
设计说明书一份。
五、设计时间
一周。
六、参考文献
[1]申迎华,郭晓刚.化工原理课程设计[M].北京:
化学工业出版社,2009:
[2]柴城敬.化工原理课程设计指导[M].天津:
天津大学出版社,1999:
[3]林大钧,于传浩,杨静.化工制图[M].北京:
高等教育出版社,2007:
[4]中国石化集团.化工工艺设计手册[M].北京:
化学工业出版社,2009:
七、设计人:
学号:
6411111229
姓名:
王娜娜
八、设计进程:
指导教师布置实践题目0.5天
设计方案确定0.5天
工艺计算2.0天
绘图0.5天
编写实践说明书1.0天
答辩0.5天
应用化学教研室
2013年12月10日
目录
化工原理课程设计任务书I
1概述1
2方案设计2
2.1选择换热器的类型2
2.2流动空间及流向的确定2
2.3确定物性参数2
2.4计算热流量及平均温差2
2.5初算传热面积4
2.6工艺结构尺寸4
2.7传热管的排列方式5
3换热核算6
4阻力损失计算7
4.1管程阻力损失计算7
4.2壳程阻力损失计算7
5核算传热系数9
设计结果汇总10
设计评述11
参考文献12
1概述
本次设计为时一周,既加深了我们对所学知识的理解,也锻炼了我们的实践运用能力。
列管式换热器是目前化工上应用最广的一种换热器。
它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。
所需材质,可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。
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。
设计任务就在不知不觉中结束了,对于换热器的知识,我们有了更加深入的理解,希望这些知识能在更多的方面帮助我们。
2方案设计
本方案需设计标准列管式换热器的处理能力:
1.9×104kg(残油)/h;将精馏塔残油从102℃冷却到40℃;冷却介质:
井水(设井水进口温度30℃,出口温度40℃);允许压强降:
管、壳程压强降小于50kPa。
2.1选择换热器的类型
两流体的温度变化情况:
热流体(残油)的进口温度为102℃,出口温度为40℃。
冷流体(冷却水)的进口温度为30℃,出口温度为40℃。
<50
从两流体的温度来看,由于两流体温差<50℃,估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大,因此初步确定选用固定管板式换热器。
2.2流动空间及流向的确定
由于残油具有腐蚀性,所以确定残油走管内,冷却水走壳体。
这样可以用普通材料制作壳体,而管束、管板和封头采用耐腐材料。
在此采用φ25mm×2.5mm钢管,逆流换热。
井水比残油黏度大,当装有折流挡板时,走壳程可在较低的Re下达到湍流,有利于提高壳程一侧的折流系数。
2.3确定物性参数
表2.1物性参数
流体
t,℃
ρ,kg/m3
μ,mPa·s
残油
71
986
0.54
井水
35
994
0.728
流体
cp,kJ/(kg·℃)
λ,W/(m·℃)
腐蚀性
残油
4.19
0.662
有
井水
4.174
0.626
-
2.4计算热流量及平均温差
按残油冷却计算换热器的热流量
Q=ms1cp1(t2-t1)=
KW
由热量恒算式
Q=ms1cp1(t2-t1)=Q=ms2cp2(T1-T2)
ms2=
105kg/h
计算逆流平均温差△tm,逆
残油102℃→40℃
井水40℃←30℃
62℃10℃
△tm,逆=
℃
按逆流计算的平均温差△tm,逆应乘校正系数
,选换热器的流动类型为符合下图的1壳程、偶数管程。
计算P、R
由图2.1可查得;ψ=0.95∴ 符合设计时ψ
的要求。
△tm=28.50×0.95=27.08℃
图2.1温差校正图
2.5初算传热面积
为求得传热面积A,需先求出传热系数K,而K值又与给热系数、污垢热阻等有关。
在换热器的直径、流速等参数未确定时,给热系数也无法计算,所以只能进行试算。
如下表2.2,水和轻油(在此认为精馏塔残油为轻油)之间进行换热时的K值大致为340-910W/(m2·℃)。
取K值为880W/(m2·℃),由公式Q=KA△tm,则所需传热面积为
A=
=57.53m2
表2.2列管换热器中K值的大致范围
冷流体
热流体
总传热系数W/(m2·℃)
水
水
850-1700
水
气体
17-280
水
有机溶剂
280-850
水
轻油
340-910
水
重油
60-280
有机溶剂
有机溶剂
115-340
水
水蒸汽冷凝
1420-4250
气体
水蒸汽冷凝
30-300
水
低沸点烃类冷凝
455-1140
水沸腾
水蒸蒸汽冷凝
2000-4250
轻油沸腾
水蒸汽
455-1020
2.6工艺结构尺寸
在决定管长和管数时,应先选定管内流速u,井水属于一般液体查表2.3得,管内流速范围为0.5-3.0m/s。
因管长可能较大(管程数目较多),可先取u=0.5m/s。
设所需单程管数为n,φ25mm×2.5mm的管内径为0.02m,管内的体积流量
Vi=n
d2×u×3600=n×
×0.022×0.5×3600=
m3/h
可解得n=34根。
又有传热面积
A=n
d0l=57.53m2
可求得单程管长
l,=
若选用6m长的管,4管程,那么一台换热器的总管数为34×4=136根。
管程流体进出口管径:
取接管内流速u1=1m,则进出口内径为
D1=
m
壳程流体进出口管径:
取接管内流速u1=1.5m/s,则进出口内径为
D2=
m
壳体内径选定为600mm。
2.7传热管的排列方式
表2.3列管换热器某些流体常用的流速范围
液体种类
流速(m/s)
管程
壳程
冷却水
1.0-3.5
0.5-1.5
一般液体(黏度不高)
0.5-3.0
0.2-1.5
低黏油
0.8=1.8
0.4-1.0
高黏油
0.5-1.5
0.3-0.8
油蒸汽
5-15
3-6
气体
5-30
3-15
气体混合流体
2-6
0.5-3
表2.4初选固定管板式换热器的主要参数
项目
数据
壳径D(DN)
600mm
管程数Np(N)
4
管数n中心排管数nc
17
管程流通面积Si
0.0174m2
管尺寸
φ25mm×2.5mm
管长l(L)
6m
管排列方式
正三角形排列
管数
222
传热面积A
102.8
3换热核算
对上表3中的数据进行核算:
(1)每程的管数n1=总管数/管程数=222÷4=55,管程流通面积
Si=(π/4)×(0.02)2×55=0.0173m2,比查得的0.0174m2相符。
(2)传热面积A=n
d0l=222×3.14×0.025×6=104.6m2
(3)中心排管数nc,按正三角形排列时,可计算
nc=1.1
=1.1
=16.4
取整nc=17,与查得的中心排管数一致。
图3.1管子在管板上的排列
4阻力损失计算
4.1管程阻力损失计算
流速
u=
雷诺数
Re=
摩擦系数取钢管绝对粗糙系数ε=0.3mm,则相对粗糙度
根据Re=11233,查图4.1得,
回弯阻力损失
r=3u2
=
=139Pa
管内阻力损失
i=
u2=
0.30762=629.7Pa
管程总损失
t=(
r+
i)FtNsNp=(139+629.7)×1.4×1×6=6457.8Pa
4.2壳程阻力损失计算
弓形折流板缺口高度应使流体通过缺口时与横过管束时的流速相近,缺口大小用切去的弓形弦高占圆筒内直径的百分比来确定,缺口弦高h值,宜取0.2-0.45倍的壳体内直径。
切在管排中心线以下,或切于两排管孔的小桥之间。
取折流挡板间距h=0.3m。
计算截面积
S0=h×(D-ncd0)=0.3×(0.6-17×0.025)=0.0525m2
计算流速
u0=
雷诺数
Re0=
(>500)
摩擦系数
f0=5×
0.228=0.52
折流挡板数
NB=
可取30
管数损失
p1=Ff0nc(NB+1)
0
02
=0.5×0.52×17×(29+1)×994×0.632×0.5=26156.6Pa
缺口损失
p2=NB×(3.5-
0
02
=29×(3.5-
2=14301.3Pa
壳程损失
ps=(
p1+
p2)FSNS=(26156.6+14301.3)×1.15×1=46526.6Pa
经核算,管程和壳程的阻力损失均不超过50KPa,适用。
图4.1摩擦系数与Re、相对粗糙度的关系曲线
5核算传热系数
(1)管程给热系数α1。
以上已算出Re=11233,现在算Pr1
Pr1=
Nu1=0.023×112330.8×3.41780.3=57.84
α1=Nu1×
W/(m2·K)
(2)壳程给热系数α2。
Re0=21504.8
Pr0=
Nu0=0.023×21504.80.8×4.850.3=108.01
α2=108.01×0.626/0.025=2704.6W/(m2·K)
(3)传热系数。
按管外面积计算,略去管壁热阻。
=
1.83×10-3
所以,Ki=546W/(m2·K)
所需传热面积
A0=
m2
与换热器给出的面积102.8m2相比较,裕度接近11%。
从阻力损失和传热面积的核算看,原选的换热器适用。
设计结果汇总
名称
管程
壳程
换热器型式
固定管板式
使用材料
碳钢
碳钢
管子规格
Φ25×2.5
管数,根
222
管长,mm
6000
管间距,mm
32
中心排管数nc
17
管子排列方式
正三角形
折流挡板型式
弓形
折流挡板间距,mm
300
折流挡板切口高度
50%
壳体内径,mm
600
程数
4
1
流通面积,m2
0.0174
0.1
传热面积,m2
102.8
物料名称
精馏塔残油
井水
操作压力,MPa
0.64
46.5
操作温度,℃(进/出)
30/40
140/40
流量,kg/h
19000
11800
流速,m/s
0.31
0.63
热负荷,kw
1371.06
流体流动形式
逆流
对流传热系数,w/m2·k
1914.6
2704.6
总传热系数,w/m2·k
546
裕度
11%
压力降,Pa
6457.8
46526.6
设计评述
在设计计算时,可以灵活的运用书中所给出的公式,在计算方面没有太大的问题。
但是在选择换热器还有进行各方面的核算时,就出现了一些曲折。
我开始选的换热器裕度不够,第二次选的结果会好一些。
但是因为第一次选错了,所以核算的部分要完全重新开始。
从最初的温度选择与定性,到相关数据的估算与校对,每一步的差错都直接影响到最后的结果。
这个设计的优点是计算的严谨,设计的编写清楚,一目了然。
相关查阅的图谱都紧附其后,明显直观。
当然,在选型、选材方面,都做到一丝不苟。
最重要的是,认真对待的态度,让本设计简洁而具有意义。
同时,在设计中也存在很多问题。
对于选型方面,虽然我们态度真正,但由于经验不足,就出现了很多曲折。
对于选材方面,介于设计没有基础,选择范围狭小,有可能存在更好的方案。
验证核算之后问题或许能减少一些。
通过反复改正,整个换热器的设计才得以完成,个人比较满意。
参考文献
[1] 刘国钧,王连成.图书馆史研究[M].北京:
高等教育出版社,1979:
15-18,31.(专著:
[序号]主要责任者.文献题名[M].出版地:
出版者,出版年:
起止页码.)
[2]孙品一.高校学报编辑工作现代化特征[C].中国高等学校自然科学学报研究会.科技编辑学论文集
(2).北京:
北京师范大学出版社,1998:
10-22.(论文集:
[序号]主要责任者.文献题名[C]∥主编.论文集名.出版地:
出版者,出版年:
起止页码.)
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太原理工大学,1998.(学位论文:
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清华大学核能技术设计研究院,1997.(报告:
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报告会主办单位,年份.)
[5]姜锡洲.一种温热外敷药制备方案[P].中国专利:
881056078,1983-08-12.(专利文献:
[序号]专利所有者.专利题名[P].专利国别:
专利号,发布日期.)
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