苯冷却器设计.doc

河西学院化工原理课程设计化工原理课程设计任务书一、设计题目苯冷却器的设计二、设计任务及操作条件1.设计任务处理能力：100000 吨/年操作周期：7200小时/年2.操作条件苯：入口温度80，出口温度40。冷却介质：循环水，入口温度25。允许压强降：不大于50KPa。3.设备型式：管壳式换热器 4.厂址：张掖地区 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.管壳式换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积3.管壳式换热器的主要结构尺寸设计4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.绘制流程图及换热器设备工艺条件图7.对本设计进行评述II目录1设计概况11.1热量传递的概念与意义11.2化学工业与热传递的关系11.3传热的基本方式11.4换热器的种类21.4.1间壁式换热器的类型21.4.2混合式换热器31.4.3蓄热式换热器41.5列管式换热器设计一般要求41.6流体通道的选择原则41.7管壳式换热器的简介52试算并初选换热器规格62.1选择换热器类型62.2流体流动途径的确定62.3确定流体的定性温度62.4计算热负荷和冷却水流量72.5计算两流体的平均温度差73工艺结构尺寸计算83.1管径和管内的流速93.2管程数和传热管数93.3壳体内径93.4传热管排列和分程方法103.5折流板:103.6接管104核算总传热系数114.1计算管程对流传热系数114.2计算壳程对流传热系数124.3确定污垢热阻124.4总传热系数124.5核算传热面积135 核算压强降135.1计算管程压强降135.2计算壳程压强降136设计结果一览表157设计评述158参考文献169附录179.1经验公式179.2符号说明179.3设备流程图及装配图19河西学院化工原理课程设计1设计概况1.1热量传递的概念与意义1) 热量传递的概念热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。1.2化学工业与热传递的关系化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题。由此可见，传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学士热力学的扩展。1.3传热的基本方式根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式：1）热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。2）热对流（简称对流）流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。热对流仅发生在流体中，产生原因有二：一是因流体中各处温度不同而引起密度的差别，使流体质点产生相对位移的自然对流；二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动的强制对流。此外，流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程，即是热由流体传到固体表面（或反之）的过程，通常称为对流传热。3）热辐射 因热的原因而产生的电磁波在空间的传递称为热辐射。热辐射的特点是：不仅有能量的传递，而且还有能量的转移。1.4换热器的种类换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类，即间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。1.4.1间壁式换热器的类型1) 夹套式换热器这种换热器是在容器外壁安装夹套制成，结构简单；但其加热面受容器壁面限制，传热系数也不高。为提高传热系数且使釜内液体受热均匀，可在釜内安装搅拌器。当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时，亦可在夹套中设置螺旋隔板或其它增加湍动的措施，以提高夹套一侧的给热系数。为补充传热面的不足，也可在釜内部安装蛇管。夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。2) 沉浸式蛇管换热器这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状，并沉浸在容器内的液体中。蛇管换热器的优点是结构简单，能承受高压，可用耐腐蚀材料制造； 其缺点是容器内液体湍动程度低，管外给热系数小。为提高传热系数，容器内可安装搅拌器。3) 喷淋式换热器这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上，热流体在管内流动，冷却水从上方喷淋装置均匀淋下，故也称喷淋式冷却器。喷淋式换热器的管外是一层湍动程度较高的液膜，管外给热系数较沉浸式增大很多。另外，这种换热器大多放置在空气流通之处，冷却水的蒸发亦带走一部分热量，可起到降低冷却水温度，增大传热推动力的作用。因此，和沉浸式相比，喷淋式换热器的传热效果大有改善。4) 套管式换热器套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管，并由U形弯头连接而成。在这种换热器中，一种流体走管内，另一种流体走环隙，两者皆可得到较高的流速，故传热系数较大。另外，在套管换热器中，两种流体可为纯逆流，对数平均推动力较大。套管换热器结构简单，能承受高压，应用亦方便(可根据需要增减管段数目)。特别是由于套管换热器同时具备传热系数大，传热推动力大及能够承受高压强的优点，在超高压生产过程(例如操作压力为3000大气压的高压聚乙烯生产过程)中所用的换热器几乎全部是套管式。5) 管壳式换热器管壳式(又称列管式) 换热器是最典型的间壁式换热器。管壳式换热器主要有壳体，管束，管板和封头等部分组成，壳体多呈圆形，内部装有平行管束，管束两端固定于管板上，在管壳换热器内进行换热的两种流体，一种在管内流动，其行程称为管程；一种在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。为提高管外流体给热系数，通常在壳体内安装一定数量的横向折流档板，折流档板不仅可防止流体短路，增加流体速度，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。常用的档板有圆缺形和圆盘形两种，前者应用更为广泛。流体在管内每通过管束一次称为一个管程，每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体的速度，可在两端封头内设置适当隔板，将全部管子平均分隔成若干组。这样，流体可每次只通过部分管子而往返管束多次，称为多管程。同样，为提高管外流速，可在壳体内安装纵向档板使流体多次通过壳体空间，称多壳程。在管壳式换热器内，由于管内外流体温度不同，壳体和管束的温度也不同。如两者温差很大，换热器内部将出现很大的热应力，可能使管子弯曲，断裂或从管板上松脱。因此，当管束和壳体温度差超过50时，应采取适当的温差补偿措施，消除或减小热应力。1.4.2混合式换热器混合式热交换器是依靠冷、热流体直接接触而进行传热的，这种传热方式避免了传热间壁及其两侧的污垢热阻，只要流体间的接触情况良好，就有较大的传热速率。故凡允许流体相互混合的场合，都可以采用混合式热交换器，例如气体的洗涤与冷却、循环水的冷却、汽-水之间的混合加热、蒸汽的冷凝等等。它的应用遍及化工和冶金企业、动力工程、空气调节工程以及其它许多生产部门中。1.4.3蓄热式换热器蓄热式换热器用于进行蓄热式换热的设备。内装固体填充物，用以贮蓄热量。一般用耐火砖等砌成火格子（有时用金属波形带等）。换热分两个阶段进行。第一阶段，热气体通过火格子，将热量传给火格子而贮蓄起来。第二阶段，冷气体通过火格子，接受火格子所储蓄的热量而被加热。这两个阶段交替进行。通常用两个蓄热器交替使用，即当热气体进入一器时，冷气体进入另一器。常用于冶金工业，如炼钢平炉的蓄热室。也用于化学工业，如煤气炉中的空气预热器或燃烧室，人造石油厂中的蓄热式裂化炉。1.5列管式换热器设计一般要求1) 根据换热任务和有关要求确定设计方案；2) 初步确定换热器的结构和尺寸；3) 核算换热器的传热面积和流动阻力；4) 确定换热器的工艺结构。1.6流体通道的选择原则1) 不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；2) 腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗；3) 高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；4) 饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；5) 被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；6) 有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；7) 粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re1530壳程0.21.50.5315表3 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度液体名称乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允许速度/（m/s)12315001500500500100100353511最大流速（m/s）0.60.751.11.51.82.43.1管径和管内的流速选用192mm，L= 2m的列管，由流速范围可设ui=0.6m/s3.2管程数和传热管数由V=ui4di2ni可求得单管程管子根数：ni=Vui4di2=6.76995.70.63.1440.0152=64S0=QK0tm=282.110345027.3=22.96m2考虑到15%面积裕度：S0=1.15S0=1.1522.96=26.404m2则按单管程计算,所需的传热管长数为: Li=S0d0ni=26.4043.140.01964=6.915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= 2m，则该换热器管程数为： Np=LIL=6.9152=3.46圆整为：43.3壳体内径采用多管程结构，取管板利用率=0.7则壳体内径：D=1.05an=1.05242560.7=481.9mm圆整后取500mm3.4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。取管心距a=1.25d0 则a=1.250.019=23.75mm（约等于24mm）横穿过管束中心线管数 Nc=1.1n=1.1256=17.6将这些管子进行排列有图如下：图3 正三角形排列3.5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=0.25500=150mm 取圆整后150mm取折流板间距B=0.3D,则B=0.3500=150mm，可取B为150mm折流板数Nb=传热管长折流板间距-1=2000150-1=13块折流板圆缺面水平装配。3.6接管 换热器中流速u的经验值可取为：对液体u=1.5-2m/s对蒸汽u=20-50m/s壳体流体进出口，出口接管内苯流速为u=1.5m/s则接管内径为：d1=4Vu=43.858836.63.141.5=63mm70mm3.5mm管程流体进出口，出口接管内循环水流速为u=1.5m/s则接管内径为：d2=4Vu=46.76995.73.141.5=76mm80mm1.5mm据此初选固定管板式换热器规格尺寸为下表：图5 工艺尺寸壳 径 D500mm管 子 尺 寸192mm管 程 数 4管 长L2m管子总数 n256管子排列方法正三角形4核算总传热系数4.1计算管程对流传热系数iAi=25643.1440.0152=0.011304m2ui=Vssi=6.76997.50.011304=0.6ms与假设相合适 Re=diui=0.015997.50.60.800710-3=11212Pri=Cp=4.1741030.800710-30.6176=5.411图4 壳程摩擦系数f与Re的关系所以：i=0.023diRe0.8Pri0.4水被加热 =0.0230.61760.015112120.85.4110.4=32314.2计算壳程对流传热系数 0换热器中心附近管排中流体流通截面积为： S0=BD1-d0t=0.150.51-0.0190.024=0.01563m2由正三角形排列得：de=432t2-4d02d0=4320.0242-3.1440.01923.140.019=0.0144 u0=VSS0=3.858836.60.01563=0.3msReo=deuoo=0.01440.3836.60.38110-3=9486Pro=Cpoo=1.8281030.38110-30.151=4.6120=0.36deRe0.55Pro13w0.14=0.360.1510.014494860.554.612131=962.54.3确定污垢热阻 管内、外侧污垢热阻分别取为： Rsi=0.00017m2w苯， Rso=0.00017m2w水4.4总传热系数K0因为苯为有机物，管子材料选用不锈钢，取其导热系数为w=45wm2，总传热系数为： K0=110+Rso+Rsidodi+bdodm+doidi =11962.5+0.00017+0.000170.0190.015+0.0020.019450.017+0.01932310.015 =11.86610-3=535.9Wm2由计算得K0K=535.9450=1.20(在1.15-1.25范围内)4.5核算传热面积实际传热面积S0=ndL=（256-18）3.140.019（2-0.06）=27.55m2传热面积S=QK0tm=282100535.924.44=21.54m2该换热器的面积裕度为H=S0-SS100%=27.55-21.5421.54100%=27.9%由前面计算可知，该型号换热器，总传热系数为535.9W/m2，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的S0为27.55m2其面积裕度为27.9%故所选择的换热器是合适，能够完成生产任务。5 核算压强降5.1计算管程压强降Pi=P1+P2FtNPNs前面已算出：ui=0.6ms Ft=1.5 NS=1 NP=4P1=ldu22=0.039995.70.62220.015=932PaP2=3ui22=3995.70.622=537.7PaPi=932+537.7141.5=8818.2Pa50KPa5.2计算壳程压强降P0=P1+P2FtNs其中Fs=1.15,NS=1 P1=Fsf0ncNB+1u022管子为正三角形排列，取F=0.4f0=5.09486-0.228=0.62 P3=FfoncNB+1u22 =0.459486-0.22817.613+1836.60.322=2300.5Pa P4=NB3.5-2hDu22 =133.5-20.150.5836.60.322=1419.3Pa P=P3+P4FtNs=2300.5+1419.31.51=5579.7Pa50KPa由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强均满足题目要求，故所选换热器合适。6设计结果一览表项 目管程（循环水）壳程（苯）流量，Kg /s6.763.858温度，（进/出）25/3580/40物性定性温度，3060密度，Kg /m3995.7836.6比热，KJ/4.1741.828粘度，Pas0.800710-30.31810-3导热系数，KJ/m0.61760.151普兰特数5.4114.612结构参数壳体内径，mm500台数1管径，mm 192壳程数1管长，m2管心距，mm 24管数256管子排列正三角形排列传热面积，m224.86折流板数13管程数4折流板距，m0.15材质碳钢管主要计算结果管程壳程流速，m/s0.60.3污垢热阻,(m2)/W1.71041.7104压力降Pa88185579.77设计评述通过本次课程设计，我对换热器的结构、性能都有了一定的了解，同时，在设计过程中，我也掌握了一定的工艺计算方法。换热器是化工厂中重要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此，选择合适的换热器是相当重要的。在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设计是要通过反复计算，对各项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的设计，为此，设计时应考虑很多方面的因素。首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数不合适，使规定条件下的计算结果与初设值的比值不在要求范围内，因此，经过多次计算，才选择到合适的K值为450W/（m2）计算结果为535.9（W/m2），核算为比为1.20，满足要求。其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，通过分析操作要求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。再次，从压强降来看，管程约为8818Pa，壳程约为5579.7Pa，都低于要求值（50KPa），因此，可适当加大流速，从而加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低污垢热阻，然而，流速增加，流动阻力也会随之增大，动力消耗就增多，因此，作出经济衡算在确定流速时是相当重要的。此外，其他因素（如加热和冷却介质用量，换热器的检修和操作等），在设计时也是不可忽略的。根据操作要求。在检修和操作方面，固定管板式换热器由于两端管板和壳体连接成一体，因此不便于清洗和检修。本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其他各项问题，但它们之间是相互矛盾的。如：若设计换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能使总传热系数或压强降减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限制，且换热器的造价也提高了。因此，只能综合考虑来选择相对合适的换热器。然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。在设计的过程中我发现板式换热器采用同一板片组成不同几何尺寸和形状的流道（非对称流道）解决了两侧水流量不等的问题，同时与对称结构相比具有相同的耐压性和使用寿命。总之，通过本次设计，我发现自己需要继学习的知识还很多，我将会认真请教老师，不断提高自己的知识水平，扩展自己的知识面。8参考文献1 夏清 贾绍义化工原理第二版(上册)M.天津：天津大