硝基苯冷却毕业设计.doc

开开 封封 大大 学学 学生毕业设计学生毕业设计 设计题目设计题目 年产 11 万吨硝基苯冷却列管式换热器设 计 班级 班级 10 级应化三班 姓名 姓名 代亚杰 学号 学号 2010051228 指导教师 指导教师 石海洋 起止时间 起止时间 2013 年 3 月 1 日 2013 年 5 月 30 日 2 2013 年 5 月 30 日 目目 录录 摘 要 4 关键字 4 前言 5 一 毕业设计任务书 5 二 方案简介 6 列管换热器设计 硝基苯冷却 7 三 换热器简介 7 一 换热器类型的选择 7 1 固定管板式换热器 8 2 U 型管换热器 8 3 浮头式换热器 9 4 填料函式换热器 9 二 换热器流径的选择 10 三 材质的选择 11 四 管程结构 11 五 壳程结构与相关计算公式 12 四 方案设计 13 一 确定设计方案 13 1 选择换热器的类型 13 2 流动空间及流速的确定 14 3 确定物性数据 14 4 计算总传热系数 15 1 计算热流量 忽略热损失 15 2 平均传热温差 15 3 冷却水用量 15 4 总传热系数 K 15 5 计算传热面积 16 6 工艺结构尺寸 16 1 管径和管内流速及管长 16 2 管程数和传热管数 16 3 平均传热温差校正及壳程数 17 4 传热管排列和分程方法 17 5 壳体内径 18 6 折流板 18 7 接管 18 3 7 换热器核算 19 1 热量核算 19 2 换热器内流体的压力降 21 五 设计结果一览表 24 六 对设计的评述 25 七 参考文献 27 八 主要符号说明 28 4 摘摘 要要 简单介绍了换热器类型 结构特点 流径流速的选择及换热器设计步骤 并依据换热器设计步骤结合所要解决设计任务确定换热器的类型 流动空间 流速 及物性数据 通过计算初步确定换热器型号 再进一步进行验证 通过 资料的查阅和一系列计算最终得到结果 证明所得数据与初选型号数据相符 核算表明所设计换热器能完成换热任务 最后确定选用是单壳程双管程的固定 管板式换热器 关键字 关键字 固定管板式固定管板式换热器换热器 硝基苯硝基苯 循环水循环水 传热计算传热计算 5 前言前言 一 一 毕业设计任务书毕业设计任务书 一 一 设计题目设计题目 硝基苯液体冷却器的设计 二二 设计条件设计条件 1 处理能力处理能力 1 1 105 吨 年 2 设备型式设备型式 列管式换热器 3 操作条件操作条件 1 苯苯 入口温度 93 出口温度 50 2 冷却介质冷却介质 自来水 出入口温度自定 3 允许阻力压降允许阻力压降 10KPa 4 流体性质自行查取流体性质自行查取 6 二 二 方案简介方案简介 本设计任务是利用冷流体 水 给硝基苯降温 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 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 7 列管换热器设计列管换热器设计 硝基苯冷却硝基苯冷却 三 三 换热器简介换热器简介 换热器是实现将热能从一种流体传至另一种流体的设备 在化工 石油 动力 制冷 食品等行业中广泛使用 并占有十分重要的地位 由于生产条件 不同 所用的换热器的类型也是多种多样 不同类型的换热器各有优缺点 性 能各异 在换热器设计中 首先应根据工艺要求选择适用的类型 然后计算换 热所需传热面积 并确定换热器的结构尺寸 列管式换热器的应用已有很悠久的历史 它的结构简单 在相同的壳体直 径内 排管较多 比较紧凑 因此 它被当作一种传统的标准换热设备在很多 工业部门中大量使用 尤其在化工 石油 能源设备等部门所使用的换热设备 中 列管式换热器仍处于主导地位 为此本课题对这类换热器的工艺设计进行 了详细的介绍 换热器换热器 换热器是化工 石油 食品及其他许多工业部门的通用设备 在生产中占 有重要地位 由于生产规模 物料的性质 传热的要求等各不相同 故换热器 的类型也是多种多样 较为广泛的列管式换热器把管子按一定方式固定在管板上 而管板则安装在 壳体内 因此 这种换热器也称为管壳式换热器 常见的列管换热器主要有固 定管板式 带膨胀节的固定管板式 浮头式和 U 形管式等几种类型 一 一 换热器类型的选择换热器类型的选择 列管式换热器又称为管壳式换热器 是最典型的间壁式换热器 历史悠久 占据主导作用 主要有壳体 管束 管板 折流挡板和封头等组成 一种流体 在关内流动 其行程称为管程 另一种流体在管外流动 其行程称为壳程 管 8 束的壁面即为传热面 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大 传热效果好 结构坚固 可 选用的结构材料范围宽广 操作弹性大 因此在高温 高压和大型装置上多采 用列管式换热器 为提高壳程流体流速 往往在壳体内安装一定数目与管束相 互垂直的折流挡板 折流挡板不仅可防止流体短路 增加流体流速 还迫使流 体按规定路径多次错流通过管束 使湍流程度大为增加 列管式换热器中 由于两流体的温度不同 使管束和壳体的温度也不相同 因此它们的热膨胀程度也有差别 若两流体温差较大 50 以上 时 就可能 由于热应力而引起设备的变形 甚至弯曲或破裂 因此必须考虑这种热膨胀的 影响 根据列管式换热器的结构特点 主要分为以下四种 以下根据本次的设计 要求 介绍几种常见的列管式换热器 1 固定管板式换热器固定管板式换热器 这类换热器如图 1 1 所示 固定管办事换热器的两端和壳体连为一体 管 子则固定于管板上 它的结余构简单 在相同的壳体直径内 排管最多 比较 紧凑 由于这种结构式壳测清洗困难 所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体 当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时 用使用管子于管板的接 口脱开 从而发生介质的泄漏 2 U 型管换热器型管换热器 U 型管换热器结构特点是只有一块管板 换热管为 U 型 管子的两端固定 在同一块管板上 其管程至少为两程 管束可以自由伸缩 当壳体与 U 型环热 9 管由温差时 不会产生温差应力 U 型管式换热器的优点是结构简单 只有一 块管板 密封面少 运行可靠 管束可以抽出 管间清洗方便 其缺点是管内 清洗困难 哟由于管子需要一定的弯曲半径 故管板的利用率较低 管束最内 程管间距大 壳程易短路 内程管子坏了不能更换 因而报废率较高 此外 其造价比管定管板式高 10 左右 3 浮头式换热器浮头式换热器 浮头式换热器的结构如下图 1 3 所示 其结构特点是两端管板之一不与外 科固定连接 可在壳体内沿轴向自由伸缩 该端称为浮头 浮头式换热器的优 点是党环热管与壳体间有温差存在 壳体或环热管膨胀时 互不约束 不会产 生温差应力 管束可以从壳体内抽搐 便与管内管间的清洗 其缺点是结构较 复杂 用材量大 造价高 浮头盖与浮动管板间若密封不严 易发生泄漏 造 成两种介质的混合 4 填料函式换热器填料函式换热器 填料函式换热器的结构如图 1 4 所示 其特点是管板只有一端与壳体固定 连接 另一端采用填料函密封 管束可以自由伸缩 不会产生因壳壁与管壁温 差而引起的温差应力 填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单 制 10 造方便 耗材少 造价也比浮头式的低 管束可以从壳体内抽出 管内管间均 能进行清洗 维修方便 其缺点是填料函乃严不高 壳程介质可能通过填料函 外楼 对于易燃 易爆 有度和贵重的介质不适用 故所首选列管式换热器作为设计基础 二 二 换热器流径的选择换热器流径的选择 在具体设计时考虑到尽量提高两侧传热系数较小的一个 使传热面两侧传 热系数接近 在运行温度较高的换热器中 应尽量减少热量损失 而对于一些 制冷装置 应尽量减少其冷量损失 管 壳程的决定应做到便于清洗除垢和修 理 以保证运行的可靠性 参考标准 1 不洁净和易结垢的流体宜走便于清洗管子 2 腐蚀性的流体宜走管内 以免壳体和管子同时受腐蚀 而且管子也便于清洗 和检修 3 压强高的流体宜走管内 以免壳体受压 其中冷却介质循环水操作压力高 宜走管程 4 饱和蒸气宜走管间 以便于及时排除冷凝液 且蒸气较洁净 冷凝传热系数 与流速关系不大 5 被冷却的流体宜走壳程 便于散热 增强冷却效果 6 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内 因管程流通面积常小 于壳程 且可采用多管程以增大流速 11 7 粘度大的液体或流量较小的流体 宜走壳程 因流体在有折流挡板的壳程流 动时 由于流速和流向的不断改变 在低 Re Re 100 下即可达到湍流 以 提高对流传热系数 8 若两流体的温度差较大 传热膜系数较大的流体宜走壳程 因为壁温接近传 热膜系数较大的流体温度 以减小管壁和壳壁的温度差 综合考虑以上标准 确定硝基苯应走壳程 水走管程 三 三 材质的选择材质的选择 列管换热器的材料应根据操作压强 温度及流体的腐蚀性等来选用 在高 温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降 同时具有耐热性 高强度及耐 腐蚀性的材料是很少的 目前 常用的金属材料有碳钢 不锈钢 低合金钢 铜 和铝等 非金属材料有石墨 聚四氟乙烯和玻璃等 根据实际需要 可以选择 使用不锈钢材料 四 四 管程结构管程结构 换热管管板上的排列方式有正方形直列 正方形错列 三角形直列 三角 形错列和同心圆排列 如下图所示 a 正方形直列 b 正方形错列 c 三角形直列 d 三角形错列 e 同心圆排列 12 正三角形排列结构紧凑 正方形排列便于机械清洗 对于多管程换热器 常采用组合排列方式 每程内都采用正三角形排列 而在各程之间为了便于安 装隔板 采用正方形排列方式 管板的作用是将受热管束连接在一起 并将管程和壳程的流体分隔开来 管板与管子的连接可胀接或焊接 五 五 壳程结构与相关计算公式壳程结构与相关计算公式 介质流经传热管外面的通道部分称为壳程 壳程内的结构 主要由折流板 支承板 纵向隔板 旁路挡板及缓冲板等元件组成 由于各种换热器的工艺性能 使用的场合不同 壳程内对各种元件的设置形式亦不同 以此来满足设计的要求 各元件在壳程的设置 按 其不同的作用可分为两类 一类是为了壳侧介质对传热管最有效的流动 来提高换热设备 的传热效果而设置的各种挡板 如折流板 纵向挡板 旁路挡板等 另一类是为了管束的 安装及保护列管而设置的支承板 管束的导轨以及缓冲板等 壳体是一个圆筒形的容器 壳壁上焊有接管 供壳程流体进人和排出之用 直径小于 400mm 的壳体通常用钢管制成 大于 400mrn 的可用钢板卷焊而成 壳体材料根据工作温 度选择 有防腐要求时 大多考虑使用复合金属板 介质在壳程的流动方式有多种型式 单壳程型式应用最为普遍 如壳侧传热膜系数远 小于管侧 则可用纵向挡板分隔成双壳程型式 用两个换热器串联也可得到同样的效果 为降低壳程压降 可采用分流或错流等型式 壳体内径 D 取决于传热管数 N 排列方式和管心距 t 计算式如下 单管程 D t nc 1 2 3 d0 式中 t 管心距 mm d0 换热管外径 mm nc 横过管束中心线的管数 该值与管子排列方式有关 正三角形排列 正方形排列 多管程 05 1 NtD 式中 N 排列管子数目 管板利用率 正角形排列 2 管程 0 7 0 85 13 4 管程 0 6 0 8 正方形排列 2 管程 0 55 0 7 4 管程 0 45 0 65 壳体内径 D 的计算值最终应圆整到标准值 在壳程管束中 一般都装有横向折流板 用以引导流体横向流过管束 增加流体速度 以增强传热 同时起支撑管束 防止管束振动和管子弯曲的作用 折流板的型式有圆缺型 环盘型和孔流型等 圆缺形折流板又称弓形折流板 是常用的折流板 有水平圆缺和垂直圆缺两种 切缺 率 切掉圆弧的高度与壳内径之比 通常为 20 50 垂直圆缺用于水平冷凝器 水平再沸 器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等 垂直圆缺时 不凝气不能在折流板顶部 积存 而在冷凝器中 排水也不能在折流板底部积存 弓形折流板有单弓形和双弓形 双 弓形折流板多用于大直径的换热器中 折流板的间隔 在允许的压力损失范围内希望尽可能小 一般推荐折流板间隔最小值 为壳内径的 1 5 或者不小于 50 mm 最大值决定于支持管所必要的最大间隔 壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命 当加热蒸汽或高 速流体流入壳程时 对换热管会造成很大的冲刷 所以常将壳程接管在入口处加以扩大 即将接管做成喇叭形 以起缓冲的作用 或者在换热器进口处设置挡板 四 四 方案设计方案设计 某厂在生产过程中 需将硝基苯液体从 93 冷却到 50 处理能力为 1 1 105吨 年 冷却介质采用自来水 入口温度 25 出口温度 35 要求换 热器的管程和壳程的压降不大于 10kPa 试设计能完成上述任务的列管式换热 器 每年按 300 天 每天 24 小时连续运行 一 一 确定设计方案确定设计方案 1 选择换热器的类型选择换热器的类型 两流体温度变化情况 热流体进口温度 93 出口温度 50 冷流体 冷流体进口温度 25 出口温度 35 14 从两流体温度来看 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 流动空间及流速的确定流动空间及流速的确定 由于硝基苯的粘度比水的大 因此冷却水走管程 硝基苯走壳程 另外 这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热 提高冷却效果 同时 在此选择逆流 选用 25 2 5 的碳钢管 管内流速取 ui 0 5m 3 确定物性数据确定物性数据 定性温度 可取流体进口温度的平均值 壳程硝基苯的定性温度为 5 71 2 5093 T 管程流体的定性温度为 35 2 3525 t 根据定性温度 分别查取壳程和管程流体的有关物性数据 硝基苯在 71 5 下的有关物性数据如下 密度 o 1154 kg m3 定压比热容 cpo 1 558kJ kg 导热系数 o 418 4 30 9 10 5 0 129 W m 粘度 o 0 000979 Pa s 冷却水在 30 下的物性数据 密度 i 995 7kg m3 定压比热容 cpi 4 174 kJ kg 15 导热系数 i 0 6176W m 粘度 i 0 0008007 Pa s 4 计算总传热系数计算总传热系数 1 计算热流量 计算热流量 忽略热损失忽略热损失 hkgq 15278243001000101 1 5 KWhkgtqCQ P 3 284 332 10235345093558 1 15278 0 2 平均传热温差 平均传热温差 252550 583593 122 211 tTt tTt 3 39 2550 3593 ln 2550 3593 ln t 2 1 21 t t tt m 3 冷却水用量 冷却水用量 hg Q Q k 7 24521 2535174 4 21023534 33 tc ipi 1 4 总传热系数 总传热系数 K 管程传热系数 4 5 618 0 0008007 0 10174 4 12435 0008007 0 7 9955 002 0 pud 3 i ii2 e i ipi r uC P R 4 0 i ipi 8 0 i i i c Re d 023 0 16 4 0 3 8 0 618 0 0008007 0 104 174 12435 02 0 618 0 023 0 m 4 2635 W 壳程传热系数 假设壳程的传热系数 o 290 W m2 污垢热阻 Rsi 0 000344 m2 W Rso 0 000172 m2 W 管壁的导热系数 45 W m o so m 1 2 1 si 2i 1 1 d bd d d d d 1 RR K 290 1 000712 0 0225 0 45 025 0 0025 0 020 0 025 0 000344 0 020 0 4 2635 025 0 1 m 197W 5 计算传热面积计算传热面积 2 3 m 7 36 1 37197 1032 284 t m K Q S 考虑 15 的面积裕度 2 21 42 7 3615 1 15 1 mSS 6 工艺结构尺寸工艺结构尺寸 1 管径和管内流速及管长 管径和管内流速及管长 选用 25 2 5 传热管 碳钢 取管内流速 ui 0 5m s 选用管长为 6m 17 2 管程数和传热管数 管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 根90 6025 0 14 3 21 42 Ld1 s S N 按单程管计算其流速为 sm Q 24 0 4 9002 0 14 3 7 9953600 7 24521 4 Nd 7 9953600 u 2 s 2 2 1 按单管程设计 流速过小 宜采用多管程结构 则该换热器管程数为 管程 2 24 0 5 0 u ui p N 传热管总根数 N 90 根 3 平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 3 4 2535 5093 2 21 tt TT R 17 0 3593 2535 11 12 tT TT P 按单壳程 双管程结构 温差校正系数应查有关图表 可得90 0 t 平均传热温差 故不需热补偿Ctm 50 4 35 3 3990 0 t tm 18 4 传热管排列和分程方法 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 t 1 25 d0 则 t 1 25 25 31 25 32 mm 横过管束中心线的管数 根11 4 10901 1 C N 得到各程之间可排列 11 支管 即正六边形可排 6 层 则实际排管数设为 102 根 其中 4 根拉杆 则实际换热器为 98 根 5 壳体内径 壳体内径 采用多管程结构 取管板利用率 0 7 则壳体内径为 mm 5 397 7 0 98 3205 1 t05 1 N D 圆整可取 D 400mm 6 折流板 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 25 400 100mm 故可取 h 100 mm 取折流板间距 B 0 5D 则 B 0 5 400 200mm 可取 B 为 200 折流板数 NB 传热管长 折流板间距 1 3000 200 1 14 块 折流板圆缺面水平装配 7 接管 接管 壳程流体进出口接管 取接管内硝基苯流速为 u 1 0 m s 则接管内径为 19 m068 0 0 114 3 11543600 152784 u 4 d V 取标准管径为 108 mm 11mm 管程流体进出口接管 取接管内冷却水流速 u 1 5 m s 则接管内径为 m076 0 5 114 3 7 9953600 7 245214 d 取 76mm 6 5mm 无缝钢管 7 换热器核算换热器核算 1 热量核算 热量核算 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板 可采用凯恩公式 14 0 w 3 1 55 0 o e o re d 36 0 PR 当量直径 由正三角形排列得 m020 0 025 0 14 3 025 0 4 032 0 2 3 4 42 3 4 22 1 2 1 2 d dt de 壳程流通截面积 m0175 0 032 0 025 0 14 02 0 t d 1 1 o BDS 壳程流体流速及其雷诺数分别为 20 8 4950 000979 0 115421 0 02 0 e m21 0 0175 0 11543600 15278 u o o R s 普兰特准数 8 11 129 0 000979 010558 1 r 3 P 粘度校正 1 14 0 w 23 155 0 o m 97 5691 8 11 8 4950 02 0 129 0 36 0 W 管程对流传热系数 4 08 0 i i re d 023 0 PR 管程流通截面积 22 i m0154 0 2 9802 0 785 0 S 管程流体流速 6 11042 0008007 0 3 994444 0 02 0 Re s m444 0 0154 0 3 9943600 7 24521 u i i 普兰特准数 21 24 08 0 3 0 23906 5 6 11042 02 0 618 0 023 0 4 5 618 0 0008007 0 1024 4 r mW P 传热系数 K 2 o so m 1 2 1 i 2 1 m 4 291 97 569 1 000712 0 0225 0 45 025 0 0025 0 020 0 025 0 000344 0 020 0 0 2390 025 0 1 1 d bd d d d d 1 W RR K 传热面积 S 2 3 m 83 24 3 39 4 291 1032 284 t m K Q S 该换热器的实际传热面积 Sp 2 1p m25 30119806 0 6025 0 14 3 ld NS 该换热器的面积裕度为 8 21 83 24 83 2425 30 100 p S SS H 传热面积裕度合适 该换热器能够完成生产任务 22 2 换热器内流体的压力降换热器内流体的压力降 管程流动阻力 Pi P1 P2 FtNsNp Ns 1 Np 2 Ft 1 5 2 u 2 u d l 2 i 2 2 i i1 ii PP 由 Re 11042 6 传热管相对粗糙度 0 01 20 0 005 查莫狄图得 i 0 037 W m 流速 ui 0 444m s 所以 3 7 995mkg i ak10a 3 251725 1 4 294 7 544 a4 294 2 444 0 7 995 3 a 7 544 2 444 0 7 995 02 0 3 037 0 i 2 2 2 1 PPP PP PP 管程压力降在允许范围之内 壳程压力降 1 1 2 1o FtNs FtNsPPP 流体流经管束的阻力 23 PaP uNn f F u NnFfP oBc o o Bco 2 2513 2 21 0 1154 129 115986 0 5 0 21 0 29 11 5986 0 6 110425 5 0 2 1 2 1 228 0 2 1 流体流过折流板缺口的阻力 ak104358118 1844 2 2513 a 7 736 2 21 0 1154 4 0 2 02 5 3 14 2 2 5 3 4 0 2 0 2 2 5 3 o 22 2 2 2 PPaP P u D B NP mDmB u D B NP o B o B 总压力降 壳程压力降也比较适宜 24 五 五 设计结果一览表设计结果一览表 换热器形式 固定管板式 换热面积 m2 30 25 工艺参数 名称管程壳程 物料名称冷却水硝基苯 操作压力 Pa未知未知 操作温度 25 3593 50 流量 kg h 24521 715278 流体密度 kg m3 995 71154 流速 m s 0 4440 21 传热量 kW 284 3 总传热系数 W m2 K 291 4 传热系数 W m2 2390 0569 97 污垢系数 m2 K W 0 0003440 000172 阻力降 Pa 2517 34358 程数 21 推荐使用材料碳钢碳钢 管子规格 25 2 5 管数 98管长 mm 6000 管间距 mm 32 排列方式正三角形 折流板型式上下间距 mm 200 切口高度 25 壳体内径 mm400保温层厚度 mm未知 表格 1 25 六 六 对设计的评述对设计的评述 考虑到实际成产中物料本身的性质及化工生产的经济性等问题 本次设计 主要采用列管式换热器 对换热器并联逆流操作 首先 由于列管式换热器具 有结垢简单 坚固耐用 适用性强 制造材料广泛等独特有点 因而在换热设 备中仍占有重要的地位 特别是在高温 高压和大型换热设备中仍占绝对优势 故本次设计采用列管式换热器 总的来说 根据所求的数据结果可以看出所确 定的实验方法还是可以实行的 课程设计需要学生自己作出决策 自己确定实验方案 选择流程 查取资 料 进行过程和设备的计算 并要对自己的选择作出论证和核算 经过反复的 分析比较 择优选定最理想的方案和合