化工原理 柴油 换热器的选型.doc

目录前言.(1)化工原理课程设计任务书.(2)第一章 符号说明.(3)第二章 任务分析(4)第三章 方案确定(4)第四章 心得体会(14)前言列管式换热器是目前化工及酒精生产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。列管式换热器的种类主要有固定管板式换热器和浮头式换热器等。固定管板式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6070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。浮头式换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。化工原理课程设计任务书一、设计题目：换热器选型设计二、设计所需基础数据：换热介质 原油 煤油流量 kg/h 104 104入口温度 110 出口温度 125三、定性温度下有关物性参数：密度 kg/m3 800 600比热 J/kgK 2300 2700粘度 Pas 4.410-3 0.610-3导热系数 w/mk 0.129 0.133允许压降 KPa 100 100垢阻 m2K/w 0.0006 0.0003四、设计要求：1.进行传热计算和压降计算2.确定换热器的最佳型号及台数。3.对设计结果进行分析讨论。4.画出设备结构示意图并标出主要工艺参数。第一章 符号说明16英文字母A流通面积，m2；b厚度，m；cp定压比热容，J/(kg)；d管径，m；D换热器壳径，m；h挡板间距，m；K总对流传热系数Wm-2K-1；L长度，m；n管数；N程数；Q热负荷，W；t冷流体温度，；T热流体温度, ；t管心距，mm；希腊字母对流传热系数，Wm-2K-1；有限差值；管壁粗糙度，mm；导热系数，Wm-1K-1；粘度，Pas；密度，kgm-3；温度校正系数；下标 c冷流体；e当量； h热流体；i管内；o管外； m平均； s污垢； B隔板； p管程； s壳程；第二章 任务分析由前面的课程设计任务书可知，本次的换热任务为原油和煤油进行换热，原油为冷流体，煤油为热流体，由他们的物性参数比较可以看出，原油的粘度约为煤油的7倍左右，且为被加热流体，所以应该安排原油走壳程，煤油走管程这样不仅可以减少热损失，也容易使原油达到湍流流动，传热效果更好。第三章 方案确定3.1计算热负荷和冷却介质的出口温度Q=WhCph(T1-T2)=6.81042700(205-125)/3600=4080000w所以 t2-t1= Q/(WCCP)=4080000600/(1200002300)=53.22 t2=163所以 tm， =(t2 t1 )/lnt2 /t1 =(205-163)(125-110)/ln(42/15)=26P= (t2-t1 )/(T1-t1)=(163-110)/(205-125)=0.56,R=(T1-T2)/(t2-t1)=(205-125)/(163-110)=1.5 所以查化工原理教材 本次设计书所说化工原理教材均指化工原理 上册/夏清，陈常贵主编.天津；天津大学出版社，2005.1 ISBN978-7-5618-2086-5P233图419得当为一壳程和二壳程时 t均小于0.8，故取t =0.94（三壳程） tm =ttm，=0.9426=24.443.2初选换热器规格，假设K=210 Wm-2K-1所以 S=Q/(Ktm) =4080000/(21024.44)=794.95 m2由于 TM-tm =（205+125）/2（163+110）/2=28.5据此，由换热器系列标准选定G800-2.5-254（方案一）型换热器和F1000-2.5-270（方案二）。表1-1 基本参数项目方案一方案二壳径/mm8001000公称压力/KPa2.52.5公称面积/m2254270管程数44管子尺寸/mm192252.5管长/mm60006000管子总数722588管子排列方式正三角形转角正方形管子中心距/mm25323.2.1 方案一实际传热面积S=ndLNp=7223.140.019(6-0.1)3=762.42 m2若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数:K0 =Q/(tmS0)=4080000/(762.4224.44)=218.96 Wm-2K-1(1)核算压强降 管程压强降 Pi=（P1+P2）FtNpNs,其中由化工原理教材知对19mm2mm结垢校正因子Ft=1.5，管程数Np=4. 管程流通面积Ai=/4di2 n/Np=3.14/40.0152 722/4=0.0319m2 ui=Vs/Ai=68000/(36006000.0319)=0.99m/s Rei =diui/=0.0150.99600/0.0006=14850(湍流) 设该管壁粗糙度=0.1mm, / di =0.1/15=0.007,由此查化工原理教材P54图127-Re关系图得=0.034 所以P1=L/du2/2=0.0346/0.0156000.992/2=3998Pa P2 =3u2/2=36000.992/2=882Pa 则Pi=（3998+882）1.543=87.84kPa500时，fo =5.0Re-0.228=5.02073-0.228=0.88所以 P1 =0.50.8830（19+1）8000.62/2=24kPaP2=NB(3.5-2h/D) uo2/2=19(3.5-20.3/0.8)8000.62/2=5.24kPaPo=(24+5.24)1.153=99.88kPa100kPa(2)核算总传热系数 管程对流传热系数iRei =14850（湍流）Pri =Cp/=27000.0006/0.133=12.18i =0.023/di Rei0.8 Pri0.3 =0.0230.133/0.015148500.812.180.3 =938.78 Wm-2K-1壳程对流传热系数o 取换热器列管中心距t=25mm，则流体通过管间的最大截面积为:Ao =hD（1-do/t）=0.30.8(1-0.019/0.025)=0.0576 m2uo =Vs/Ao =120000/(36008000.0576)=0.72m/sde =4(3/2t2 /4 do2)/ do= 4(3/20.0252 /4 0.0192)/3.14/0.019=0.017mReo =deuo/=0.0170.72800/0.0044=2225Pri =Cp/=23000.0044/0.129=78.45由化工原理教材知壳程中原油被加热取（/w）0.14 =1.05由凯恩公式：o =0.36/de Reo0.55 Pro(1/3) （/w）0.14 =0.360.129/0.017 22250.55 78.45(1/3)1.05=751.52 Wm-2K-1污垢热阻（由任务书得） Rsi=0.0003 m2KW-1，Rso=0.0006 m2KW-1总传热系数Ko总传热系数Ko=1/(1/o+ Rso+ do Rso/ Rsi+ do/i di+bdo/dm)=1/(1/751.52+0.0006+0.000319/15+19/938.78/15+0.00219/17/45) =261.43 Wm-2K-1有前面计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为218.96 Wm-2K-1，在规定的流动条件下，计算出的Ko为261.43 Wm-2K-1，Ko/Ko =261.43/218.96=1.19故所选择的换热器是合适的，安全系数为 （261.43-218.96）/218.96100%=19.4% 实际传热面积S=ndLNp=5643.140.025(6-0.1)3=783.65 m2若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数:K0 =Q/(tmS0)=4080000/(783.6524.44)=213 Wm-2K-13.2.2方案二(1)核算压强降 管程压强降 Pi=（P1+P2）FtNpNs,其中由化工原理教材知对25mm2.5mm结垢校正因子Ft=1.4，管程数Np=4. Ns=3. 管程流通面积Ai=/4di2 n/Np=3.14/40.022 588/4=0.0462m2 ui=Vs/Ai=68000/(36006000.0462)=0.68m/s Rei =diui/=0.020.68600/0.0006=13600(湍流) 设该管壁粗糙度=0.1mm, / di =0.1/25=0.004,由此查化工原理材P54图127-Re关系图得=0.031 所以P1=L/du2/2=0.0316/0.0256000.682/2=1290Pa P2 =3u2/2=36000.682/2=416Pa 则Pi=（1290+416）1.543=30kPa500时，fo =5.0Re-0.228=5.02318-0.228=0.54所以 P1 =0.40.5429（19+1）8000.512/2=13kPa P2=NB(3.5-2h/D) uo2/2=19(3.5-20.3/1.0)8000.512/2=5.73kPaPo=(13+5.73)1.153=65.0kPa100kPa(2)核算总传热系数 管程对流传热系数iRei =13600（湍流）Pri =Cp/=27000.0006/0.133=12.18i =0.023/di Rei0.8 Pri0.3 =0.0230.133/0.02136000.812.180.3 =875.01 Wm-2K-1壳程对流传热系数o 取换热器列管中心距t=32mm，则流体通过管间的最大截面积为: Ao =hD（1-do/t）=0.31.0(1-0.025/0.032)=0.0626m2uo =Vs/Ao =120000/(36008000.0626)=0.67m/sde =4(3/2t2 /4 do2) / do= 4(3/20.0322 /4 0.0252) /3.14/0.025=0.027mReo =deuo/=0.0270.67800/0.0044=3289Pri =Cp/=23000.0044/0.129=78.45由化工原理教材知壳程中原油被加热取（/w）0.14 =1.05由凯恩公式：o =0.36/de Reo0.55 Pro(1/3) （/w）0.14 =0.360.129/0.027 32890.55 78.45(1/3)1.05=664.71 Wm-2K-1污垢热阻（由任务书得） Rsi=0.0003 m2KW-1，Rso=0.0006 m2KW-1总传热系数Ko总传热系数Ko=1/(1/o+ Rso+ do Rso/ Rsi+ do/i di+bdo/dm)=1/(1/664.71+0.0006+0.000325/20+25/875.01/20+0.00225/22.5/45) =251.91 Wm-2K-1有前面计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为213.0 Wm-2K-1，在规定的流动条件下，计算出的Ko为251.91 Wm-2K-1 ，Ko/Ko =251.91/213.0=1.18故所选择的换热器是合适的，安全系数为 （251.91-213.0）/213.0100%=18.0%将结果整理成表如下:表1-2：结算结果计算项目方案一方案二热负荷/W40800004080000原油出口温度/163163温度校正系数0.940.94平均温差/24.4424.44管程压降/kPa87.7430.0壳程压降/kPa99.8865.0管程对流传热系数/Wm-2K-1938.78875.01壳程对流传热系数/Wm-2K-1751.52664.71总对流传热系数/Wm-2K-1261.43251.91由上表可知，方案一和方案二均能满足换热任务，但是方案一所需的管子数较方案二更多，而且方案二采用转角正方形排列更易于清洗，由于壳程所走的流体为原油，较易结垢，所以方案二易于清洗壳程污垢，再比较二个方案的壳程压降和管程压降可明显看出方案二的压降更小，损失更小，综合考虑，方案二更适合此换热任务。其他方案整理成表如下：表1-3 其他方案换热器型号台数/台管程对流传热系数/Wm-2K-1壳程对流传热系数/Wm-2K-1总对流传热系数/Wm-2K-1管程压降/kPa壳程压降/kPa 备注G800-1.0-2053828.52792.35246.31管子数过多，故弃用G1000-1.0-3123597.451106.73167.68管子数过多，故弃用G1000-1.0-2563791.89167.68116.56安全系数偏高，故弃用F1000-2.5-3423749.161175.64416.74安全系数偏低，故弃用G1000-1.0-2053597.75990.23246.37管内为过渡流，故弃用G1000-1.0-2453561.851163.0242.6630.33270.91壳程压降过大，故弃用