轻柴油冷却器工艺设计-食品生物工程专业化工原理课程设计

齐齐哈尔大学化工原理课程设计 齐 齐 哈 尔 大 学 化 工 原 理 课 程 设 计 题 目 轻柴油冷却器工艺设计 学 院 食品与生物工程学院 专业班级 食工 141 学生姓名 韩明月 指导教师 赵国君 成 绩 2016 年 11 月 24 日 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 摘 要 本设计说明的是关于换热器的设计 在设计过程中主要进行了有关工艺的计算 选型及结构的设计 根据所给的任务书 可以获取设计所需的基础数据和定性温度 下有关的物性参数 由热量可以计算出原油的出口温度 计算并查图得出温度校正 系数及换热器的壳程 然后可以确定冷热流体的平均温度差 由经验值选择一个适 宜的 K 值 进而可以估算总传热面积 根据相关公式 可以对一部分工艺尺寸进行 计算 在标准设计下 根据标准选取一个合适的型号 接下来的工作有 核算壳程 和管程的压力降 需要满足任务书中的条件 然后进行总热系数的校核 然后就要 进行具体的结构设计 具体有 管板 折流板 壳体 接管 封头 法兰 支座等 根据具体的情况和有关标准进行合理的选择和设计 最后的工作就是画图 利用 AutoCAD 进行绘图 与实物按照一定比例缩小 关键词 换热器 物性参数 换热面积 传热系数 压力降 折流板 封头 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 AbstractAbstract This design is the design of the heat exchanger in the design process mainly has carried on the related process calculation selection and structure design According to the specification given access of the basic data for design and qualitative temperature related physical parameters the heat can calculate the outlet temperature of crude oil calculate and check figure draw temperature correction factor and the shell side of heat exchanger and the average temperature difference of cold and hot fluid can be determined By the experience value to select a suitable value of K which can estimate the total heat transfer area According to the formula the size of the part of the process can be calculated Under the standard design according to the standard to select a suitable model The following work are accounting shell side and tube side pressure drop need to meet the conditions in the specification Then the total heat transfer coefficient of the check And then be a concrete structure design Specific include tube plate baffle plate shell take over head flange bearings etc According to the specific situation and relevant standards of reasonable selection and design The final job is to draw use AutoCAD drawing and physical according to certain proportion Keywords heat exchanger physical parameters the heat transfer area heat transfer coefficient pressure drop flange head 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 目 录 摘要 I Abstract II 第 1 章 绪论 1 1 第 2 章 设计目的及要求 2 2 2 1 目的 2 2 2 要求 2 第 3 章 设计方案简介 3 3 3 1 试算并初选设备规格 3 3 2 计算管程 壳程压强降 3 第 4 章 工艺计算 5 5 4 1 流体走法确定 5 4 2 计算和初选换热器的规格 5 4 3 换热器核算 9 4 4 核算压强降 11 第 5 章 辅助设计 14 5 1 壳体壁厚 14 5 2 法兰的确定及垫片的确定 14 5 3 支座的确定 16 5 4 筒体的确定 16 5 5 拉杆及定距管的确定 16 5 6 分程隔板的确定 16 5 7 管板尺寸的确定 16 5 8 折流板的确定 17 第 6 章 计算结果汇总 18 设计总结 19 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 III 参考文献 2121 附录 2222 致谢 2323 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 第 1 章 绪论 化工生产离不开化工设备 化工设备是化工生产必不可少的物质技术基础 是生产力的主要因素 是化工产品质量保证体系的重要组成部分 然而在化工设备 中化工容器占据着举足轻重的地位 由于化工生产中 介质通常具有较高的压力 化工容器一般有筒体 封头 支座 法兰及各种容器开孔接管所组成 通常为压力 容器 因为压力容器是化工设备的主体 对其化工生产过程极其重要 国家对其每 一步都有具的标准对其进行规范 如 中国 压力容器安全技术监察规程 GB150 1998 钢制压力容器 GB151 1999 管壳式换热器 等 在其中能根据 不通的操作环境选出不同的材料 查出计其允许的工作压力 工作温度等 换热器简单说是具有不同温度的两种或两种以上流体之间传递热量的设备 在 工业生产过程中 进行着各种不同的热交换过程 其主要作用是使热量由温度较高 的流体向温度较低的流体传递 使流体温度达到工艺的指标 以满足生产过程的需 要 此外 换热设备也是回收余热 废热 特别是低品位热能的有效装置 因而 在大型化工及石油化工生产过程中 换热器得到越来越广泛的应用 在工厂建设投 资中 换热器所占比例也有明显提高 成为最重要的单元设备之一 换热器种类繁多 形势多样 列管式换热器在化工生产中主要作为加热 冷却 器 冷凝器 蒸发器和再沸器使用 列管式换热器有固定管板式 浮头式换热器 U 形管式换热器 填料函式换热器四种类型 此次设计的换热器是根据任务说明书中的数据计算得到的 应选用固定管板式 换热器 固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体 当两流体的温度差较大时 在 外壳的适当位置上焊上一个补偿圈 或膨胀节 当壳体和管束热膨胀不同时 补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差引起的热膨胀 特点 结构简单 造价低廉 壳程清洗和检修困难 壳程必须是洁净不易结垢 的物料 根据化工原理并结合实际操作的需要应该选用该种换热器 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 第 2 章 设计目的及要求 2 1 目的 1 熟悉查阅文献资料 搜集有关数据 正确选用公式 2 在兼顾技术先进性 可行性 经济上合理性的前提下 综合分析设计任 务要求 确定化工工艺流程 进行设备选型 并提出保证过程正常 安全更有所需 要的检测和测量参数 同时还要考虑环境保护的有效措施 3 准确而迅速的进行过程计算和主要设备的工艺设计计算 4 用精炼的语言 简洁的文字 清晰的图表来表达自己的设计思想及计算 结果 5 通过化工原理设计可以巩固 CAD 制图和从课外的学习中培养自学的能力 以及学习的方向通过化工原理设计 可以复习已经学过的换热器的内容 可以更好 的了解换热器 6 通过化工原理设计 可以复习已经学过的换热器的内容 可以更好的了 解换热器 2 2 要求 1 通过化工原理设计 要求能综合运用本课程和前修课程的基本知识 进 行融会贯通的独立思考 在规定的时间完成指定的化工设计任务 从而得到化工设 计的初步训练 2 通过化工原理设计 要求能了解工程设计的基本内容 掌握化工设计的 主要程序和方法 培养学生分析和解决工程实际问题的能力 3 通过化工原理的课程设计 能树立正确的设计思想 培养学生分析和解 决工程实际问题的能力 4 学生要了解自己所设计的内容 在设计中要用到 CAD 的知识 所以要对 CAD 有一定的了解 5 在制作图纸的 利用 CAD 过程中 要考虑和利用到工程制图的标准 这 要求工程制图要有一定的功底和认识 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 第 3 章 设计方案简介 从设计任务书可知 此次须设计一台管板式换热器 欲用河水将 5 5 万吨 年 的柴油从 130 冷却到 40 故选用固定管板式换热器可减少管束与壳体的温差应 力 首先进行工艺计算 决定水走管程 柴油走壳程 原因如下 本题为两流体均 不发生相变的传热过程 根据两流体的情况 引用的对流传热系数比较大 且易结 垢 故选用水走管程 柴油走壳程 其次进行辅助设备选型 最后 准备工作就绪 后 画出工艺图 3 1 试算并初选设备规格 1 确定流体在换热器中的流体途径 2 根据传热量计算热负荷 Q 3 确定流体在换热器两端的温度 选择列管换热器的形式 计算定性温度并确 定在定性温度下的流体特征 4 计算平均温度差 并根据温度差校正系数不应小于 0 8 的原则 决定壳程数 5 依据总传热系数的经验值范围 或按生产实际情况 选定总传热系数 K 值 6 依据总热速率方程 Q 初步算出传热面积 S 并确定换热器的基本尺 m tKS 寸 如 D L N 及管子在板上的排列等 或按系列标准选择设备规格 3 2 计算管程 壳程压强降 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 III 根据初定的设备规格 计算管程 壳程流体的流速和压强降 检查计算结果是 否合理或满足工艺要求 若压强降不符合要求 要调整流速 再确定管程数和折流 板间距 或选择另一规格的换热器 重新计算压强直至满足要求为止 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 第 4 章 工艺计算 4 1 流体走法确定 两流体均不发生相变的过程 因河水的对流产热系数一般较大 且易沉积结垢 故选择河水走换热器的管程 柴油走换热器的壳程 4 2 计算和初选换热器的规格 4 2 1 确定物性数据 1 定性温度下两流体的物性参数 柴油 定性温度 tm 85 密度 h 825kg m3 比热容 Cph 2 22kJ kg 导热系数 h 0 14W m 粘度 h 0 000715Pa s 河水 定性温度 tm 35 密度 c 993 95kg m3 比热容 Cpc 4 174kJ kg 导热系数 c 0 625W m 粘度 c 0 00073Pa s 2 管内外两侧污垢热阻分别是 Rsi 3 4 10 4 m2 W Rso 1 7 10 4 m2 W 3 管壁导热系数 50 W m 4 2 2 计算热负荷和冷却水流量 4 1 W TTcmQ phh 5 3 21 103 89 02 1 3600 401301022 26944 44 4 2 hkg ttCQm pc 103 32 304010871 4 3600103 89 4 35 21c 4 2 3 计算两流体的平均温度差 暂按单壳程进行计算 逆流时的平均温度差为 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 4 3 m t 1 2 12 ln t t tt 36 41 3004 40031 ln 3004 40031 而平均传热温度差校正系数 4 4 9 3040 04031 1 0 30031 3040 1221 1112 ttTTR tTttP 依 化工单元操作课程设计 主编 柴诚敬 P53 表查得 温度校正系数为 0 92 t 4 5 50 3392 041 36tt mm t 由于平均传热温差校正系数大于 0 8 同时壳程流体流量较大 故取单壳程合 适 4 2 4 初选换热器的规格 水走管程 煤油走壳程 假设 k 290 W m 4 6 40 04 33 50290 103 89 5 m tKQA 2 m 由于 4 7 052 4030 2 04031 mm tT 因此需要考虑热补偿 根据经验范围 取实际传热面积为估算值的 1 2 倍 实际传热面积 4 8 40 04 33 50290 103 89 t 5 m K Q S估 2 m 4 9 48 0540 041 2 实 S 2 m 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 4 2 5 管径和管内流速 选用 25 2 5mm 的传热管 碳钢管 8631 密度 7850kg m 由 化工原理及 设备课程设计 主编 李芳 P4 表 1 1 得管壳式换热器中常用的流速范围的数据 粘性液体流速为 0 5 1 2 m s 可设流速 u 1m s 用 u 计算传热膜系数 然后进 行校核 4 2 6 管程数和传热管数 依 化工单元过程及设备课程设计 P62 公式 3 9 可依据传热管内径和流速 确定单程传热管数 根 4 10 36 6 35 102 0 785 0 3600825 33200 4 2 2 ii i s ud V n 按单程管计算 所需的传热管长度为 4 11 00 17 36025 0 14 3 05 48 sin d S L m 按单管程设计 传热管过长 宜采用多管程结构 现取传热管长 L 5 m 则 该换热器管程数为 管程 4 12 45 00 17l p LN 传热管总根数 根 4 13 144436 N 4 2 7 传热管的排列和分程方法 采用组合排列法 即每程内均按正四边形排列 其优点为管板强度高 流体走 短路的机会少 且管外流体扰动较大 因而对流传热系数较高 相同的壳程内可排 列更多的管子 查 化工原理课程设计指导 主编 任晓光 P20 管间距 取管 间距 4 14 322525 1d25 1 t mm 隔板中心到离其最近一排管中心距离 4 15 2152 3252 t Smm 取各程相邻管的管心距为 42mm 4 2 8 壳体内径 采用多管程结构 取管板利用率 0 7 由 化工原理课程设计指导 主编 任 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 VII 晓光 P33 得壳体内径为 4 16 92 4817 0 1443205 1 n t05 1 i Dmm 查阅 化工原理 上 P275 附录二十三 热交换器 取 Di 500mm 4 2 9 折流板 列管式换热器的壳程流体流通截面积大 在壳程流体属对流传热条件时 为增 大壳程流体的流速 加强其湍动程度 提高其表面传热系数 需要设置折流板 折 流板有横向折流板和纵向折流板两类 单壳程的换热器仅需设置折流板 横向折流 板同时兼有支承传热管 防止产生振动作用 管壳式换热器常用的有弓形和盘环形 在弓形折流板中 流体在板间错流冲刷 管子 而流经折流板弓形缺口时是顺流经过管子后进入下一板间 改变方向 流动 中死区较少 比较优越 结构比较简单 一般标准换热器中只采用这种 盘环形折 流板制造不方便 流体在管束中为轴向流动 效率较低 而且要求介质必须是清洁 的 否则沉淀物将会沉积在圆环后面 是传热面积失效 此外 如有惰性气体活溶 解气体放出是 不能有效地从圆环上部排出 所以一般用于压力比较高而又清洁的 介质 因此 采用单弓形折流板 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 25 500 125 mm 故可取 h 125 mm 取板间距 H 0 4 500 200mm 则 折流板数 NB 1 块 4 17 折流板间距 传热管长 241 152 5000 折流板圆缺面水平装配 4 2 10 其他附件 由 化工设备机械基础 P215 7 10 知直径为 12mm 的拉杆 4 根 4 2 11 接管 接管 含内焊缝 不应凸出壳体内表面 并在该部位打磨平滑 以免妨碍管束 的拆装 接管应尽管沿径向或轴向布置 4 管程的例外 以方便配管与检修 设 计温度在 300 以上时 不得使用平焊法兰 必须采用整体法兰 4 对利用接管 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 VIII 或接口 仍不能放气和排液的换热器 应在管程和壳程的最高点设置放气口 最 低点设计排液口 其最小公称尺寸为 20mm 操作允许时 一般是在高温 高压或不 允许介质泄漏的场合 接管与外部管线的连接也可采用焊接 必要是可设置温度计 接口 压力表及液面计接口 1 壳程流体进出口接管 取接管内液体流速 0 5m s 1 u 4 18 07 0 5 014 3 8253600 4400044 1 1 u v D m 圆整后取管内直径为 70mm 2 管程流体进出口接管 取接管内液体流速 1m s 2 u 4 19 055 0 114 3 8253600 44 694444 2 2 u v D m 圆整后取管内直径为 55mm 4 3 换热器核算 4 3 1 热量核算 壳程表面流传热系数 对于圆缺形折流板 可采用克恩公式 由 流体力学与传热 P164 公式 4 60 4 61 得 4 20 0 14 03 155 0 PrRe36 0 w o e o d 其中 粘度校正为 0 95 14 0 w o 当量直径 管子为四边形角形排列时 依 化工单元过程及设备课程设计 P72 公式 3 22 得 4 21 027 0 2 4 t 2 3 4 d 2 2 e o o d d m 壳程流通截面积 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 4 22 0046 0 032 0 025 0 107 0 3 0 t d 1 0 0 BDS 2 m 壳程柴油的流速及其雷诺数分别为 4 23 43 2 0460 0 8253600 33200 u 0 0 0 S V s m 4 24 h h du R 00 0 e 3 10715 0 02 0 2 43825 92 56076 普朗特准数 11 34 4 25 h oph c P r 14 0 10715 0 1022 2 33 因此 壳程柴油的传热膜系数为 4 26 95 0 11 3456076 027 0 14 0 36 0 3 1 55 0 0 19 1490 m 2 W 4 3 2 管程表面流传热系数 由 流体力学与传热 P158 公式 4 52a 4 52b 得 4 27 i i 4 08 0 i d re023 0 PR 其中 管程流通截面积 4 28 785 0 n d 4 p 2 ii N S 4 144 02 0 2 011 0 2 m 管程空气的流速及其雷诺数分别为 4 29 i u i i S V 011 0 993 953600 103 32 4 84 0 s m 4 30 eR h iih du 3 1037 0 993 9564 002 0 47 22874 普兰特准数 4 31 rP h iph c 625 0 1073 0 104 17 33 87 4 因此 管程空气的传热膜系数为 i 4 32 78 4159 02 0 625 0 87 447 22874023 0 4 08 0 i m 2 W 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 4 3 3 污垢热阻和管壁热阻 查阅 化工原理 上 P365 附录 22 得 冷却水侧的热阻 Rso 0 00017m2 W 1 热空气侧的热阻 Rsi 0 00034m2 W 1 碳钢的导热系数 50W m 1 1 4 3 4 总传热系数 Ki 因此 依 化工原理课程设计 主编 马江权 P67 公式 注 b 为管厚 d 为管内外平均壁厚 m K O m o o so i o si ii o d bd1 d d d d 1 RR 4 33 0 022550 2 0 0250 0025 1490 19 1 00017 0 0 020 0 025 00034 0 02 0 4159 78 0 025 1 75 215 m 2 CW 解得 o K75 215 m 2 CW 4 3 5 传热面积裕度 依 化工单元过程及设备课程设计 P75 公式 3 35 Qi K0Si tm得 4 t m0ii KQS 33 49215 75 103 89 5 30 55 2 m 34 该换热器的实际传热面积 Sp 2 0p m52 561445025 0 14 3 ld T NS 4 35 依 化工单元过程及设备课程设计 P76 公式 3 36 该换热器的面积裕度为 4 36 100 i ip S SS H 32 15 49 01 49 0156 52 4 4 核算压强降 4 4 1 管程压强降 spt iNNFPPP 21 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 其中 为直管摩擦阻力引起的压降 1P aP 为回弯阻力引起的压降 2P aP 为管程污垢校正系数 t F 为串联的壳程数 s N 为管程数 p N 结垢校正系数对mm 的管子取 t F5 225 4 1 t F2 p N1 s N 设管壁的粗糙粘度 mm2 0 所以 01 0 20 2 0 i d 通过计算的47 22874 ei R 由关系图查得 e R 04 0 i 所以 4 a11922 63 2 84 0 95 993 02 0 17 00 04 0 2 2 2 1 P u d L p ic i i 37 4 a1052 00 2 84 0 95 993 0 2 2 2 2 2 P u P ic 38 所以 4 a36328 9524 1 1052 0011922 63 21 PNFPPP pti 39 4 4 2 壳程压强降 采用埃索计算公式 ss FNPPP 210 其中 Fs 是壳程压强降结垢校正因数 液体取 1 15 Ns 是壳程数 为 1 4 40 1 01 Bc NnFfP 2 2 oou 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 XII 管子为正方形斜转 450排列 F 0 4 位于中心线上管数 4 1 7411441 11 1 nnc 41 41 0 1779 380 5Re5 228 0 228 0 00 f 所以 Pa NnFfP Bc 645 17 2 17 0 258 124 3 2141 04 0 1 2 01 Pa u D h NP oh B 795 38 2 17 0 258 5 0 18 0 25 3 24 2 2 5 3 2 2 2 所以 Pa NF ss 1656 64 115 1 795 38645 17 P PP 210 计算表明 壳程和管程的压强的压降均小于 30kpa 即满足设计要求 故选择的换 热器合适 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 XIII 第 5 章 辅助设计 5 1 壳体壁厚 5 1 mmC P PDi 51 106 1109 01122 5 0106 1 2 66 6 5 2 法兰的确定及垫片的确定 法兰的基本结构形式按组成法兰的圆筒 法兰环及锥颈三部分的整体性程度可 分为松式法兰 整体法兰和任意式法兰三种 a 松式法兰 指法兰不直接固定在壳体上或者虽固定而不能保证与壳体作为 一个整体承受螺栓载荷的结构 适用于有色金属和不锈钢制设备或管道上 且法兰 可采用碳素钢制作 以节约贵重金属 但法兰刚度小 厚度较厚 一般只适用于压 力较低的场合 b 整体法兰 将法兰于壳体锻或铸成一体或经全熔透的平焊法兰 这种结构 能保证壳体与法兰同时受力 使法兰厚度可适当减薄 但会在壳体上产生较大应力 其中的带颈法兰可以提高法兰与壳体的连接刚度 适用于压力 温度较高的重要场 合 c 任意式法兰 从结构来看 这种法兰与壳体连成一体 但刚性介于整 体法兰和松式法兰之间 这类法兰结构简单 加工方便 故在中低压容器或管道中 得到广泛应用 5 2 1 尺寸确定 管箱法兰的与壳体连接的法兰哈接管发的尺寸由 材料与零部件 433 页查得 JB1158 73 凹凸法兰 1 管箱法兰 壳程接管 1m s 0 u mm uVsd 583 114 3 3600258 160004 4 2 1 2 1 00 5 2 管程接管 0 5m s i u DgDD1D2D3D4baad 规 格 数 量 重量 60073069065564564340151323M162835 1 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 XIV 5 3 mm uVsd ii 238 5 014 3360095 993 109 74 4 2 1 4 2 1 圆整后 mmmm mm 8273 4mm108 管程接管取 壳程接管取 2 由 化工 轻工机械设计基础 陈经海等编 405 页查得 壳程接管法兰 DgdHSDD1D2D3D4D5D6bb3B4 1001084215180158129149128150261011 螺 栓焊 缝 fF1 f2d 凸面 重 凹面 重数量直径 KH 34 5185 104 448M1656 管程接管法兰 DgdHSDD1D2D3D4D5D6bb3b4 2502738405355320292312291313321011 螺 栓焊 缝 fF1 f2d 凸面 重 凹面 重数量直径 KH 34 52516 015 412M22910 5 2 2 垫片的选定 由 材料与零部件 查得 耐油橡胶石棉板 GB539 65 垫片厚度 s 3mm 其标记为 G44 604 3 JB1161 82 744 704 3 JB1161 82 既 外径为 D 615mm 内径为 d 529mm 厚度 s 3mm 外径为 D 715mm 内径为 d 625mm 厚度 s 3mm 5 3 支座的确定 本设计采用了卧式容器 主要采用鞍式支座 由 化工容器及设备简单设计手 册 贺匡国 主编 609 页 JB T4712 92 查得重型 BI 型 DN 500 900 120 包 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 角带垫板或不带垫板鞍式支座结构与尺寸如下 DgtLK1 b BLbm 重量 公斤 60036 85504201801202609022026 3 5 4 筒体的确定 由 化工工程制图 化工工业部属五院校合编 魏崇光 郑晓梅主编 183 页 JB1153 73 查得 DN S 曲 曲面高度 h1 mm 直角高度 h2 mm 重 量 kg 材 料 600 61504028 816MnR 5 5 拉杆及定距管的确定 由 换热器手册 钱颂文编查得 直径 mm拉杆螺纹直 径 dn mm La mmm1b mm 根数 161620 602 04 定距管的尺寸一般与所在换热管的规格相同 定距管的长度按实际需要确定 尺寸 d 25mm d 2 5 5 6 分程隔板的确定 由 化工容器及设备简明设计手册 贺匡国主编查得 分隔板厚度为 8mm 材 料为碳素钢及低合金钢 5 7 管板尺寸的确定 由 换热器手册 钱颂文 150 页查得 GB151 1999 D mmD2 mmD3 mmD4 mmD5 mmd2 mmBf mmB mm 螺旋 数量 615550500537500182842M1620 5 8 折流板的确定 由 化工容器及设备简明设计手册 贺匡国主编 864 页查得折流板的最小厚度 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 XVI 为 5mm 间距 180mm 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 XVII 第 6 章 计算结果汇总 名称壳程管程 质量流量 kg h44 694436781 86 温度 进 出 40 13040 30 定性温度 8535 密度 kg m382595 993 比热容 kJ kg 22 2 174 4 粘度 Pa s 4 107 15 4 103 7 物 性 导热系数 W m 140 0625 0 型号 22568600 FB 壳体内径 mm600 管子规格 mm5 225 管长 mm5000 管根数144 换热面积 m205 48 管程数12 推荐使用材 料 碳钢 折流板形式 上下 排列方式 45正方形斜转 管间距 mm 50 设 备 结 构 参 数 折流板间距 mm 200 主要计算结果壳程管程 流速 m s43 2 84 0 对流导热系数 W m 2 19 149078 4159 污垢热阻 m2 W 4 107 1 4 10 43 阻力损失 Pa64 165695 36328 热负荷 W 5 103 89 传热温差 4 36 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 XVIII 裕度 32 15 设计总结设计总结 在化工 石油 动力 制冷 食品等行业中广泛使用各种换热器 它们也是这 些行业的通用设备 并占有十分重要的地位 随着换热器在工业生产中的地位和作用不同 换热器的类型也多种多样 不同类型 的换热器也各有优缺点 性能各异 列管式换热器是最典型的管壳式换热器 它在 工业上的应用有着悠久的历史 而且至今仍在所有换热器中占据主导地位 列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器 这种 换热器结构较简单 操作可靠 可用各种结构材料 主要是金属材料 制造 能在高 温 高压下使用 是目前应用最广的类型 由壳体 传热管束 管板 折流板 挡 板 和管箱等部件组成 壳体多为圆筒形 内部装有管束 管束两端固定在管板上 进行换热的冷热两种流体 一种在管内流动 称为管程流体 另一种在管外流动 称为壳程流体 为提高管外流体的传热分系数 通常在壳体内安装若干挡板 挡板 可提高壳程流体速度 迫使流体按规定路程多次横向通过管束 增强流体湍流程度 换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列 等边三角形排列较紧凑 管外流体 湍动程度高 传热分系数大 正方形排列则管外清洗方便 适用于易结垢的流体 流体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 内流体速 度 可在两端管箱内设置隔板 将全部管子均分成若干组 这样流体每次 只通过部分管子 因而在管束中往返多次 这称为多管程 同样 为提高管外流速 也可在壳体内安装纵向挡板 迫使流体多次通过壳体空间 称为多壳程 多管程与 多壳程可配合应用 由于管内外流体的温度不同 因之换热器的壳体与管束的温 度也不同 如果两温度相差很大 换热器内将产生很大热应力 导致管子弯曲 断 裂 或从管板上拉脱 因此 当管束与壳体温度差超过 50 时 需采取适当补偿措 施 以消除或减少热应力 进行换热的冷热两流体 按以下原则选择流道 不洁净 和易结垢流体宜走管程 因管内清洗较方便 腐蚀性流体宜走管程 以免管束与壳 体同时受腐蚀 压力高的流体宜走管程 以免壳体承受压力 饱和蒸汽宜走壳程 因 蒸汽冷凝传热分系数与流速无关 且冷凝液容易排出 若两流体温度差较大 选用固 定管板式换热器时 宜使传热分系数大的流体走壳程 以减小热应力 通过此次设计 了解了很多关于换热器的知识 如换热器的选型 换热器结构 和尺寸的确定 以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等 最最重要的是我深刻 认知做设计计算时要非常小心 因为一不留神就会出错 如果前面错了没发现 后 面就全错 这是设计中的禁忌 还有 虽然换热器的设计比精馏塔的简单很多 但 是还是要付出努力才可以 为此 也要感谢老师及同学的互相帮助 参考文献 1 夏清 陈常贵主编 化工原理 上 下 天津 天津大学出版社 2005 2 陈均志 李磊编著 化工原理实验及课程设计 化学工业出版社 2008 3 Warren L McCabe Julian C Smith Peter Harriott Unit Operations of Chemical Engineering Sixth Edition New York McGraw Hill 2001 4 申迎华 郝晓刚主编 化工原理课程设计 化学工业出版社 2009 5 大连理工大学化工原理教研 化工原理课程设计 大连 大连理工大学 1996 6 Kuppan T 著 钱颂文 廖景娱 邓先和等译 换热器设计手册 北京 中国石 化出版社 2004 7 Christie J Geankoplis Transport Process and Unit Operations Third Edition New Jersey A Simon Sechsuter Company