aj换热器课程设计过孔专业.doc

一设计任务：某厂用冷却水冷却从反应器出来的循环使用的有机液。操作条件及物性如下：物 料温 度质量流量kg/h比 热kJ/kg.密 度kg/m3导热系数W/m.粘度103Pa.s入口出口有机液6550400002.2619500.1720.742水25t2200004.18710000.6211试选用一台适当型号的列管式换热器。1.列管式换热器的设计2 .换热器设计方案选定2.1试算并初选换热器规格2.1.1确定流体通入的空间与有机液相比，水易结垢，且对流传热系数一般较大，所以冷却水走换热器管程，有机液走换热器壳程。2.1.2确定流体的定性温度，物性数据，并选择列管换热器的型式1计算热负荷W2计算两流体的平静温度差暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为t2=t1+t=25+16.2=41.2有机液的定性温度Tm=(T1+T2)/2=(65+50)/2=57.5（）水的定性温度tm=(t1+t2)/2=(25+41.2)/2=33.1（）两流体的温差Tm-tm=57.5-33.1=24.4（）由于两流体温差不大于50，故选用固定管板式换热器。表1两流体在定性温度下的物性数据如下：物 料定性温 度质量流量kg/h比 热kJ/kg.密 度kg/m3导热系数W/m.粘度103Pa.s有机液57.5400002.2619500.1720.742水33.1200004.18710000.62112.1.3 计算热负荷Q，按管间有机液计算Q=WhCP(T1-T2)=400002.261103 (65-50)/3600=376833.33(W)水耗量为: W=Q/(t2-t1). CP =376833.33/20000 (41.2-25)36004.187103=10.02(kg/s)2.1.4计算平均温差，并确定壳程数逆流温差R= R=(T1-T2)/（t2-t1）=(65-50)/(41.2-25)=0.93 P=(t2-t1）/(T1-t1) =(41.2-25)/(65-25)=1.08按单壳程，双管程进行计算，对逆流传热温差tm进行校正由R 和P查温度差校正系数图，得t=0.970.8，可行tm=ttm=0.9927.5=26.675() t=0.970.8,故可选用单壳程列管换热器。初步估计一个总传热速率常数K估，计算传热面积A估，确定管程数根据管内为水,壳程为有机液,K值范围为290698m2. ，初选 估450m2.则估算传热面积为：A估估tm3.78105/45026.675=31.5（m2）取管内水流速度为0.9 m/s2选用25*2.5mm，管中心距t=32mm单程管数为n/=Vs/0.785di2u= WC /0.7850.0220.9=32单程管长为l=S/d0 n/=31.5/3.140.02532=12.5m所以选择管长为标准管长L=6m,管程数NP=l/L=12.5/62(管程)传热管总根数n=322=64（根) 管子的三角形排列2.1.5初选换热器规格具体参数 表2换热器具体参数：壳径/mm400管子尺寸252.5mm公称压力/kpa0.60106管长/m6实际面积/m243.5管子总数94管程数2管子排列方式正三角形壳程数1折流挡板形式圆缺形换热器的实际传热面积：A实际=nd0(L-0.1)=943.140.025(6-0.1)=43.5m2该换热器要求的总传热系数为：K实际=Q/A实际tm=3.78105/43.526.675=326m2. 2.2换热面积核算2.2.1计算管程对流传热系数计算壳程对流穿热系数0iWC=20000/3600=5.57 （kg/s）Vc=WC/c=5.57/1000=0.0056（m3/s）Ai= n/2di2/4=94/20.7850.022=0.014758（m2） ui=Vc/Ai=0.0056/0.014758=0.38(m/s)Rei= di uii/=0.020.381000/0.001=7551(湍流)Pri= CP/=4.187103110-3/0.621=6.74i=0.023（/di）Re0.8Pr0.4 =0.023（0.621/0.02）（7551）0.8（6.74）0.4 =1935（W/m.）换热器中心附近管排中流体流通截面积为A0=hD(1-d0/t)=0.60.4(1-0.025/0.032)=0.05m2h折流挡板间距，取600mm。D-壳体直径 通过管子排列计算出D=0.4m。t管中心距，对252.5mm的管子，t=32mmWh=40000Kg/h=11.11kg/sVh= Wh/=11.11/950=0.0117m3/sU0= Vh /A0=0.0117/0.05=0.2（m/s)由正三角形排列de=4(3t2/2-d02/4)/ d0=43(0.032)2/2-3.14(0.025) 2/4/3.140.025=0.0202mRe0= de U0/=0.02020.2950/0.74210-3=5221Re0在21036范围内，故可以用下式计算00(./de)（Re0）.Pr（u/uw）0.14 =0.360.172/0.0202(5221)0.55(2.2611030.74210-3/0.172)1/31.05=771（W/m.）2.2.2确定污垢热阻1）确定污垢热阻：根据经验水的污垢热阻为Rsi=0.00026m2./W有机物的污垢热阻可取Rs0=0.000176m2./W2）求总传热系数=（0Rs0d0dm+Rsid0/di+ d0/i di）=1/1/771+0.000176+(0.00250.025)/(450.0225)+0.000260.025/0.015+0.025/(19350.02)=376（m2.)2.2.4核算传热面积A=Q/ktm=376833.33/(37626.578)=37.7m2所选择的换热器的面积裕度为:(A实际-A)/A=(43.5-37.8)/37.7=15.1%15%则该换热器传热面积的裕度符合要求。2.3管程和壳程压力降的核算2.3.1计算管程压强降pi=(p1+p2)FtNpNs前已算出ui=0.38m/sRei=7551(湍流)取碳钢管壁粗糙度为0.2mm,则/d=0.2/20=0.01,由内摩差系数查图查得=0.042则：p1=Lui 2/2 di =0.04261000(0.38)2/20.02=910（Pa）p2=3ui 2/2=31000(0.38)2/2=216.6（Pa）对于252.5 mm的管子, Ft=1.5,且Np=2, Ns=1pi=(p1+p2)FtNpNs=(910+216.6)1.521=3379（Pa）2.3.2计算壳程压降p0=(p1/+p2/)FsNs其中Fs=1.15(液体) , Ns=1p1/=Ff0nc(NB+1) u02/2管子正三角形排列,取F=0.5对于正三角形排列NTC =1.1（NT）0.5 =（94）0.511折流挡板数NB=L/ h-1=6/0.6-1=9（块）A0=h(D- NTC do )=0.6(0.4-90.025)=0.105()U0= Vh /A0=40000/36009500.105=0.11(m/s)Re0= de U0/=0.0250.11950/0.74210-3=3576500fo=5Re0-0.228=0.774p1/=Ff0NTC(NB+1)u02/2=0.50.77411(9+1)9500.112/2=244（Pa）p2/=NB(3.5-2h/D)u02/2=9(3.5-20.6/0.4)9500.112/2=25.86（Pa）p0=(p1/+p2/)FsNs=(244+25.86)1.151 =250.86（Pa）由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强降均满足要求,故所选换热器合适。2.4壳程及管程的外部接管壳程流体进出口接管：取接管内有机液流速为5.6 m/s，则接管内径为 d1=4Wh/u=440000/3.1410005.63600=0.05 m取标准管径为50mm管程流体进出口接管：取接管内水流为0.6 m/s，则接管内径为 d2=4Wh/u=4Wh/u=420000/36=0.14 m取标准管径为140mm3.符号说明Tm有机液的定性温度 tm-水的定性温度Q热负荷 Wh热流体的流量 WC水耗量 CP流体比热, kJ/kg. T1热流体进口温度, T2热流体出口温度, t1冷流体进口温度, t2冷流体出口温度, tm逆流温度, 修正系数-传热系数, m2 A估估计传热面积,m2 A实际实际传热面积, m2 n单程管数l单程管长, m NP管程L标准管长,m D公称直径, mmT管心距, mm PN公称压力, PaA0换热器实际换热面积,m2 K0基于换热器外表面积的总传热系数, m2. Ai列管面积, m2 Vc冷流体流量, m3/s流体密度, kg/m3 ui冷流体流速, m/sRe雷诺数 Pr普朗特数流体传热系数, m2 A0换热器外表面换热面积, m2Vh热流体流量, m3/s de当量直径, mmRsi管内流体流体污垢热阻, m2. Rs0管外流体流体污垢热阻, m2. pi压强降,Pa 粗糙度,mm传热系数,m2 Ft结垢校正系数Ns壳程数 Fs壳程压强降的结垢矫正系数,无因次NB折流挡板数 NTC横过管束中心线的管子数，NT为管子总数4.设计结果汇总表表3：换热器规格具体参数壳径/mm400管子尺寸252.5mm公称压力/kpa0.60106管长/m6实际面积/m243.5管子总数94管程数2管子排列方式正三角形壳程数1折流挡板形式圆缺形，9块出口接管内径50mm进出口接管内径140mm流体通入的空间冷却水走换热器管程，有机液走换热器壳程流动方式逆流列管换热器的型式固定管板式换热器管程对流传热系数i1935W/m.壳程对流穿热系数0771W/m.折流挡板间距h600mm管子排列方式正三角形排列污垢热阻水的污垢热阻为Rsi=0.00026（m2.）/W有机物的污垢热阻可取Rs0=0.000176（m2.）/W总传热系数376（m2.)核算传热面积A37.7m2管程压强降pi3379Pa壳程压降p0250.86Pa表4：列管换热器合理压降的选取换 热 器操作情况负压运行低压运行中压运行（包括用泵输送液体）较高压运行P0.17操作压力（MPa绝压）P=00.1P=0.10.17P0.171.1P=1.13.1P=3.18.2合理压降（MPa）DPP/10DP/2DP=0.035=0.0350.18=0.070.25流体在换热器内的压降大小主要决定于系统的运行压力，而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体阻力损失（压力降）越大，要求输送设备的功率就越大，能耗就越高。对于无相变的换热，流体流速越高，换热强度越大，可使换热面积减小，设备紧凑，制作费低，而且有利于抑制污垢的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大，泵功率增加，对传热管的冲蚀加剧。因此，在换热器的设计中有个适宜流速的选取和合理压力降的控制问题。一般经验，对于液体，在压力降控制在0.010.1MPa之间，对于气体，控制在0.0010.01MPa之间。5设计自评：在教师下达设计任务后，通过上网和多方查阅资料手册，经过近一个月左右时间紧张有序的设计后，终于完成了列管式换热器的设计和校核。通过工艺计算，计算出所需要的一些参数，如总换热面积为37.7m2，换热管管数为64根。这些为后续的选型设计奠定了良好的基础。本次设计是课堂所学知识的全面应用与考查，既涉及到化工工艺方面，又涉及到设备设计等方面的内容。正因为如此，这次我能顺利完成任务，离不开老师、同学的支持和帮助，同时在完成此次过程中，我也学到了许多书本以外的知识。通过课程设计，让我对以前学习的各科知识有了更系统的理解。比如化工原理等课程。这些专业知识必将为我今后实习、就业奠定良好的基础。总之，此次设计让我受益匪浅。6工艺流程图及设备工艺条件图根据设计结果，可选择其它形式的列管换热器。 热流体有机液（65）经泵进入换热器壳程，冷却至50后，进入反应器循环使用。冷流体水25（）经泵进入换热器管程进行热交换。工艺流程如图所示：有机液水换热器反应器65 50 25 41 7参考书目：1 李殿宝化工原理 M. 大连：大连理工大学出版社，2005 2 谭天恩化工原理（上）M. 北京：化学工业出版社，1994 3 杨祖荣化工原理M. 北京：高等教育出版社，2004 4 贾绍义化工原理课程设计M. 天津：天津大学出版社，20028致谢：通过这三个月来的忙碌和学习，本次毕业论文设计已接近尾声，作为一个大专生的毕业设计，由于经验的匮乏，难免有许多考虑不周全的地方，在这里衷心感谢指导老师的督促指导，以及一起学习的同学们的支持，让我按时完成了这次毕业设计。最后，我要向在百忙之中抽时间对本设计进行审阅，评议和参加本人论文答辩的老师表示诚挚的感谢！但作为一个专