纯苯化——工原理课程设计

列管式换热器的设计 目录 一丶设计任 务 二丶方案简 介 三丶方案设 计 1 确定设计方 案 2 确定物性数 据 3 计算总传热系 数 4 工艺结构尺 寸 5 换热器核 算 四丶设计结果一览 表 五丶设计总结 六丶参考文 献 附 图 列管式换热器的设计 一丶设计任务书 设计一个换热器 将纯苯液体从 45 加热到 80 纯苯的 流量为 1 3 104 kg h 加热介质采用的是具有 200 kPa 的水蒸气 要求纯苯液体在换热器中的压降不大于 30kPa 试设计或选择 合适的管壳式换热器 完成该任务 1 将纯苯液体从 45 加热到 80 纯苯的流量为 1 3 104 kg h 2 加热介质采用的是具有 200 kPa 的水蒸气 3 纯苯液体在换热器中的压降不大于 30kPa 二丶方案简介 1 概述 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 估换热器的类型也是多种多样 按用途特可分为加热器 冷却器 冷凝器 蒸发器和再沸 器等 根据冷 热流体热量交换的原理和方式可分为三大类 混合式 蓄热式 间壁式 间壁式换热器的特点是冷 热流体被固定壁面间隔开 不 想混合 通过间壁进行热量的交换 此类换热器中 以列管式 应用最广 本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热 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 2 换热器类型 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 主要分三大类 固定管板式 浮头式 U 型管式 1 固定管板式换热器结构简单 成本低 壳程检修和清洗 困难 壳程必须是清洁 不易产生垢层和腐蚀的介质 2 浮头式换热器结构较为复杂 成本高 消除了温差应力 是应用较多的一种结构形式 3 U 型管式换热器结构简单 适用于高温和高压场合 但 管内清洗不易 制造困难 三丶设计方案 设计一个换热器 将纯苯液体从 45 加热到 80 纯苯的流量 为 1 3 104 kg h 加热介质采用的是具有 200 kPa 的水蒸气 要 求纯苯液体在换热器中的压降不大于 30kPa 试设计或选择合 适的管壳式换热器 完成该任务 一 确定设计方案 1 选择换热器的类型 两流体温度变化情况 热流体进口温度 45 出口温度 80 热流体为饱和水蒸气 温度恒为 Ts 查表得 200kPa 的饱 和水蒸气的饱和温度为 Ts 120 2 该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体 管壁与 壳壁温差较大 流体压强不高 初步确定选用固定管板式换热 器 考虑到管壁与壳壁温差较大情况 因此 换热器应安装膨 胀节 进行热补偿 2 管程安排 从流体流经管程或壳程的选择标准来看 纯苯液体有毒 为减少向环境泄露的机会 苯宜走管程 水蒸气较洁净 不会 污染壳程 所以饱和蒸汽宜走壳程 以便及时排除冷凝液 综 上所述 纯苯液体走管程 饱和水蒸气走壳程 二 确定物性数据 定性温度 可取流体进口温度的平均值 管程纯苯的定性温度为 5 62 2 8045 T 壳程流体的定性温度为 Ts 120 2 根据定性温度 分别查取壳程和管程流体的有关物性数据 1 纯苯在 62 5 下的有关物性数据如下 密度 i 838 kg m3 定压比热容 cpi 1 74 kJ kg 导热系数 i 0 139 W m 粘度 i 0 00041 Pa s 2 饱和水蒸气在 120 2 下的物性数据 密度 0 1 127 kg m3 比汽化热 0 2 205 106 J kg 导热系数 0 0 686 W m 粘度 0 0 0000133 Pa s 三 估算传热面积 1 热流量 QT qm1cp1 t2 t1 13000 1740 80 45 3600 791700 kJ h 2 2 105 W 2 加热水用量 qm2 QT 0 2 2 105 3600 2 505 106 316 17kg h 3 平均传热温差 5 57 45 2 120 80 2 120 ln 45 2 120 80 2 120 ln t 2 1 21 t t tt m 4 初算传热面积 由水蒸气冷凝有机物 有机物黏度为 0 00041 Pa s 查表得 K 值大致范围为 500 1200 W m2 K 假设 K 500 W m2 K 则估算的传热面积为 2 5 m 65 7 5 57500 102 2 t m K Q S T 估 四 工艺结构尺寸 1 管径和管内流速 选用 20 2mm 较高级冷拔传热管 碳钢 取管内流速 ui 1 0m 2 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22 0 1016 0838360014 3 413000 ud 4q 22 o v s N 按单管程计算 所需传热管长度为 L S估 3 14d0Ns 7 65 3 14 0 02 21 6m 按双程管设计 传热管过长 宜采用多管程结构 根据本实验 设计实际情况 采用非标设计 现取传热管长度 L 3m 则该 换热器的管程数为 NP 2 管程 传热管总根数 n 22 2 44 3 传热管排列和分程方法 采用正三角形排列 取管心距 Pt 1 25 d0 1 25 20 25mm 隔板中心到离其最近一排管中心距离 Z Pt 2 6 19mm 4 壳体内径 采用夺冠程结构 取管板利用率 v 0 8 则壳体内经 D 1 05Pt N V 1 2 97 34mm 可取 200 mm 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 25 100 25mm 故可取 h 25mm 取折流板间距 B 0 5D B 0 5 100 50mm 可取 B 为 50 mm 折流板数 NB 传热管长 折流板间距 1 6000 50 1 119 可取 119 块 6 接管 壳程流体进出口接管 取接管内流体流速为 u 10m s 则接管 内径为 m099 0 0114 3 127 1 3600 17 3164 u 4 d1 V 圆整后可取管内径为 100mm 管程流体进出口接管 取接管内加热水流速 u 2m s 则接管 内径为 m052 0 214 3 8383600 130004 d2 圆整后可取管内径为 52mm 五 换热器核算 1 传热面积校核 管程传热膜系数 4 0 8 0 d023 0 o PR 管程流体流通截面积 S 0 75 0 016 0 016 22 0 00424 m 2 管程流体流速和雷诺数 U 316 17 3600 1 127 0 00424 18 4m s R 0 016 18 4 1 127 0 0000133 24946 普朗特常数 P 2 205 106 0 0000133 0 686 42 75 a 14585w m 2 c 壳程传热膜系数 4 08 0 i i i re d 023 0 PR 管程流通截面积 22 i m00424 0 22016 0 75 0 S 管程流体流速 33356 00041 0 83802 1 016 0 ud Re s m02 1 00424 0 8383600 13000 u i i i 雷诺数 普朗特数 24 08 0 i 3 127713 5 33356 02 0 139 0 023 0 13 5 139 0 00041 0 1074 1 r mW uc P p 污垢热阻和管壁热阻 查附录得 管外侧污垢热阻 WCR m108598 0 024 0 管内侧污垢热阻 WCR m107197 1 024 i 管壁厚度 b 0 002 m 碳钢热导率为 45 W m 2 44 o so m o i o i ii o m 815 1277 1 108598 0 017 0 45 02 0 002 0 016 0 02 0 107197 1 015 0 14585 02 0 1 1 d bd d d d d 1 W RR K 传热面积 S 2 5 m 70 4 5 57815 102 2 t m K Q S T 该换热器的实际传热面积 S 2 o 4 14m22302 0 14 3 ld nS 该换热器的面积裕度为 14 1 14 4 4 70 S S 传热面积裕度合适 该换热器能够完成生产任务 2 换热器内流体的压力降 管程流动阻力 Pi P1 P2 FtNsNp Ns 1 Np 2 管子为 20 2mm 所以 Ft 1 5 2 u 2 u d l 2 2 2 i1 PP 32702 00041 0 8380 1016 0 ud Rei i 查表得无缝钢管绝对粗糙度 0 1 0 2mm 取 为 0 1mm d 0 1 19 0 0053 由 Re与 d 查莫狄图得 i 0 031 W m ak30a10827125 112572435 a1257 2 0 1838 3 a2435 2 0 1838 016 0 3 031 0 i 2 2 2 1 PPP PP PP 管程压降在允许范围之内 壳程压力降 0 1 1 2 1o FtNs FtNsPPP 壳程流通截面积 26 0o m05 0 10205200 50 8 dDBS 壳程流体流速及其雷诺数分别为 2115 0000133 0 127 1 560 1 016 0 e m56 1 05 0 127 13600 17 316 u o o R s 普朗特数 034 0 686 0 100133 0 1074 1 33 0 P 流体流经管束的阻力 PaP n f F u NnFfP c o o Bco 38 8 2 56 1 127 1 112 5872 0 5 0 5 872 0 21150 5 5 0 2 1 2 1 228 0 2 1 流体流过折流板缺口的阻力 92 28Pa10 153 48 8 38 a48 53 2 56 1 127 1 200 252 5 3 12 2 h2 5 3 30 1 360006 0 127 1 17 316S 0025 0 10 205200 25 S 2 0 025 0 h 2 B2 5 3 o 22 2 00 26 00 2 2 总压力降P P u D NP qu mdnDh mDm u D NP o B m c o B 壳程压力降也比较适宜 四丶计算结果一览表 换热器形式 固定管板式 换热面积 m2 7 65 工艺参数 名称管程壳程 物料名称纯苯饱和水蒸气 操作压力 Pa 进 出 口温度 45 80120 2 定性温度 62 5120 2 流量 kg h 13000316 17 流体密度 kg m3 8381 127 汽化热 kJ kg 2205 定压比热容 kJ kg 1 74 热导率 W m 0 1360 686 黏度 Pa s 4 1 10 41 33 10 5 流速 m s 1 01 30 普朗特数 42 755 13 雷诺数 2494633356 传热量 kW 2200 传热温差 57 5 裕度 1 14 总传热系数 W m2 K815 传热系数 145851277 W m2 污垢系数 m2 K W 1 7197 10 40 8598 10 4 阻力降 Pa 1082792 28 程数 21 推荐使用材料碳钢碳钢 管子规格 20 2mm管数 44 管长 m 3 管间距 mm 25 排列方式正三角形 折流板型 式 上下间距 mm50切口高度 25 壳体内径 mm 200 保温层厚度 mm 五丶设计总结 这是我在上大学以来历时两周多的时间独立完成的工业设计 从老师和学长那了解到化工原理设计是培养我们的设计能力 在以后的化工设计中可以快速正确的设计出符合任务的设计方 案 也是对我们对化工原理的理解程度 更能以此来巩固我们 对化工原理的学习 在这次的化工原理课程设计中 我遇到 了各种各样的问 题 一些是通过与同学们的讨论 一些是在网上查阅出来的 下面是是遇到的一些问题 1 数据计算 可以说这是课程设计第一阶段的主要任务 也是 关键所在 只有计算好了 计算准确 才能继续以后的工作 否则一切都是白搭 一旦前面的算错 后面的就不用算了 算 了也是错误的 需要从头再来 最让人头痛的是壳程传热系数 需用试差法来计算 计算非常复杂 还需要不断尝试 而且好 不容易算出来了 后面算出的裕度又超出范围 无奈 又要重 新来过 如此反复 终于算成功了 才知道 细心与耐心真的 太重要了 2 画图 我那半吊子的美术是不可能帮我完成的了 在初高中 时 我的立体数学学的还不错 三视图还可以 这是一点是较 自慰的 好在学了工程制图 画的还可以 费了好大劲才完成 它 通过本次课程设计 让我对自己的专业有了更加理性和感性 的认识 我们了解了工程设计的基本内容 掌握了课程设计的 程序和方法 增强了分析和解决工程实际问题的能力 因此 通过课程设计 还是我们树立正确的设计思想培养实事