化工设备课程设计

1、南阳理工学院化工设备课程设计说明书题目： 纯苯蒸汽冷却器的设计 学院： 生物与化学工程学院 班级： 13化工（升） 学号： 1301314017 姓名： 王跃远 指导教师： 宋伟 时间： 2014年1月 目录一.任务书11.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 二.概 述.12.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器2.3.设计背景及设计要求 三.热量设计2 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定3.3.确定物性数据3.4.计算总传热系数3.5.计算传热面积四. 机械结构设计.54.1.管径和管内流速4.2.管程数和传热管数4.3

2、.平均传热温差校正及壳程数4.4.壳程内径及换热管选型汇总五. 换热器核算.95.1.热量核算5.2.压力降核算六. 设计结果表汇.10七.参考文献.11附：化工设备课程设计之心得体会12一.化工原理课程设计任务书1.1.题目纯苯蒸汽冷却器的设计1.2.任务及操作条件1.2.1处理能力：2.0kg/s 纯苯蒸汽1.2.2.设备形式：列管式换热器1.2.3.操作条件(1) .纯苯蒸汽：冷凝温度 80.1(2).冷却介质：循环水，入口温度20，出口温度40(3).允许压强降：管程不大于0.01MPa,壳程不大于40KPa(4).纯苯定性温度下的物性数据=879kg/m3，黏度7.3710-4Pa.

3、s，比热容1.704kJ/(kg.)，导热系数0.148W/(m.)1.3.列管式换热器的选择与核算1.3.1.传热计算1.3.2.管、壳程流体阻力计算1.3.3.管板厚度计算1.3.4.膨胀节计算1.3.5.管壳式换热器零部件结构二.概述2.1.换热器概述换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%20%，在炼油厂约占总费用35%40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即

4、简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。表2-1 传热器的结构分类类型特点间壁式管壳式列管式固定管式刚性结构用于管壳温差较小的情况（一般50），管间不能清洗带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函管间容易泄露，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合

5、和固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面积较小的冷却器、冷凝器或预热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板式可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用做回收低温热能伞板式结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触蓄热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热能的场合2.2.固定管板式因设计需要，下面简单介绍一下固定管板式换热器。固定管板式即两端管板和壳体连结成一体，因此它具有结

6、构简单造价低廉的优点。但是由于壳程不易检修和清洗，因此壳方流体应是较为洁净且不易结垢的物料。当两流体的温度差较大时，应考虑热补偿。有具有补偿圈（或称膨胀节）的固定板式换热器，即在外壳的适当部位焊上一个补偿圈，当外壳和管束的热膨胀程度不同时，补偿圈发生弹性变形（拉伸或压缩），以适应外壳和管束的不同的热膨胀程度。这种热补偿方法简单，但不宜用于两流体温度差太大（不大于70）和壳方流体压强过高（一般不高于600kPa）的场合。1-挡板 2-补偿圈 3-放气嘴图2.2.1.固定管板式换热器的示意图2.3.设计要求完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求：（1）合理地实现所规定的工艺条件：可以从：

7、增大传热系数提高平均温差妥善布置传热面等三个方面具体着手。（2）安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国钢制石油化工压力容器设计规定和钢制管壳式换热器设计规定等有关规定与标准。（3）有利于安装操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与拆卸，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。（4）经济合理评价换热器的最终指标是：在一定时间内（通常1年内的）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费）等的总和为最小。在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务

8、的需要，这一标准就尤为重要了。三.工艺设计计算3.1.热流量根据守恒定律可得冷却水流量体积流量V=9.44/996=0.009483.2平均传热温差计算两流体的平均传热温差 暂时按单壳程、多管程计算。逆流时，我们有纯苯蒸汽：80.180.1冷却水： 4020从而，3.3.初选换热器的类型两流体的温度变化情况如下：（1）纯苯蒸汽：入口温度80.1，出口温度80.1；（2）冷却介质：自来水，入口温度20，出口温度40；该换热器用循环冷却自来水进行冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考略到这一因素，估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，故从安全方便考虑可以采用带有膨胀节的管

9、板式换热器3.4.确定物性数据定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。壳程流体（纯苯）的定性温度为：T= (80.1+80.1)/2=80.1管程流体（水）的定性温度为：t=（20+40）/2=30在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和煤油)的物性参数，见下表：密度/（/m3）比热容/（kJ/kg）粘度/（Pas）导热系数/（W/m）纯苯879 1.7047.370.148水9964.1748.0070.61763.5.管程安排(流动空间的选择)及流速确定已知两流体允许压强降分别不大于0.01MPa,40kPa；两流体分别为苯和水。与苯相比，水的对

10、流传热系数一般较大。由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程，而使苯走壳程。表3-2.列管式换热器内的适宜流速范围 流体种类流速/（m/s）管程壳程冷却水13.50.51.5一般液体(黏度不高)0.53.00.21.5低黏油0.81.80.41.0高黏油0.51.50.30.8由上表，我们初步选用252.5的碳钢管，则管内径di=25-2.52=20mm管内流速取ui=1.6m/s,从管内体积流量为：Vi =n (/4) 0.021.63600=33941000/996=0.014m/s解得n=45查传热手

11、册，初选总传热系数K=550W/(m)传热面积：A=nd。L=Q/(K. tm)=239410/(55049.4)=29.00可以求得单程管长L=43.5/(453.140.025)=11.92m若选用l=6m长的管，需要Np=L/l=2管程，则一台换热器的总管数为Nt=245=90根.查化学工业出版社第三版谭天恩主编的化工原理附录十九，可以初步确定换热器的主要参数见下表：项目数据项目数据壳径D(DN)400管尺寸25mm2.5mm管程数Np(N)2管长l6m管数n94管排列方式组合式排列中心排管数nc11管心距32mm管程流通面积Si0.0148m 传热面积43.5m 注：由于是多程，故为了

12、方便安装分程板，采用组合式排列跟方便。对表中的数据进行核算：每程的管数n1 =n/Np=942=47,管程流通面积si =(/4) 0.02470.0198与表中的数据0.0148相符的很好传热面积 A=d0 Ln=3.140.02569444.27稍大于表中43.5,这是由于管长的一部分需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准由于换热管是组合式排列，除在分程板两侧采用正方形排列外，大部分地方采用的是正三角形排列，故中心排管数可以按照正三角形排列的形式计算：中心排管数 nc 1.1=1.1=11.25113.5.总传热系数K总传热系数的经验值见表3-4，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经

13、验值，可供设计时参考。选择时，除要考虑流体的物性和操作条件外，还应考虑换热器的类型。表3-4 总传热系数的选择管程壳程总传热系数/W/（m3）水（流速为0.91.5m/s）水冷水冷水冷水盐水有机溶剂轻有机物0.5mPas中有机物=0.51mPas重有机物1mPas水（流速为1m/s）水水溶液2mPas水溶液2mPas有机物0.5mPas有机物=0.51mPas有机物1mPas水水水水水水水水水（流速为0.91.5m/s）水（流速较高时）轻有机物0.5mPas中有机物=0.51mPas重有机物1mPas轻有机物0.5mPas有机溶剂=0.30.55mPas轻有机物0.5mPas中有机物=0.51

14、mPas重有机物1mPas水蒸气（有压力）冷凝水蒸气（常压或负压）冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝水蒸气冷凝有机物蒸气及水蒸气冷凝重有机物蒸气（常压）冷凝重有机物蒸气（负压）冷凝饱和有机溶剂蒸气（常压）冷凝含饱和水蒸气的氯气（50）SO2冷凝NH3冷凝氟里昂冷凝5826988141163467814290698116467233582198233233465116349582332326465217453489116310715822908582119329158211434958211631163495817458211631743498141163698930756四. 换热器

15、设备结构计算4.1.管径和管内流速换热器中最常用的管径有19mm2mm和25mm2.5mm。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用19mm2mm直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子。标准管子的长度常用的有1500mm，2000mm，2500mm，3000m,4500,5000,6000m,7500mm,9000m等。换热器的换热管长度与公称直径之比一般为425,常用的为610选用252.5的碳钢管，管长

16、6m,速取ui=1.0m/s4.2.壳程内径及换热管选型汇总4.2.1壳体内径采用多管程（2管程）结构，D=a（b-1）+2e式中 D壳体内径，mm； 管心距，mm； 横过管束中心线的管数，管子按正三角形排列：=1.1；管子按正方形排列：=1.19，n为换热器的总管数； e管束中心线上最外层管中心到壳体内壁的距离，一般取e=（11.5）d。壳径的计算值应圆整到最接近部颁标准尺寸，见表4.5。所以，代入数据我们有： D=32*18+2*（1.01.5）*25 =626651mm取D=600mm4.2.2.换热管的选型汇总根据以上的计算可以得到如下的计算结果：DN,mm400管程数2壳程数1管子规

17、格25*2.5管子根数94中心排管数11管程流通面积，m20.0148换热面积，m243.5换热器长度，mm6000通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：DN,mm450管程数2壳程数1管子规格25*2.5管子根数126中心排管数16管程流通面积，m20.0364换热面积，m258.4换热器长度，mm60004.3.壁厚的确定、封头4.3.1.壁厚查GB151-99P21表8得圆筒厚度为：8 mm 查JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，即8mm4.3.2.椭圆形封头示意图如下：查表可得其尺寸数据，见下表公称直径DN（mm）曲面高度（mm）直

18、边高度（mm）碳钢厚度（mm）内表面积 A 容积 V 质量mkg 400150258043740035327474.4.换热管与管板的连接管子与管板的连接是管壳式换热器制造中最主要的问题。对于固定管板换热器，除要求连接处保证良好的密封性外，还要求接合处能承受一定的轴向力，避免管子从管板中拉脱。管子与管板的连接方法主要是胀接和焊接。胀接是靠管子的变形来达到密封和压紧的一种机械连接方法，如图1-13所示。当温度升高时，材料的刚性下降，热膨胀应力增大，可能引起接头的脱落或松动，发生泄露。一般认为焊接比胀接更能保证严密性。对于碳钢或低合金钢，温度在300以上，蠕变会造成胀接残余应力减小，一般采用焊接。

19、焊接接口的形式见图1-14。图1-14（a）的结构是常用的一种；为了减少管口处的流体阻力或避免立式换热器在管板上方滞留的液体，可采用图1-14（b）的结构；为了不使小直径管子被熔融的金属堵住管口，则可改成图1-14（c）的结构；图1-14（d）的形式适用于易产生热裂纹的材料，但加工量大。胀接和焊接方法各有优缺点，在有些情况下，如对高温高压换热器，管子与管板的连接处，在操作时受到反复热变形、热冲击、腐蚀与流体压力的作用，很容易遭到破坏，仅单独采用胀接或焊接都难以解决问题，如果采用胀焊结合的方法，不仅能提高连接处的抗疲劳性能，还可消除应力腐蚀和间隙腐蚀，提高使用寿命。目前胀焊结合的方法已得到比较广

20、泛的应用。换热管规格外径壁厚/mm换热管最小伸出长度最小坡口深度/mm/mm252.51.524.5.鞍式支座(BI型)：五.换热器核算5.1热量核算1）.管程传热系数：Rei=20662.86i=0.023= 0.023(0.6176/0.020)=3795.6W/m22）.壳程传热系数：假设壳程的传热系数是： =500 W/m2污垢热阻： Rsi=0.00021m2/WRso=0.000174 m2/W管壁的导热系数： =45 m2/W管壁厚度： b=0.0025内外平均厚度： 在下面的公式中，以外管为基准，代入以上数据得：= 5.2计算传热面积由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面

21、积：与换热器列出的传热面积A=43.5比较有 有近34%的裕度，从阻力损失和传热面积来看所选的换热器适用。5.3流动阻力的计算因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。5.3.1管程流动阻力管程压力降的计算公式为：Rei=13670（前面已求），为湍流。取关闭粗糙度查另外，式子中：壳程数Ns=1，管程数Np=2代入公式中，有：=（368.3+1289.0）12=3314.6Pa100kpa5.3.2壳程流动阻力 由于壳程流体的流动状况比较地复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。下面以埃索法计算壳程压力降：壳程压力降埃索法公式为：流体横过管

22、束的压力降，Pa；流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；Fs壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体取1.0；Ns壳程数；而=0.139，nc=19，NB=29,uo=0.20m/s。F管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列，F=0.5，对正方形斜转45o排列，F=0.4，正方形排列，F=0.3;fo壳程流体的摩擦系数，当Re500时，nc横过管束中心线的管子数，对正三角形排列ncNB折流挡板数代入数值得；=0.50.1391930825=653.6Pa 而，其中h=0.2m，d=0.65m，NB=29,D壳径，m，h折流挡板间距，m，do换热器外径，muo按壳程流

23、通截面积S计算的流速，而S=h（D-ncdo）代入数值得：=29（3.5-） =1380Pa对于液体=1.15，于是我们有： =1.151（1380+653.6）=2317Pa100kpa经过以上的核算，我们发现，管程压力降和壳程压力降都符合要求。六.设计结果表汇换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程进、出口温度，20/4080.1/80.1压力，MPa33142317流量，kg/s14.16 3物性物性温度，3080.1密度，kg/m3996879定压比热容，kJ/（kg）4.1741.704粘度，Pas0.0080070.000737热导率，W/m0.61760.148结构参数形式管板

24、式换热器壳程数1壳体内径，mm400台数1管径，mm管心距，mm32管长，mm6000管子排列管数，根94折流板数，个29传热面积，m243.5折流板间距，mm200管程数2材质碳钢主要计算结果管程壳程流速，m/s0.4820.2164污垢热阻，m2/W0.000210.000174热流量，KW778.6传热温差，49.4传热系数，W/(m2K)550裕度/%34七.参考文献1 夏清，姚玉英,陈常贵,等. 化工原理M. 天津：天津大学出版社，20012 华南理工大学化工原理教研组. 化工过程及设备设计M. 广州：华南理工大学出版社，19963 刁玉玮,王立业. 化工设备机械基础（第五版）M. 大连：大连理工大学出版社, 20004 大连理工大学化工原理教研室化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，19965 魏崇光，郑晓梅. 化工工程制图M. 北京：化学工业出版社,19986 娄爱娟,吴志泉. 化工设计M.上海：华东理工大学出版社，20027 华东理工大学机械制图教研组. 化工制图M. 北京：高等教育出版社，19938 王静康. 化工设计M. 北京：化学工业出版，19989 傅启民. 化工设计M. 合肥：中国科学