1、课程设计报告( 20162017 年度第一学期)名 称: 化工原理 题 目: 煤油冷却器的设计 院 系: 环境科学与工程学院目录一 任务书1.1 目的与要求1.2.主要内容二 设计方案简介2.1.换热器概述2.2 列管式换热器2.3.设计方案的拟定三 工艺计算及主体设备设计 3.1 热量设计3.1.1.初选换热器的类型 3.1.2.管程安排(流动空间的选择)及流速确定3.1.3.确定物性数据3.1.4.计算总传热系数3.1.5.计算传热面积3.2 工艺结构设计3.2.1 管径和管内流速3.2.2 管程数和传热管数3.2.3 平均传热温差校正及壳程数3.2.4 传热管排列和分程方法3.2.5 折
2、流板3.2.6 壳程内径及换热管选型汇总3.3 换热器核算3.3.1 热量核算3.3.2 压力降核算四 辅助设备的计算及选型4.1 封头4.2 缓冲挡板4.3 放气孔、排液管4.4 假管4.5 拉杆和定距管4.6 膨胀节4.7 接管五 设计结果一览表六 心得体会七 参考文献八 主体设备的工艺条件图一任务书1.1 目的与要求1. 要求学生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,在规定的时间内完成列管换热器设计任务。2. 使学生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. 熟悉和掌握查阅技术资料、国家技术标准,正确地选用公式
3、和数据。1.2 主要内容1.2.1 处理能力:25000kg/h 煤油1.2.2 设备型式:列管换热器1.2.3 操作条件:煤油:入口温度:140 出口温度:40冷却介质:自来水入口温度:30 出口温度:40允许压强降:不大于 100kPa煤油定性温度下的物性参数:密度 825kg/m3 粘度 7.1510-4Pas 比热容 2.22kJ/kg 导热系数 0.14W/m水定性温度下的物性参数:密度 994kg/m3 粘度 7.2810-4Pas 比热容 4.174kJ/kg 导热系数 0.626W/m1.2.4 主体设备工艺条件图。二设计方案简介2.1.换热器概述在化工、石油、能源、制冷、食品
4、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。2.2 列管式换热器列管式换热器又称管壳式换热器,在化工生产中被广泛应用。它的结构简单、坚固、制造较容易,处理能力大,适应性能,操作弹性较大,尤其在高温、高压和大型装置中使用更为普遍。1 固定板式换热器:结构简单,在相同的壳体直径内,排管最多,比较紧凑,使壳侧清洗困难。当管子与壳体壁温相差大于 50C 时,应在
5、壳体上设置温差补偿-膨胀节,依靠膨胀节的弹性变形可以减少温差应力。但是当壳体与管子的温差大于 60C 及壳程压力超过 6105Pa 时,由于补偿圈过厚,难以伸缩,失去温差补偿作用,就应考虑其他结构。2 U 型管式换热器:其结构特点是只有一个管板。换热管为 U 形,管束可以自由伸缩,当壳体与 U 型换热管有温差时,不会产生温差应力。密封面少,运行可靠,造价较低,管间清洗较方便。但是由于管子需要一定的弯曲半径,故管板的利用率低;管束最内层管间距较大,壳程易短路;内层管子坏了不能更换,因而报废率较高。一般用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢而管程介质清洁以及高温高压、腐蚀性强的场合。3 浮头式换热器
6、:当换热管与壳体有温差存在时,壳体与换热管膨胀,互不约束,不会产生温差应力,管内与管间的清洗均方便。但是由于结构复杂、笨重,造价较高,适用于壳体与管束间温差较大,或壳程介质易结垢的场合。2.3 设计方案的拟定根据任务书给定的冷热流体的温度,来选择设计列管式换热器的固定管板式换热器;再根据冷热流体的性质,判断其是否容易结垢,来选择管程走什么,壳程走什么。本设计中选择使循环工业硬水走管程,煤油走壳程。任务书中已知冷热流体的物性数据,有比热容,密度,粘度,导热系数等。计算出总传热系数,再计算传热面积。根据管径,管内流速确定传热管数,算出传热管程,传热管总根数等。然后校正传热温差及壳程数,确定传热管排
7、列方式和分程方法。根据设计步骤,计算出壳体内径,选择折流板,确定板间距,折流板数等;接着再对换热器的热量,官称对流传热系数,传热系数,传热面积进行核算,再算出面积裕度,最后,对流体的流动阻力进行计算。三工艺计算和主体设备设计3.1 热量设计3.1.1 初选换热器类型两流体的温度变化情况如下:(1)煤油:入口温度 140,出口温度 40;(2)冷却介质:自来水,入口温度 30,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,考虑到这一因素, 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,相应地进行热膨胀的补偿,故而初步确定选用带有膨胀节的管板式换
8、热器。3.1.2 管程安排及流速确定已知两流体允许压强降不大于 100kPa;两流体分别为煤油和自来水。与煤油相比,水的对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,而使煤油走壳程。选用 252.5 的碳钢管,管内流速取 ui=1.5m/s。列管式换热器内的适宜流速范围流速/(m/s)流体种类管程 壳程一般液体 0.53 0.21.5易结垢液体 1 0.5气体 530 3153.1.3 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(煤油
9、)的定性温度为: 90241T管程流体(硬水)的定性温度为: 35t根据定性温度,可分别查取壳程和管程流体的有关物性数据,但任务书已经给定了。3.1.4 计算总传热系数(1).煤油的流量Wh=25000kg/hWh-热流体的流量,kg/h;(2).热流量由以上的计算结果以及题目已知,代入下面的式子,有:Q=WhCph(T1-T2)=25000Kg/h2.22kJ/kg.(140-40)=5550000KJ/h =1541.7kW(3).平均传热温差计算两流体的平均传热温差 ,先按单壳程、多管程计算逆流时,我们有煤油: 14040水: 4030从而 tm = =393041ln-21tTR091
10、.341tP查有关温差校正系数表,可得温度校正系数 ,所以校正后温度为82.0t, 又因为 0.8,故可选用单壳程的列管式0.28.9 tmtt换热器。又因 T-t=5550,所以应选择补偿圈补偿热方式,在固定管板上加膨胀节。(4).冷却水用量由以上的计算结果以及已知条件,很容易算得:Wc= = kg/h)(12tCQpc13296)04(7.5(5).总传热系数 K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。 1.管程传热系数:Re1= 5.409610728.51iudPr1= .6.4ipci=0.023 4.08.0)()(ipiicud=0.023 4.08.04.
11、018.e 59612.3PrRi=6629.3W/m22.壳程传热系数:假设壳程的传热系数是: =600W/m2o污垢热阻: R si=0.000344m2/WRso=0.000172 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: dm=0.0225在下面的公式中,代入以上数据,可得 =395.8osioisioRdbdK11 )2/(W(6).计算传热面积由以上的计算数据,代入下面的公式,计算传热面积: 27.10.38954 mtKQSm考虑 15%的面积裕度,则:241.3.2 工艺设计3.2.1 管径和管内流速选用 252.5 的碳钢管,管长
12、6m,管内流速取 ui=1.5m/s。3.2.2 管程数和传热管数根据传热管的内径和流速,可以确定单程管子根数:ns= )(79.85.102.78.)9436/(142 根iudV按单程计算,所需传热管的长度是: mndSLso 237905.143若按单程管计算,传热管过长,宜采用多管程结构,可见取传热管长 l=6m,则该传热管程数为: ( 管 程 )4623lLNp则传热管的总根数为: )(31679根sPn3.2.3 平均传热温差校正及壳程数tm = =393041ln-此时:平均传热温差校正系数103421tTR9.1tP按单壳程,多管程结构,查有关温差校正系数表,以 1/R 代替
13、R,PR 代替P,查同一直线,可得温度校正系数 ,所以校正后温度为82.0t, 又因为 0.8,故可选用单壳程的列管式.382.09 tmt.t换热器。3.2.4.传热管排列和分程方法采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。取管心距 t=1.25d0,则)(325.12. mt横过管束中心线的管数根 )(69Nnc3.2.5 壳程内径和换热管的选型汇总(1)采用多管程结构,取管板利用率 =0.7,则壳体内径为圆整可取 D=800mmmNtD714.03625.10. 3.2.6 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
14、.25800=200mm故可取 h=200 mm,取折流板间距 B=0.3D,则 B=0.3800=240mm,可取 B 为 250 mm。折流板数 ( 块 )折 流 板 间 距传 热 管 长 231-506-BN折流板圆缺水平装配。3.2.7 壳程内径及换热管选型汇总外壳直径 D 800mm 管排方式正三角形管程流通面积 S 0.025m2 公称面积 S 140m2管数 n 316 管程数 4管长 L 6m 管尺寸 碳 钢 管 )(5.2m中心距 32mm3.3 换热器核算3.3.1 热量核算(1)壳程对流传热系数对圆缺形的折流板,可采用克恩公式: 14.03/15.00 )()(36. w
15、pecud计算壳程当量直径,由正三角形排列可得:= =0.020m42ed0( t-) 025.143).78.2(2壳程流通截面积:200 4.).(8.)1( mtdBDS 壳程流体流速为:由于管为三角形排列,则有smSqumvo /20.042.)8536/(500 由于管为三角形排列,则有dte 02.025.143)()(42024230 雷诺准数为:.60715.8R0e u普朗特准数:34.4.2P0r c粘度校正 1)(4.w14.03/5.00 )(36. wpecud )23/15.0/(59642.1mW(2)管程对流传热系数4.08.rePR3.0iid管程流通截面积:
16、)(025.43162.75. mSi 管程流体流速:sui /9.0.)/(1396雷诺准数为:46.872.4Re普朗特准数:5.6.01Pr4.08.0re 5642.3023.4.8. iid )2/(659mW(3)传热系数 K根据冷热流体的性质及温度,在(GB151-99P140-141)选取污垢热阻:污垢热阻: R si=0.000344m2/WRso=0.000172 m2/W还有,管壁的导热系数: =45 m2/W管壁厚度: b=0.0025内外平均厚度: d m=0.0225在下面的公式中,代入以上数据,可得 osioisioRdbdK11590172.025.402.50
17、34.2.659401)/(.32 mW(4)传热面积 S由 K 计算传热面积 2134.392570mtQm该换热器的实际传热面积 Sp)(138)46(5.)( 2mnNLdScoP 该换热器的面积裕度为:%.10238%10H传热面积裕度合适,该换热器能完成生产任务。3.3.2 压力降核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。 (1)管程流动阻力管程压力降的计算公式为:pstNFpi)(21其中 Ns=1 , Np=4 , Ft=1.4Re=40688.46,为湍流,传热管相对粗糙度为05.21查 )/(34.Re2:关 联 图 , 可 得 摩 擦 因
18、数 mWi流速 , ,所以smui/49.13/94Kg)(57.1249.02.63.21 PadlPi )(7.4192 au 4.1305.2()(21 Psti NFPa50856管程流动阻力在允许范围之内。(2)壳程流动阻力 壳程压力降埃索法公式为:stNFP)(210式中 流体横过管束的压力降, Pa;1流体通过折流挡板缺口的压力降,Pa;2Ft壳程压力降的垢层校正系数,对液体 Ft=1.15;Ns壳程数;流体流经管束的阻力2)1( 010uNnFfPBc其中 , , , ,5. 7286.0)(Re2.of cn23BNsmu/20.F管子排列方法对压力降的校正系数,对正三角形排
19、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,28.0)(Re5ofnc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:)(8.31720.85)123(786.051 PaP流体流经折流板缺口的阻力2)5.3(20uDBN其中 , ,m4.08.sm/.0D壳径,mB折流挡板间距,m代入数值得:102.85).0425.3(2 P(3)总阻力stNF)(2104.)8.317(Pa5598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。四.辅助设备的计算和选择4.1 封头封头有方形和
20、圆形两种,方形用于直径小(一般小于 400mm)的壳体,圆形用于大直径的壳体。以上设计中,壳体直径 D=800mm,所以选用圆形封头。4.2 缓冲挡板缓冲挡板可以防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束的振动,还有使流体沿管束均匀分布的作用。4.3 放气孔、排液管换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔,以排除不凝结气体和冷凝液等。4.4. 假管为减少管程分程所引起的中间穿流的影响,可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子,安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板,可与折流板焊接以便固定。假管通常是每隔 3-4 排换热管安置一根。4.5 拉杆和定距管为了使折流板能牢固的保持在一定的位置上,
21、通常采用拉杆和定距管。所选择的拉杆直径为 12mm,拉杆数量为 4,定距管 252.5mm4.6 膨胀节膨胀节也叫补偿圈,其弹性形变可减小温差应力。换热器的膨胀节一般分为带衬筒的膨胀节和不带衬筒的膨胀节。根据换热器壳侧介质的不同,使用的膨胀节就不同,通常为了减小膨胀节对介质的流动阻力,常用带衬筒的膨胀节。衬筒应在顺介质流动的方向侧与壳焊接。对于卧室换热器,膨胀节底部应采用带螺塞结构,这样便于排液。4.7 接管换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算,即:uVds4式中 V s流体的体积流量,m 3/sU流体在接管中的流速,m/s壳程流体进出口接管:取接管内油品流速为 u=0.8m/s,则接管内
22、径md158.08.143)625/(00 取管内径为 120mm管程流体进出口接管:取接管内冷却水流速为 u=1.5m/s,则接管内径di 178.05.143)69/(2取标准管内径为 180mm五设计结果一览表换热器主要结构尺寸和计算结果汇总表管程 壳程流 量 kg/h 132966 25000温度 进/出 30/40 140/40压力 MPa 0.081562 0.005985定性温度 35 90密度 kg/m 994 825热容 kJ/kg 4.174 2.22粘度 Pas 0.000728 0.000715导热系数 W/m 0.626 0.140物性普兰特数 4.85 11.34型
23、式 带有膨胀节的管板式换热器管程数 4壳体内径 mm 800 壳程数 1管径 mm 25 管心距 mm 32管长 mm 6000 管子排列 正三角管数(个) 316 折流板数( 个) 23传热面积 138 折流板距 mm 250设备结构参数台数 1 材质 碳钢主要计算结果 管程 壳程流速 m/s 1.49 0.20对流传热系数 W/ 6594 590污垢热阻 / W 0.000344 0.000172阻力损失 MPa 0.081562 0.005985热负荷 kW 1541.7平均传热温差 32.0总传热系数 W/ 392.4裕度 % 12.2六心得体会对设计结果的分析从设计结果可以看出,若要
24、保持传热系数,温度越大,换热管数越多,折流板数越多,壳径越大,这主要是因为煤油出口温度升高,总的传热温差下降,所以换热面积增大,才能保证 Q 和 K。因此,换热器尺寸增大,金属材料消耗量相应的增大,通过这个设计,可以了解到,为提高传热效率,降低经济投入,设计参数的选择十分重要。在本设计中,换热器的安全系数为 16.15%,相对来说有些偏高,所以,在面积和初选换热系数上,还有提高的余地,可以选择更加合理的换热器参数,来提高换热效率和运行的安全性。在设计过程中,可以看出,换热器的换热过程可以从以下三个方面考虑:(1)增大传热面积 S,从设备的结构来考虑,提高其紧凑性,即单位面积提供较大的传热面积,
25、改进传热面的结构;(2)增大平均温差t m,可以提高传热速率,当换热器两侧流体均变温时,采用逆流操作可得到较大的平均温度差;(3)增大传热系数 K,欲提高 K,就必须减小对流传热热阻、污垢热阻和管壁热阻。课设中的自我感悟在本次课程设计中,遇到了不少麻烦,但在老师和同学的帮助下,也最终完成了设计内容,不得不说,课程设计帮助自己对传热这一部分的内容有了更深一步的了解,对化工原理这门课程也有了更加清晰的认识。最初拿到设计任务书的时候,简直是一头雾水,不知从何下手,老师知道之后,有了大概方向。在做完传热系数校正之后,突然发现自己换热器参数取得不正确,这时候距离上交已经只有两天了,只能返回去重新计算,不
26、过,功夫不负有心人,终于在最后关头完成计算。在本次课设中,我的自我实践能力得到了极大的提高,主要有以下方面:(1)初步掌握了查阅资料、选用公式和搜集数据的能力;(2)树立了既考虑技术上的先进性和可行性,又考虑经济上的合理性,并注意到操作过程中的方便性,和劳动条件的正确设计思想;(3)培养了迅速准确的进行工程计算的能力,先计算理论数值,再利用国家标准进行校核 不论在设计过程中遇到多少困难,最终能得到一份完整的设计报告,内心是非常高兴的,为自己能完成任务而沾沾自喜,更为能学习到新的技能而骄傲。七参考文献1 天津大学化工原理教研室编化工原理上、下册( 第二版) M,天津:天津科技出版社,19962 柴诚敬等.化工原理课程设计M,. 天津: 天津科学技术出版社,2000 3 伟萍等编.化工过程及设备设计M, 北京:化学工业出版社 ,2000.4 潘国昌,化工设备设计M, 北京:清华大学出版社 .20015 娄爱娟,吴志泉,吴叙美编,化工设计, 上海:华东理工大学出版社,20026 黄璐主编.化工设计.M. 北京:化学工业出版社,2000.7 化工设备全书换热器M. 北京:化学工业出版社,2003.