化工原理课程设计---正戊烷冷凝器的设计

化工原理课程设计---正戊烷冷凝器的设计 《化工原理课程设计》报告 正戊烷冷凝器的设计 目录 1.1概述?????????????????????????????2 1.2任务安排???????????????????????????4 1.3确定物性数据?????????????????????????????????????????????????5 1.3.1确定流体流动空间?????????????????????????????????????????5 1.3.2计算流体的定性温度，确定流体流动的物性数据???????????????5 1.4初选换热器规格????????????????????????????????????????????????6 1.4.1初选换热器规格???????????????????????????????????????????6 1.4.2核算总传热系数??????????????????????????????????????????6 1.4.3计算压强降??????????????????????????????????????????????7 1.5结构设计??????????????????????????????????????????????????????8 1.5.1 列管式换热器概述???????????????????????????????????????8 1.5.2 列管式换热器的设计原则?????????????????????????????????10 1.5.3 流动空间的选择?????????????????????????????????????????10 1.5.4 传热管排列和分程 方法 快递客服问题件处理详细方法山木方法pdf计算方法pdf华与华方法下载八字理论方法下载 ???????????????????????????????????11 1.6总结表????????????????????????????????????????????????????????13 1.6.1工艺设计汇总表????????????????????????????????????????????13 1.6.2设备结构设计??????????????????????????????????????????????14 1.6.3主要零部件汇总表??????????????????????????????????????????15 1 1.1概述 换热器是化工厂中重要的化工设备之一，换热器的类型很多，特点不一，可根据生产工艺要求进行选择。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。 换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、过热器等。 依据传热原理和实现热交换的方法可分为间壁式、混合式、蓄热式三类。其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器。 在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量;另一种流体则温度较低，吸收热量。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。 传热器的结构分类 类 型 特 点 刚性结用于管壳温差较小的情况(一般?50?)，管间 构 不能清洗 固定管板 式 带膨胀有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力 节 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 列 管外填料管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力 式 函 较高的介质 管 填料函式 壳 内填料密封性能差，只能用于压差较小的场合 式 函 釜式 壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮 间 壁 结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床双套管式 式 反应器中 能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器套管式 或预热器 沉浸式 用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热 螺旋管式 喷淋式 只用于管内流体的冷却或冷凝 拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的板式 液体间换热 板可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用作面螺旋板式 回收低温热能 式 结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流平板式 体干净 2 完善的换热器在设计或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 传热量、流体的热力学参数(温度、压力、流量、相态等)与物理化学性质(密度、粘度、腐蚀性等)是工艺过程所规定的条件。根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。 ?增大传热系数K: 在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 ?提高平均温差: 对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。 ?妥善布置传热面S 例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。 (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，应遵照我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。 (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装拆，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:在一定的时间内(通常为1年)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的需要，这一指标尤为重要。 3 1.2任务安排 1.处理能力: 24000吨/年正戊烷 2.设备形式: 立式列管冷凝器 3.操作条件 (1)正戊烷:冷凝温度51.7? 冷凝液于饱和温度下离开冷凝器 (2)冷却介质:井水，入口温度22?，出口温度 32? 5 (3) 允许压强降:不大于10Pa (4)每年330天计，每天24小时连续 4.设计项目 ( 1 ) 设计 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 简介:对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 ( 2 ) 换热器的工艺计算:确定换热器的传热面积。 ( 3 ) 换热器的主要结构尺寸设计。 ( 4 ) 主要辅助设备选型。 ( 5 ) 绘制换热器总装配图。 4 1.3确定物性参数 1.3.1确定流体流动空间 根据换热器流体流经选择原则: (1).饱和蒸汽宜走管间，以便于及时排走冷凝液，且蒸汽较洁净，它对清 洗无要求; (2)被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，增强冷凝效果; (3)黏度大的的液体或流量较小的流体宜走管间，因流体有折流挡板的壳 程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re下即可达到湍流，以提高 对流传热系数。 综合上述原则，对本次设计:冷却水走管程，正戊烷走壳程 1. 3. 2计算流体的定性温度，确定流体流动的物性数据 两流体在定性温度下的物性参数如下: 温度 密度 粘度 比热容 导热系数 物料 kg/m^3 ? mPa?s KJ/(kg??) W/(m??) 51.7 596 0.18 2.34 0.13 正戊烷 32 994 4.08 0.616 井水 70.5×10^(-5) a.假设井水的出口温度为32?，井水入口温度为22? b.由设计要求的正戊烷的流量为Wz=24000×1000/330/24=3030.30 kg/h c.已知51.7?时正戊烷的蒸发潜热 r=347.5044KJ/kg 热负荷为Q=Wz×r=3030.30×347.5044=1053042.58KJ/h=292.51Kw d.在30?~50?之间水的定压比热容为4.08KJ/kg?K 做能量衡算井水流量为: W h = Q /(Cp×t)= 1053042.58 /(4.08×(32-22)) = 25809.87kg/h e.井水的定性温度为tm=(22+32)/2 = 27? 两流体的温差Tm-tm=51.7-27<50?，选用固定管板式换热器 f.有效平均温度差: =(51.7-22-51.7+32)/In{(51.7-22)/(51.7-32)}=24.36? ,tm 5 g.选取经验传热系数K值:根据管程走井水，壳程走正戊烷，选择总传热 2系数Ko=658W/m?? 32 估算换热面积: S=Q/Ko?Tm=292.51×10/(600×24.36)=18.24m 2 考虑15%的面积裕热:S`=1.15S=18.24×1.15 = 20.98 m 1.4初选换热器规格 管子规格: Φ25×2.5mm 公称直径DN: 400mm 公称压力PN: 2.50MPa 管程数N: 2 管子根数n: 94 中心排管数: 11 2 管程流通面积: 0.0148m 换热管长度L: 3.000m 2 计算换热面积A: 20.98m 1.4.1核算总传热系数 a.该换热器的实际传热面积: 2 S=n×π×d×( L-0.1)=94×3.14×0.025×(3.0-0.1)=21.40 m oo b.故该换热器要求的总传热系数为: 2 K=Q/S?Tm=292510/(21.40×24.36)=561.11/m?? oo 1.4.2计算压强降 (1)计算管程压降 ??Pi=(?P1+?P2)FtNpNs 其中，Ft=1.5，Ns=1，Np=2 222 管程流通面积Ai=(n/N)(πd/4)=94/2×(π×0.02)/4=0.01477m 3 Vsi=Wh/ρ=25809.87/3600/994.=0.00721m/s, Ui=Vsi/Ai=0.00721/0.01477=0.49m/s -5 Re=di?ui?ρi/μ i=0.02×0.49×994/(72.50×10) =13436>10000(湍流) 6 取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则ε/d=0.0067，而Rei=13436，查阅莫狄摩擦系数图知:λ=0.034 22?P1=λL/d?ρu/2=0.034×3/0.02×994×0.49/2=608.6Pa 22?P2=3×ρu/2=3×994×0.49/2=358.0Pa 5 ??Pi=(608.6+358.0)×2×1.4=2706.4Pa<10 Pa (2)计算壳程压降 ??Po=(?P1`+?P2`)FsNs 其中，Fs=1.15，Ns=1， 2 ?P1`=F f0 nc(NB+1)ρu/2， 1/2 对三角形排列的管子，F=0.5，n=1.1 n= 10.66, n = 94， c 折流挡板间距h=0.3m,NB=L/H-1=3/0.3-1=9 2 壳程流通面积A=h(D-nd)=0.3×(0.4-10.66×0.025)=0.04005m oco u =3030.30/3600/596/0.04005=0.035m/s o -5 Re=do?uo?ρ/μ = 0.025×0.035×596/(18×10)= 2897 o -0.228 F=5.0Reo=0.812 o 所以，?P1`=0.5×0.812×10.66×(9+1)×596×0.035×0.035/2=15.80Pa ?P2`=NB(3.5-2h/D)ρ =u^2/2=9×(3.5-2×0.3/0.4) ×596×0.035×o 0.035/2=6.57Pa ??P=(15.80+6.57) ×1.15=25.73Pa o 经上述计算可知，管程和壳程的压强降都能满足 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 设的要求。 1.4.3核算总传热系数 (1)计算管程对流传热系数α i Re=13436>10000(湍流),流体被加热，n=0.4 3-5 Pr=C?μ/λ=4.08×10×72.5×10/0.616=4.73 iip 0.80.40.80.4 a=0.023(λ/d)×Re×Pr=0.023×(0.616/0.02)×13436×4.73 i 2= 2647.5W/(m??) (2)计算壳程对流传热系数a o 因为立式管壳式换热器，壳程为正戊烷饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算a o 7 假设外管壁温度为41.3?，则平均膜温为46.5?，在此温度下，正戊烷冷凝 3液的物性参数 λ=0.112W/(m??);ρ=626kg/m^;μ=0.229mPa?s 231/423 a =1.13(g?ρ?λ?r/μLt)=1.13(9.81×626×0.112×o 1/42357400/(0.000229×3×(51.7-46.5))= 1093W/m?? (3)确定污垢热阻 -42 Rs=1.72×10m??/W(有机液体) o -42 Rs=2.0×10m??/ W(井水) i (4)总传热系数K 1/K=1/a+Rs+b?d/λ?d + Rs?d/d+1/a?d/d ooomioiioi =1/1093+0.000172+0.0025×25/(45×22.5)+0.0002×25/20+1/2647.5 3-×25/20 =1.87×10 22 K=534.5W/m^??<561.11W/m^?? 所选换热器的安全系数为(561.11-534.5)/561.11=4.7% (5)核算壁温 (T-tw)/(1/ao+Rso)=(tw-t)/(1/ai+Rsi) 代入数据:(51.7-tw)/(1/1093+0.000172)=(tw-32)/(1/2647.5 +0.0002) 经解:Tw=38.83? ，与假设的41.3?相差不大 1.5结构设计 [1] 1.5.1列管式换热器概述 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质 ，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程;另-种流体由壳体的接管进入， 体上的另一接管处流出，这称为壳程。 从壳 在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构。其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔板，便成二 8 管程;在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程;如此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积，而使传热面积减小。 列管换热器(又名列管式冷凝器)，按材质分为碳钢列管换热器，不锈钢列管换热器和碳钢与不锈钢混合列管换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、 2U型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程，传热面积1,500m列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种: 固定管板式换热器: 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50?以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置(膨胀节)只能用在壳壁与管壁温差低于60,70?和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。 浮头式换热器: 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是:管束可以拉出，以便清洗;管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。 填料函式换热器: 9 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。 U型管式换热器: U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。 [2]1.5.2列管式换热器的设计原则 列管式换热器的设计和 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计。其中以热力设计最为重要。本次设计主要需完成选择何种列管式换热器来实现煤油的冷却，通过对煤油产品冷却的列管式换热器设计，达到让我们了解该换热器的结构特点，并能根据工艺要求选择适当的类型，同时还能根据传热的基本原理，选择流程，确定换热器的基本尺寸，计算传热面积以及计算流体阻力。 1.5.3 流动空间的选择 在管壳式换热器的计算中，首先需要决定何种流体走管程，何种流体走壳程，这需要遵循些一般原则。 (1)应该尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热面两侧的传热系数接近。 (2)在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装置，应尽量减少其冷量损失。 (3)管程、壳程的决定应做到便于清洗除垢和修理，以保证运行的可靠性。 (4)应减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力。 (5)对于有毒的介质和气相介质，必使其不泄漏，应特别注意其密封，密封不仅要可靠还应该要求方便和简单。 (6)应尽量避免采用贵金属，以降低成本。 10 1.5.4 传热管排列和分成方法 传热管管板上的排列方式有正方形直列，正方形错列，三角形直列，三 角形错列和同心圆排列。 正方形直列 正方形错列 三角形直列 三角形错列 同心圆排列 正三角形排列结构紧凑;正方形排列便于机械清洗;同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采用三角形排列;浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。对于多管程换热器，常采用组合排列方式。每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。 11 (1)本次设计，焊接法取管心距t=1.5do=37.5mm，隔板中心到其最近一排管中心距离:S=t/2+6=37.5/2+6=24.75 mm 取整S=25mm，各程相邻管的管心距为;25×2=50mm (2)外壳直径的确定 D=t(nc-1)+2b` D——壳体内径，m t——管中心距，m，通常，胀管法t=(1.3~1.5) d0,且相邻两管外壁间距不应小于6mm, 即t >= d0 + 6 b`——管束中心线上最外层管中心至壳体内壁 的距离，一 般取 b`= (1~1.5)d0 1/2 对于按正三角形排列的管子，nc=1.1 n = 10.66，b`=1.5×19=22.8mm，t = 28mm D=t(nc-1)+2b`=28×(11-1)+2×22.8=325mm,取整D=400mm 最小壁厚:10mm (3)折流板 (支撑板) 对立式换热器设置折流板，能够有效的防止传热管有破坏性振动。 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 高度为 h=0.25?D=0.25×(400-10)=97.5mm 取折流板间距B=0.4D=0.5×400=200mm，取板间距B=300mm 折流板数Nb=传热管长/折流板间距=3000/300-1=10块 选取折流板与壳体间的间隙为4mm，因此折流板直径 Dc=400-2×4=392mm )拉杆 (4 拉杆数量与直径可查表选取，本换热器壳体内径为400mm，故拉杆直径 为Φ12mm，拉杆数量不得少于4个，取10个。 (5)接管 流速u的经验值可取:对液体: u=1.5~2m/s 对蒸气:u=20~50m/s 对气体:u=(0.1~0.2)m/s 12 a(管程接管 Wi=25809.87kg/h/3600=7.17kg/s，接管井水的流速ui=1.5m/s d=4v/πu=0.042m选取公称直径为73mm， i b(壳程接管 壳程入口处接管设管内气体流速为us=10m/s d=ws/3600/ρ/0.785/us=0.013m,查表选公称直径为20mm， i 壳程出口处接管设接管内流体速度为us=1m/s di=ws/3600/ρ/0.785/us==0.034m,查表选公称直径为57mm. 1.6总结表 1.6.1工艺设计汇总表 工艺设计汇总表 项目 符号 单位 计算结果 冷却水流量 Wh Kg/s 7.17 正戊烷流量 Wz Kg/s 0.84 冷却水进水口温度 t 1 ? 22 蒸汽入口温度 T ? 51.7 冷却水出口温度 t 2 ? 32 1053042.58KJ/h 总传热量 Q KJ/h 总传热系数 K计 W/(m^2??) 534.5 所需传热面积 A计 m^2 18.24 实际传热面积 A m^2 21.40 裕度 H 17.32% 管内流速 u m/s 0.49 管程压降 ?Pi Pa 2706.4 壳程压降 ?Ps Pa 25.73 13 1.6.2设备结构设计 程数 2 材料 碳钢 台数 1 壳体mm Φ400×10 传热面积 22.5 管径mm Φ25×2.5 折流板形式 上下 管数(根) 94 折流板数/个 10 管长(mm) 3000 折流板间距(mm) 300 管子排列方式 正三角形 切口高度mm 97.5 管间距mm 25 折流板厚度 5mm 封头法兰 D=400 隔板 b=10mm 拉杆×4根 d=12mm 支座 JB/T 4712-92 管箱 D=400 U型膨胀节 R=35mm 定距管 Φ25×2 管板 b=40mm 壳程接管 Φ57×3.5 壳程接管法兰 D=140mm 管程接管 Φ73×3.5 管程接管法兰 D=160mm 封头内径mm 400 封头厚度mm 10 封头曲面高度mm 100 封头直径高度mm 40 14 1.6.3主要零部件汇总表 结构设计主要零部件汇总表 项目 厚度 材料 壳体 10mm Q235-A 管板 40mm Q235-A 封头 10mm Q235-A 筒体法兰 19mm Q235-A 垫片 3mm 耐油石棉橡胶板 螺柱 M16 Q235-A 冷却水进口法兰 M16 Q235-A 壳程进口法兰 M16 Q235-A 壳程出口法兰 M12 Q235-A 15