化工設備課程設計

1、南陽理工學院化工設備課程設計說明書題目： 純苯蒸汽冷卻器的設計 學院： 生物與化學工程學院 班級： 13化工（升） 學號： 1301314017 姓名： 王躍遠 指導教師： 宋偉 時間： 2014年1月 目錄§一.任務書11.1.題目 1.2.任務及操作條件 1.3.列管式換熱器的選擇與核算 §二.概 述.12.1.換熱器概述 2.2.固定管板式換熱器2.3.設計背景及設計要求 §三.熱量設計2 3.1.初選換熱器的類型 3.2.管程安排（流動空間的選擇）及流速確定3.3.確定物性數據3.4.計算總傳熱系數3.5.計算傳熱面積§四. 機械結構設計.54.

2、1.管徑和管內流速4.2.管程數和傳熱管數4.3.平均傳熱溫差校正及殼程數4.4.殼程內徑及換熱管選型匯總§五. 換熱器核算.95.1.熱量核算5.2.壓力降核算§六. 設計結果表匯.10§七.參考文獻.11§附：化工設備課程設計之心得體會12§一.化工原理課程設計任務書1.1.題目純苯蒸汽冷卻器的設計1.2.任務及操作條件1.2.1處理能力：2.0kg/s 純苯蒸汽1.2.2.設備形式：列管式換熱器1.2.3.操作條件(1) .純苯蒸汽：冷凝溫度 80.1(2).冷卻介質：循環(huán)水，入口溫度20，出口溫度40(3).允許壓強降：管程不大于0.0

3、1MPa,殼程不大于40KPa(4).純苯定性溫度下的物性數據=879kg/m3，黏度7.37×10-4Pa.s，比熱容1.704kJ/(kg.)，導熱系數0.148W/(m.)1.3.列管式換熱器的選擇與核算1.3.1.傳熱計算1.3.2.管、殼程流體阻力計算1.3.3.管板厚度計算1.3.4.膨脹節(jié)計算1.3.5.管殼式換熱器零部件結構§二.概述2.1.換熱器概述換熱器是化工、煉油工業(yè)中普遍應用的典型的工藝設備。在化工廠，換熱器的費用約占總費用的10%20%，在煉油廠約占總費用35%40%。換熱器在其他部門如動力、原子能、冶金、食品、交通、環(huán)保、家電等也有著廣泛的應用。

4、因此，設計和選擇得到使用、高效的換熱器對降低設備的造價和操作費用具有十分重要的作用。在不同溫度的流體間傳遞熱能的裝置稱為熱交換器，即簡稱換熱器，是將熱流體的部分熱量傳遞給冷流體的設備。換熱器的類型按傳熱方式的不同可分為：混合式、蓄熱式和間壁式。其中間壁式換熱器應用最廣泛，如表2-1所示。表2-1 傳熱器的結構分類類型特點間壁式管殼式列管式固定管式剛性結構用于管殼溫差較小的情況（一般50），管間不能清洗帶膨脹節(jié)有一定的溫度補償能力，殼程只能承受低壓力浮頭式管內外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合U型管式管內外均能承受高壓，管內清洗及檢修困難填料函式外填料函管間容易泄露，不宜處理易揮發(fā)、易爆炸及壓力

5、較高的介質內填料函密封性能差，只能用于壓差較小的場合釜式殼體上部有個蒸發(fā)空間用于再沸、蒸煮雙套管式結構比較復雜，主要用于高溫高壓場合和固定床反應器中套管式能逆流操作，用于傳熱面積較小的冷卻器、冷凝器或預熱器螺旋管式沉浸式用于管內流體的冷卻、冷凝或管外流體的加熱噴淋式只用于管內流體的冷卻或冷凝板面式板式拆洗方便，傳熱面能調整，主要用于粘性較大的液體間換熱螺旋板式可進行嚴格的逆流操作，有自潔的作用，可用做回收低溫熱能傘板式結構緊湊，拆洗方便，通道較小、易堵，要求流體干凈板殼式板束類似于管束，可抽出清洗檢修，壓力不能太高混合式適用于允許換熱流體之間直接接觸蓄熱式換熱過程分階段交替進行，適用于從高溫爐

6、氣中回收熱能的場合2.2.固定管板式因設計需要，下面簡單介紹一下固定管板式換熱器。固定管板式即兩端管板和殼體連結成一體，因此它具有結構簡單造價低廉的優(yōu)點。但是由于殼程不易檢修和清洗，因此殼方流體應是較為潔凈且不易結垢的物料。當兩流體的溫度差較大時，應考慮熱補償。有具有補償圈（或稱膨脹節(jié)）的固定板式換熱器，即在外殼的適當部位焊上一個補償圈，當外殼和管束的熱膨脹程度不同時，補償圈發(fā)生彈性變形（拉伸或壓縮），以適應外殼和管束的不同的熱膨脹程度。這種熱補償方法簡單，但不宜用于兩流體溫度差太大（不大于70）和殼方流體壓強過高（一般不高于600kPa）的場合。1-擋板 2-補償圈 3-放氣嘴圖2.2.1.

7、固定管板式換熱器的示意圖2.3.設計要求完善的換熱器在設計和選型時應滿足以下各項基本要求：（1）合理地實現所規(guī)定的工藝條件：可以從：增大傳熱系數提高平均溫差妥善布置傳熱面等三個方面具體著手。（2）安全可靠換熱器是壓力容器，在進行強度、剛度、溫差應力以及疲勞壽命計算時，應遵循我國鋼制石油化工壓力容器設計規(guī)定和鋼制管殼式換熱器設計規(guī)定等有關規(guī)定與標準。（3）有利于安裝操作與維修直立設備的安裝費往往低于水平或傾斜的設備。設備與部件應便于運輸與拆卸，在廠房移動時不會受到樓梯、梁、柱的妨礙，根據需要可添置氣、液排放口，檢查孔與敷設保溫層。（4）經濟合理評價換熱器的最終指標是：在一定時間內（通常1年內的）

8、固定費用（設備的購置費、安裝費等）與操作費（動力費、清洗費、維修費）等的總和為最小。在設計或選型時，如果有幾種換熱器都能完成生產任務的需要，這一標準就尤為重要了。§三.工藝設計計算3.1.熱流量根據守恒定律可得冷卻水流量體積流量V=9.44/996=0.009483.2平均傳熱溫差計算兩流體的平均傳熱溫差 暫時按單殼程、多管程計算。逆流時，我們有純苯蒸汽：80.180.1冷卻水： 4020從而，3.3.初選換熱器的類型兩流體的溫度變化情況如下：（1）純苯蒸汽：入口溫度80.1，出口溫度80.1；（2）冷卻介質：自來水，入口溫度20，出口溫度40；該換熱器用循環(huán)冷卻自來水進行冷卻，冬季

9、操作時，其進口溫度會降低，考略到這一因素，估計所需換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，需考慮熱膨脹的影響，故從安全方便考慮可以采用帶有膨脹節(jié)的管板式換熱器3.4.確定物性數據定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。殼程流體（純苯）的定性溫度為：T= (80.1+80.1)/2=80.1管程流體（水）的定性溫度為：t=（20+40）/2=30在定性溫度下，分別查取管程和殼程流體(冷卻水和煤油)的物性參數，見下表：密度/（/m3）比熱容/（kJ/kg）粘度/（Pas）導熱系數/（W/m）純苯879 1.7047.37×0.148水9964.1748.

10、007×0.61763.5.管程安排(流動空間的選擇)及流速確定已知兩流體允許壓強降分別不大于0.01MPa,40kPa；兩流體分別為苯和水。與苯相比，水的對流傳熱系數一般較大。由于循環(huán)冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降，考慮到散熱降溫方面的因素，應使循環(huán)自來水走管程，而使苯走殼程。表3-2.列管式換熱器內的適宜流速范圍 流體種類流速/（m/s）管程殼程冷卻水13.50.51.5一般液體(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，我們初步選用25×2.5的碳鋼管，則管內徑di=

11、25-2.5×2=20mm管內流速取ui=1.6m/s,從管內體積流量為：Vi =n (/4) ×0.02²×1.6×3600=3×394×1000/996=0.014m³/s解得n=45查傳熱手冊，初選總傳熱系數K=550W/(m²·)傳熱面積：A=nd。L=Q/(K. tm)=2×394×10³/(550×49.4)=29.00可以求得單程管長L=43.5/(45×3.14×0.025)=11.92m若選用l=6m長的管，需要Np=

12、L/l=2管程，則一臺換熱器的總管數為Nt=2×45=90根.查化學工業(yè)出版社第三版譚天恩主編的«化工原理»附錄十九，可以初步確定換熱器的主要參數見下表：項目數據項目數據殼徑D(DN)400管尺寸25mm×2.5mm管程數Np(N)2管長l6m管數n94管排列方式組合式排列中心排管數nc11管心距32mm管程流通面積Si0.0148m ²傳熱面積43.5m ²注：由于是多程，故為了方便安裝分程板，采用組合式排列跟方便。對表中的數據進行核算：每程的管數n1 =n/Np=94÷2=47,管程流通面積si =(/4) ×

13、0.02²×470.0198與表中的數據0.0148相符的很好傳熱面積 A=d0 Ln=3.14×0.025×6×9444.27稍大于表中43.5,這是由于管長的一部分需用于在管板上固定管子，應以表中的值為準由于換熱管是組合式排列，除在分程板兩側采用正方形排列外，大部分地方采用的是正三角形排列，故中心排管數可以按照正三角形排列的形式計算：中心排管數 nc 1.1=1.1×=11.25113.5.總傳熱系數K總傳熱系數的經驗值見表3-4，有關手冊中也列有其他情況下的總傳熱系數經驗值，可供設計時參考。選擇時，除要考慮流體的物性和操作條件外

14、，還應考慮換熱器的類型。表3-4 總傳熱系數的選擇管程殼程總傳熱系數/W/（m3·）水（流速為0.91.5m/s）水冷水冷水冷水鹽水有機溶劑輕有機物0.5mPa·s中有機物=0.51mPa·s重有機物1mPa·s水（流速為1m/s）水水溶液2mPa·s水溶液2mPa·s有機物0.5mPa·s有機物=0.51mPa·s有機物1mPa·s水水水水水水水水水（流速為0.91.5m/s）水（流速較高時）輕有機物0.5mPa·s中有機物=0.51mPa·s重有機物1mPa·s輕有機物0

15、.5mPa·s有機溶劑=0.30.55mPa·s輕有機物0.5mPa·s中有機物=0.51mPa·s重有機物1mPa·s水蒸氣（有壓力）冷凝水蒸氣（常壓或負壓）冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝水蒸氣冷凝有機物蒸氣及水蒸氣冷凝重有機物蒸氣（常壓）冷凝重有機物蒸氣（負壓）冷凝飽和有機溶劑蒸氣（常壓）冷凝含飽和水蒸氣的氯氣（50）SO2冷凝NH3冷凝氟里昂冷凝5826988141163467814290698116467233582198233233465116349582332326465217453489116310715822908

16、582119329158211434958211631163495817458211631743498141163698930756§四. 換熱器設備結構計算4.1.管徑和管內流速換熱器中最常用的管徑有19mm×2mm和25mm×2.5mm。小直徑的管子可以承受更大的壓力，而且管壁較?。煌瑫r，對于相同的殼徑，可排列較多的管子，因此單位體積的傳熱面積更大，單位傳熱面積的金屬耗量更少。所以，在管程結垢不很嚴重以及允許壓力降較高的情況下，采用19mm×2mm直徑的管子更為合理。如果管程走的是易結垢的流體，則應常用較大直徑的管子。標準管子的長度常用的有1500m

17、m，2000mm，2500mm，3000m,4500,5000,6000m,7500mm,9000m等。換熱器的換熱管長度與公稱直徑之比一般為425,常用的為610選用25×2.5的碳鋼管，管長6m,速取ui=1.0m/s4.2.殼程內徑及換熱管選型匯總4.2.1殼體內徑采用多管程（2管程）結構，D=a（b-1）+2e式中 D殼體內徑，mm； 管心距，mm； 橫過管束中心線的管數，管子按正三角形排列：=1.1；管子按正方形排列：=1.19，n為換熱器的總管數； e管束中心線上最外層管中心到殼體內壁的距離，一般取e=（11.5）d。殼徑的計算值應圓整到最接近部頒標準尺寸，見表4.5。所

18、以，代入數據我們有： D=32*18+2*（1.01.5）*25 =626651mm取D=600mm4.2.2.換熱管的選型匯總根據以上的計算可以得到如下的計算結果：DN,mm400管程數2殼程數1管子規(guī)格25*2.5管子根數94中心排管數11管程流通面積，m20.0148換熱面積，m243.5換熱器長度，mm6000通過查表，可以發(fā)現下面的結構尺寸的換熱器和所需的比較接近，故而選擇該種換熱器：DN,mm450管程數2殼程數1管子規(guī)格25*2.5管子根數126中心排管數16管程流通面積，m20.0364換熱面積，m258.4換熱器長度，mm60004.3.壁厚的確定、封頭4.3.1.壁厚查GB

19、151-99P21表8得圓筒厚度為：8 mm 查JB/T4737-95，橢圓形封頭與圓筒厚度相等，即8mm4.3.2.橢圓形封頭示意圖如下：查表可得其尺寸數據，見下表公稱直徑DN（mm）曲面高度（mm）直邊高度（mm）碳鋼厚度（mm）內表面積 A 容積 V 質量mkg 400150258043740035327474.4.換熱管與管板的連接管子與管板的連接是管殼式換熱器制造中最主要的問題。對于固定管板換熱器，除要求連接處保證良好的密封性外，還要求接合處能承受一定的軸向力，避免管子從管板中拉脫。管子與管板的連接方法主要是脹接和焊接。脹接是靠管子的變形來達到密封和壓緊的一種機械連接方法，如圖1-1

20、3所示。當溫度升高時，材料的剛性下降，熱膨脹應力增大，可能引起接頭的脫落或松動，發(fā)生泄露。一般認為焊接比脹接更能保證嚴密性。對于碳鋼或低合金鋼，溫度在300以上，蠕變會造成脹接殘余應力減小，一般采用焊接。焊接接口的形式見圖1-14。圖1-14（a）的結構是常用的一種；為了減少管口處的流體阻力或避免立式換熱器在管板上方滯留的液體，可采用圖1-14（b）的結構；為了不使小直徑管子被熔融的金屬堵住管口，則可改成圖1-14（c）的結構；圖1-14（d）的形式適用于易產生熱裂紋的材料，但加工量大。脹接和焊接方法各有優(yōu)缺點，在有些情況下，如對高溫高壓換熱器，管子與管板的連接處，在操作時受到反復熱變形、熱沖

21、擊、腐蝕與流體壓力的作用，很容易遭到破壞，僅單獨采用脹接或焊接都難以解決問題，如果采用脹焊結合的方法，不僅能提高連接處的抗疲勞性能，還可消除應力腐蝕和間隙腐蝕，提高使用壽命。目前脹焊結合的方法已得到比較廣泛的應用。換熱管規(guī)格外徑壁厚/mm換熱管最小伸出長度最小坡口深度/mm/mm252.51.524.5.鞍式支座(BI型)：§五.換熱器核算5.1熱量核算1）.管程傳熱系數：Rei=20662.86i=0.023= 0.023×(0.6176/0.020)×=3795.6W/m22）.殼程傳熱系數：假設殼程的傳熱系數是： =500 W/m2污垢熱阻： Rsi=0.0

22、0021m2/WRso=0.000174 m2/W管壁的導熱系數： =45 m2/W管壁厚度： b=0.0025內外平均厚度： 在下面的公式中，以外管為基準，代入以上數據得：= 5.2計算傳熱面積由以上的計算數據，代入下面的公式，計算傳熱面積：與換熱器列出的傳熱面積A=43.5比較有 有近34%的裕度，從阻力損失和傳熱面積來看所選的換熱器適用。5.3流動阻力的計算因為殼程和管程都有壓力降的要求，所以要對殼程和管程的壓力降分別進行核算。5.3.1管程流動阻力管程壓力降的計算公式為：Rei=13670（前面已求），為湍流。取關閉粗糙度查另外，式子中：殼程數Ns=1，管程數Np=2代入公式中，有：=

23、（368.3+1289.0）×1×2=3314.6Pa<100kpa5.3.2殼程流動阻力 由于殼程流體的流動狀況比較地復雜，所以計算殼程流體壓力降的表達式有很多，計算結果也相差很大。下面以埃索法計算殼程壓力降：殼程壓力降埃索法公式為：流體橫過管束的壓力降，Pa；流體通過折流擋板缺口的壓力降，Pa；Fs殼程壓力降的垢層校正系數，無因次，對于液體取1.15，對于氣體取1.0；Ns殼程數；而=0.139，nc=19，NB=29,uo=0.20m/s。F管子排列方法對壓力降的校正系數，對正三角形排列，F=0.5，對正方形斜轉45o排列，F=0.4，正方形排列，F=0.3;f

24、o殼程流體的摩擦系數，當Re500時，nc橫過管束中心線的管子數，對正三角形排列ncNB折流擋板數代入數值得；=0.5×0.139×19×30×825×=653.6Pa 而，其中h=0.2m，d=0.65m，NB=29,D殼徑，m，h折流擋板間距，m，do換熱器外徑，muo按殼程流通截面積S計算的流速，而S=h（D-ncdo）代入數值得：=29×（3.5-）× =1380Pa對于液體=1.15，于是我們有： =1.15×1×（1380+653.6）=2317Pa<100kpa經過以上的核算，我們發(fā)現

25、，管程壓力降和殼程壓力降都符合要求。§六.設計結果表匯換熱器主要結構尺寸和計算結果表參數管程殼程進、出口溫度，20/4080.1/80.1壓力，MPa33142317流量，kg/s14.16 3物性物性溫度，3080.1密度，kg/m3996879定壓比熱容，kJ/（kg）4.1741.704粘度，Pas0.0080070.000737熱導率，W/m0.61760.148結構參數形式管板式換熱器殼程數1殼體內徑，mm400臺數1管徑，mm管心距，mm32管長，mm6000管子排列管數，根94折流板數，個29傳熱面積，m243.5折流板間距，mm200管程數2材質碳鋼主要計算結果管程殼

26、程流速，m/s0.4820.2164污垢熱阻，m2/W0.000210.000174熱流量，KW778.6傳熱溫差，49.4傳熱系數，W/(m2K)550裕度/%34§七.參考文獻1 夏清，姚玉英,陳常貴,等. 化工原理M. 天津：天津大學出版社，20012 華南理工大學化工原理教研組. 化工過程及設備設計M. 廣州：華南理工大學出版社，19963 刁玉瑋,王立業(yè). 化工設備機械基礎（第五版）M. 大連：大連理工大學出版社, 20004 大連理工大學化工原理教研室化工原理課程設計M. 大連：大連理工大學出版社，19965 魏崇光，鄭曉梅. 化工工程制圖M. 北京：化學工業(yè)出版社,19986 婁愛娟,吳志泉. 化工設計M.上海：華東理工大學出版社，20027 華東理工大學機械制圖教研組. 化工制圖M. 北京：高等教育出版社，199