化工原理課程設計---正戊烷冷凝器的設計

1、<p>　　《化工原理課程設計》報告</p><p><b>　　正戊烷冷凝器的設計</b></p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　1.1概述············&#

2、183;················2</p><p>　　1.2任務安排···············

3、;············4</p><p>　　1.3確定物性數據···················

4、······························5</p><p>　　1.3.1確定流體流動空間

5、83;····································&

6、#183;···5 1.3.2計算流體的定性溫度，確定流體流動的物性數據···············5</p><p>　　1.4初選換熱器規(guī)格·······

7、;····································

8、83;····6</p><p>　　1.4.1初選換熱器規(guī)格··························&

9、#183;················6</p><p>　　1.4.2核算總傳熱系數··············

10、;····························6</p><p>　　1.4.3計算壓強降···

11、;····································

12、83;······7</p><p>　　1.5結構設計·························

13、·····························8</p><p>　　1.5.1 列管式換熱器概述·

14、····································

15、3;·8</p><p>　　1.5.2 列管式換熱器的設計原則····························&

16、#183;····10</p><p>　　1.5.3 流動空間的選擇·························&#

17、183;···············10</p><p>　　1.5.4 傳熱管排列和分程方法··············

18、·····················11</p><p>　　1.6總結表··········

19、83;····································&

20、#183;········13</p><p>　　1.6.1工藝設計匯總表·····················

21、3;······················13</p><p>　　1.6.2設備結構設計········&#

22、183;····································

23、·14</p><p>　　1.6.3主要零部件匯總表·····························&#

24、183;············15</p><p><b>　　1.1概述</b></p><p>　　換熱器是化工廠中重要的化工設備之一，換熱器的類型很多，特點不一，可根據生產工藝要求進行選擇。在換熱器設計中，首先應根據工藝要求選擇適用的類型，然

25、后計算換熱所需傳熱面積，并確定換熱器的結構尺寸。 換熱器按用途不同可分為加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發(fā)器、再沸器、過熱器等。 依據傳熱原理和實現熱交換的方法可分為間壁式、混合式、蓄熱式三類。其中間壁式換熱器應用最廣泛，按照傳熱面的形狀和結構特點又可分為管殼式換熱器、板面式換熱器和擴展表面式換熱器。</p><p>　　在換熱器中至少要有兩種溫度不同的流體，一種流體溫度較高，放出熱量；另一種流體則溫度較低，

26、吸收熱量。隨著我國工業(yè)的不斷發(fā)展，對能源利用、開發(fā)和節(jié)約的要求不斷提高，因而對換熱器的要求也日益加強?！　?</p><p><b>　　傳熱器的結構分類 </b></p><p>　　完善的換熱器在設計或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 　　傳熱量、流體的熱力學參數（溫度、壓力、流量、相態(tài)等）與物理化學性質（密度、粘度、腐蝕性

27、等）是工藝過程所規(guī)定的條件。根據這些條件進行熱力學和流體力學的計算，經過反復比較，使所設計的換熱器具有盡可能小的傳熱面積，在單位時間內傳遞盡可能多的熱量。 　?、僭龃髠鳠嵯禂礙: 在綜合考慮流體阻力及不發(fā)生流體誘發(fā)振動的前提下，盡量選擇高的流速。 　?、谔岣咂骄鶞夭? 對于無相變的流體，盡量采用接近逆流的傳熱方式。因為這樣不僅可提高平均溫差，還有助于減少結構中的溫差應力。在允許的條件時，可提高熱流體的進口溫度或降低冷流體的進口溫度。

28、 　?、弁咨撇贾脗鳠崦鍿 例如在管殼式換熱器中，采用合適的管間距或排列方式，不僅可以加大單位空間內的傳熱面積，還可以改善流體的流動特性。錯列管束的傳熱方式比并列管束的好。如果換熱器中的一側有相變，另一側流體為氣相，可在氣相一側的傳熱面上加翅片以增大傳熱面積，更有利于熱量的傳遞。 （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，應遵照我國</p><p><b>

29、　　1.2任務安排</b></p><p>　　1.處理能力： 24000噸/年正戊烷</p><p>　　2.設備形式： 立式列管冷凝器</p><p>　　3.操作條件 </p><p>　　(1)正戊烷：冷凝溫度51.7℃

30、 冷凝液于飽和溫度下離開冷凝器</p><p>　?。?）冷卻介質：井水，入口溫度22℃，出口溫度 32℃</p><p>　?。?) 允許壓強降：不大于105Pa </p><p>　　(4)每年330天計，每天24小時連續(xù)</p><p>　　4.設計項目 ( 1 ) 設計方案簡介：對確定的工藝流程及換熱器型式進行簡要論述。

31、 ( 2 ) 換熱器的工藝計算：確定換熱器的傳熱面積。 ( 3 ) 換熱器的主要結構尺寸設計。 ( 4 ) 主要輔助設備選型。 ( 5 ) 繪制換熱器總裝配圖。</p><p><b>　　1.3確定物性參數</b></p><p>　　1.3.1確定流體流動空間</p><p>　　根據換熱器流體

32、流經選擇原則：</p><p>　　(1).飽和蒸汽宜走管間，以便于及時排走冷凝液，且蒸汽較潔凈，它對清洗無要求；</p><p>　　(2)被冷卻的流體宜走管間，可利用外殼向外的散熱作用，增強冷凝效果；</p><p>　　(3)黏度大的的液體或流量較小的流體宜走管間，因流體有折流擋板的殼程流動時，由于流速和流向的不斷改變，在低Re下即可達到湍流，以提高對流傳熱系

33、數。</p><p>　　綜合上述原則，對本次設計：冷卻水走管程，正戊烷走殼程</p><p>　　1. 3. 2計算流體的定性溫度，確定流體流動的物性數據</p><p>　　兩流體在定性溫度下的物性參數如下：</p><p>　　a.假設井水的出口溫度為32℃，井水入口溫度為22℃</p><p>　　b.由設計要

34、求的正戊烷的流量為Wz=24000×1000/330/24=3030.30 kg/h</p><p>　　c.已知51.7℃時正戊烷的蒸發(fā)潛熱 r=347.5044KJ/kg </p><p>　　熱負荷為Q=Wz×r=3030.30×347.5044=1053042.58KJ/h=292.51Kw</p><p&

35、gt;　　d.在30℃~50℃之間水的定壓比熱容為4.08KJ/kg·K</p><p>　　做能量衡算井水流量為：</p><p>　　W h = Q /（Cp×t）= 1053042.58 /（4.08×（32-22）） = 25809.87kg/h</p><p>　　e.井水的定性溫度為tm=（22+32）/2 = 27℃<

36、;/p><p>　　兩流體的溫差Tm-tm=51.7-27<50℃，選用固定管板式換熱器</p><p>　　f.有效平均溫度差：</p><p>　　m=（51.7-22-51.7+32）/In{（51.7-22）/（51.7-32）}=24.36℃</p><p>　　g.選取經驗傳熱系數K值：根據管程走井水，殼程走正戊烷，選擇總傳熱

37、系數Ko=658W/m2·℃</p><p>　　估算換熱面積： S=Q/Ko·Tm=292.51×103/（600×24.36）=18.24m2</p><p>　　考慮15%的面積裕熱：S`=1.15S=18.24×1.15 = 20.98 m2</p><p>　　1.4初選換熱器規(guī)格</p>&

38、lt;p>　　管子規(guī)格： Φ25×2.5mm</p><p>　　公稱直徑DN： 400mm</p><p>　　公稱壓力PN： 2.50MPa</p><p>　　管程數N： 2</p><p>　　管子根數n：

39、 94</p><p>　　中心排管數： 11</p><p>　　管程流通面積： 0.0148m2</p><p>　　換熱管長度L： 3.000m</p><p>　　計算換熱面積A： 20.98m2</p><p>　　1

40、.4.1核算總傳熱系數</p><p>　　a.該換熱器的實際傳熱面積：</p><p>　　So=n×π×do×（ L-0.1）=94×3.14×0.025×(3.0-0.1）=21.40 m2 b.故該換熱器要求的總傳熱系數為：</p><p>　　Ko=Q/

41、So·Tm=292510/（21.40×24.36）=561.11/m2·℃ </p><p>　　1.4.2計算壓強降</p><p>　　(1)計算管程壓降 </p><p>　　∑△Pi=（△P1+△P2）FtNpNs 其中，Ft=1.5，Ns=1，Np=2 </p><p>　　管程流

42、通面積Ai=（n/N）（πd2/4）=94/2×(π×0.022)/4=0.01477m2</p><p>　　Vsi=Wh/ρ=25809.87/3600/994.=0.00721m3/s,</p><p>　　Ui=Vsi/Ai=0.00721/0.01477=0.49m/s</p><p>　　Re=di·ui·ρi/μ

43、 i=0.02×0.49×994/（72.50×10-5）</p><p>　　=13436>10000(湍流)</p><p>　　取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則ε/d=0.0067，而Rei=13436，查閱莫狄摩擦系數圖知：λ=0.034</p><p>　　△P1=λL/d·ρu2/2=0.034×

44、3/0.02×994×0.492/2=608.6Pa</p><p>　　△P2=3×ρu2/2=3×994×0.492/2=358.0Pa</p><p>　　∑△Pi=（608.6+358.0）×2×1.4=2706.4Pa<105 Pa</p><p><b>　　(2)計算

45、殼程壓降</b></p><p>　　∑△Po=（△P1`+△P2`）FsNs 其中，Fs=1.15，Ns=1， </p><p>　　△P1`=F f0 nc(NB+1)ρu2/2，</p><p>　　對三角形排列的管子，F=0.5，nc=1.1 n1/2= 10.66, n = 94，</p><p>　　折流擋板間距h=

46、0.3m,NB=L/H-1=3/0.3-1=9</p><p>　　殼程流通面積Ao=h(D-ncdo)=0.3×(0.4-10.66×0.025)=0.04005m2</p><p>　　uo =3030.30/3600/596/0.04005=0.035m/s</p><p>　　Reo=do·uo·ρ/μ = 0.025

47、×0.035×596/(18×10-5) = 2897</p><p>　　Fo=5.0Reo-0.228=0.812</p><p>　　所以，△P1`=0.5×0.812×10.66×（9+1）×596×0.035×0.035/2=15.80Pa</p><p>　　△P2

48、`=NB（3.5-2h/D)ρ </p><p>　　=uo^2/2=9×(3.5-2×0.3/0.4) ×596×0.035×0.035/2=6.57Pa</p><p>　　∑△Po=(15.80+6.57) ×1.15=25.73Pa</p><p>　　經上述計算可知，管程和殼程的

49、壓強降都能滿足題設的要求。</p><p>　　1.4.3核算總傳熱系數 </p><p>　　(1)計算管程對流傳熱系數αi</p><p>　　Re=13436>10000(湍流),流體被加熱，n=0.4</p><p>　　Pri=Cp·μi/λ=4.08×103×72.5×10-5

50、/0.616=4.73</p><p>　　ai=0.023（λ/d）×Re0.8×Pr0.4=0.023×（0.616/0.02）×134360.8×4.730.4 = 2647.5W/（m2·℃）</p><p>　　計算殼程對流傳熱系數ao</p><p>　　因為立式管殼式換熱器，殼程為正戊烷飽和蒸

51、汽冷凝為飽和液體后離開換熱器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的計算公式計算ao</p><p>　　假設外管壁溫度為41.3℃，則平均膜溫為46.5℃，在此溫度下，正戊烷冷凝液的物性參數 λ=0.112W/（m·℃）；ρ=626kg/m^3；μ=0.229mPa·s</p><p>　　a o=1.13（g·ρ2·λ3·r/μLt）1/4=1.1

52、3（9.81×6262×0.1123×357400/(0.000229×3×（51.7-46.5））1/4= 1093W/m2·℃</p><p><b>　?。?）確定污垢熱阻</b></p><p>　　Rso=1.72×10-4m2·℃/W（有機液體）</p><

53、p>　　Rsi=2.0×10-4m2·℃/W（井水）</p><p><b>　?。?）總傳熱系數K</b></p><p>　　1/K=1/ao+Rso+b·do/λ·dm + Rsi·do/di+1/ai·do/di</p><p>　　=1/1093+0.000172+0

54、.0025×25/(45×22.5)+0.0002×25/20+1/2647.5×25/20 =1.87×10-3</p><p>　　K=534.5W/m^2·℃<561.11W/m^2·℃</p><p>　　所選換熱器的安全系數為（561.11-534.5）/561.11=4.7%</p>&l

55、t;p><b>　?。?）核算壁溫</b></p><p>　?。═-tw）/（1/ao+Rso）=（tw-t）/（1/ai+Rsi）</p><p>　　代入數據：（51.7-tw）/（1/1093+0.000172）=（tw-32）/（1/2647.5 +0.0002）</p><p>　　經解：Tw=38.83℃ ，與假設的41.

56、3℃相差不大</p><p><b>　　1.5結構設計</b></p><p>　　1.5.1列管式換熱器概述[1]</p><p>　　列管式換熱器是目前化工及酒精生產上應用最廣的一種換熱器。它主要由殼體、管板、換熱管、封頭、折流擋板等組成。所需材質 ，可分別采用普通碳鋼、紫銅、或不銹鋼制作。在進行換熱時，一種流體由封頭的連結管處進入，在管

57、流動，從封頭另一端的出口管流出，這稱之管程；另-種流體由殼體的接管進入，從殼體上的另一接管處流出，這稱為殼程。</p><p>　　在列管式換熱器中，管束的表面積即為該換熱器所具有的傳熱面積。當傳熱面積較大，管子數目較多時，為了提高管內流體的流速，增大管內一側流體的傳熱膜系數，常將全部管子平均分成若干組，流體每次只流經一組管子，即采用多管程結構。其方法是在封頭內裝設隔板，在一端的封頭內裝設一塊隔板，便成二管程；在

58、進口端裝兩塊擋板，另一端裝一塊隔板，便成四管程；如此，還可以設置其他多管程，但過多使流體阻力增大，隔板占有分布管面積，而使傳熱面積減小。 </p><p>　　列管換熱器（又名列管式冷凝器），按材質分為碳鋼列管換熱器，不銹鋼列管換熱器和碳鋼與不銹鋼混合列管換熱器三種，按形式分為固定管板式、浮頭式、U型管式換熱器，按結構分為單管程、雙管程和多管程，傳熱面積1～500m2列管式換熱器種類很多，目前廣泛使用的按其溫差補

59、償結構來分，主要有以下幾種： </p><p>　　固定管板式換熱器： </p><p>　　這類換熱器的結構比較簡單、緊湊、造價便宜，但管外不能機械清洗。此種換熱器管束連接在管板上，管板分別焊在外殼兩端，并在其上連接有頂蓋，頂蓋和殼體裝有流體進出口接管。通常在管外裝置一系列垂直于管束的擋板。同時管子和管板與外殼的連接都是剛性的，而管內管外是兩種不同溫度的流體。因此，當管壁與殼壁溫差較大時

60、，由于兩者的熱膨脹不同，產生了很大的溫差應力，以至管子扭彎或使管子從管板上松脫，甚至毀壞換熱器。 </p><p>　　為了克服溫差應力必須有溫差補償裝置，一般在管壁與殼壁溫度相差50℃以上時，為安全起見，換熱器應有溫差補償裝置。但補償裝置（膨脹節(jié)）只能用在殼壁與管壁溫差低于60～70℃和殼程流體壓強不高的情況。一般殼程壓強超過0.6Mpa時由于補償圈過厚，難以伸縮，失去溫差補償的作用，就應考慮其他結構。 <

61、;/p><p><b>　　浮頭式換熱器：</b></p><p>　　換熱器的一塊管板用法蘭與外殼相連接，另一塊管板不與外殼連接，以使管子受熱或冷卻時可以自由伸縮，但在這塊管板上連接一個頂蓋，稱之為“浮頭”，所以這種換熱器叫做浮頭式換熱器。其優(yōu)點是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨脹不變殼體約束，因而當兩種換熱器介質的溫差大時，不會因管束與殼體的熱膨脹量的不同而產生溫差

62、應力。其缺點為結構復雜，造價高。 </p><p><b>　　填料函式換熱器： </b></p><p>　　這類換熱器管束一端可以自由膨脹，結構比浮頭式簡單，造價也比浮頭式低。但殼程內介質有外漏的可能，殼程中不應處理易揮發(fā)、易燃、易爆和有毒的介質。 </p><p><b>　　U型管式換熱器： </b></p&

63、gt;<p>　　U形管式換熱器，每根管子都彎成U形，兩端固定在同一塊管板上，每根管子皆可自由伸縮，從而解決熱補償問題。管程至少為兩程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨脹。其缺點是管子內壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少。優(yōu)點是結構簡單，質量輕，適用于高溫高壓條件。</p><p>　　1.5.2列管式換熱器的設計原則[2]</p><p>　　列管式換熱器的設計和

64、分析包括熱力設計、流動設計、結構設計以及強度設計。其中以熱力設計最為重要。本次設計主要需完成選擇何種列管式換熱器來實現煤油的冷卻，通過對煤油產品冷卻的列管式換熱器設計，達到讓我們了解該換熱器的結構特點，并能根據工藝要求選擇適當的類型，同時還能根據傳熱的基本原理，選擇流程，確定換熱器的基本尺寸，計算傳熱面積以及計算流體阻力。</p><p>　　1.5.3 流動空間的選擇</p><p>

65、　　在管殼式換熱器的計算中，首先需要決定何種流體走管程，何種流體走殼程，這需要遵循些一般原則。</p><p>　?。?）應該盡量提高兩側傳熱系數較小的一個，使傳熱面兩側的傳熱系數接近。</p><p>　?。?）在運行溫度較高的換熱器中，應盡量減少熱量損失，而對于一些制冷裝置，應盡量減少其冷量損失。</p><p>　?。?）管程、殼程的決定應做到便于清洗除垢和修

66、理，以保證運行的可靠性。</p><p>　?。?）應減小管子和殼體因受熱不同而產生的熱應力。</p><p>　?。?）對于有毒的介質和氣相介質，必使其不泄漏，應特別注意其密封，密封不僅要可靠還應該要求方便和簡單。</p><p>　?。?）應盡量避免采用貴金屬，以降低成本。</p><p>　　1.5.4 傳熱管排列和分成方法</p

67、><p>　　傳熱管管板上的排列方式有正方形直列，正方形錯列，三角形直列，三角形錯列和同心圓排列。</p><p>　　正方形直列 正方形錯列</p><p>　　三角形直列 三角形錯列 </p><p><b>　　同心圓排列</b><

68、;/p><p>　　正三角形排列結構緊湊；正方形排列便于機械清洗；同心圓排列用于小殼徑換熱器，外圓管布管均勻，結構更為緊湊。我國換熱器系列中，固定管板式多采用三角形排列；浮頭式則以正方形錯列排列居多，也有正三角形排列。對于多管程換熱器，常采用組合排列方式。每程內都采用正三角形排列，而在各程之間為了便于安裝隔板，采用正方形排列方式。</p><p>　　本次設計，焊接法取管心距t=1.5do=3

69、7.5mm，隔板中心到其最近一排管中心距離：S=t/2+6=37.5/2+6=24.75 mm 取整S=25mm，各程相鄰管的管心距為;25×2=50mm</p><p>　?。?）外殼直徑的確定</p><p>　　D=t(nc-1)+2b` D——殼體內徑，m</p><p>　　t——管中心距，m，通常，脹管法t=（1.3~1.5）d0,且相鄰兩管外

70、壁間距不應小于6mm,即t >= d0 + 6</p><p>　　b`——管束中心線上最外層管中心至殼體內壁的距離，一 般取 b`= （1~1.5）d0</p><p>　　對于按正三角形排列的管子，nc=1.1 n1/2 = 10.66，b`=1.5×19=22.8mm，t = 28mm</p><p>　　D=t(nc-1)+2b`=28&#

71、215;(11-1)+2×22.8=325mm,取整D=400mm</p><p><b>　　最小壁厚：10mm</b></p><p>　?。?）折流板 （支撐板）</p><p>　　對立式換熱器設置折流板，能夠有效的防止傳熱管有破壞性振動。</p><p>　　采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體

72、內徑的25%，則切去的圓</p><p>　　高度為 h=0.25·D=0.25×（400-10）=97.5mm</p><p>　　取折流板間距B=0.4D=0.5×400=200mm，取板間距B=300mm</p><p>　　折流板數Nb=傳熱管長/折流板間距=3000/300-1=10塊</p><p&

73、gt;　　選取折流板與殼體間的間隙為4mm，因此折流板直徑 Dc=400-2×4=392mm</p><p><b>　?。?）拉桿</b></p><p>　　拉桿數量與直徑可查表選取，本換熱器殼體內徑為400mm，故拉桿直徑為Φ12mm，拉桿數量不得少于4個，取10個。</p><p><b>　　（5）接管</b

74、></p><p>　　流速u的經驗值可?。簩σ后w： u=1.5~2m/s</p><p>　　對蒸氣：u=20~50m/s</p><p>　　對氣體：u=（0.1~0.2）m/s</p><p><b>　　a．管程接管</b></p><p>　　Wi=25809.87kg/h/360

75、0=7.17kg/s，接管井水的流速ui=1.5m/s</p><p>　　di=4v/πu=0.042m選取公稱直徑為73mm，</p><p><b>　　b．殼程接管</b></p><p>　　殼程入口處接管設管內氣體流速為us=10m/s</p><p>　　di =ws/3600/ρ/0.785/us=0.0

76、13m,查表選公稱直徑為20mm，</p><p>　　殼程出口處接管設接管內流體速度為us=1m/s</p><p>　　di=ws/3600/ρ/0.785/us==0.034m,查表選公稱直徑為57mm.</p><p><b>　　1.6總結表</b></p><p>　　1.6.1工藝設計匯總表</p&g