化工原理

渭南师范学院化工原理课程设计题目：列管式换热器的设计专业：应用化学学院：化学与材料学院班级：2014.2姓名：任露露学号：140842055指导教师：刘秉智目录1概述11.1课程设计学习目的及其重要性11.2化工原理课程设计的重要性及其步骤12任务书23设计方案的确定34生产条件及其物性参数35工艺设计计算45.1传热面积估算45.2工艺结构尺寸计算及选型（换热器面积）45.3换热器核算66换热器主要结构尺寸和技术结果97课程设计收获及建议108换热器设备图（见附图）109参考文献101列管式换热器的设计说明书任露露（化学与材料学院）1概述1.1课程设计学习目的及其重要性（1）使学生初步掌握化工单元操作设计的基本方法和程序；（2）培养和锻炼学生查阅资料、收集数据、选用公式和正确选择设计参数的能力；（3）训练学生的基本技能，如计算、绘图、运用设计资料、使用经验数据、进行经验估算和数据处理；（4）能够正确而且迅速地进行工程计算，学会用简洁的文字和适当的图表表达自己的设计思想。1.2化工原理课程设计的重要性及其步骤重要性:（1）根据课堂讲授内容，学生相应的自主练习，消化课堂所讲解的内容；（2）有利于学生逻辑思维的锻炼，培养学生分析、解决问题的能力，即使是一个简单的程序，依然需要学生有条不紊的构思；（3）有助于培养学生严谨认真的学习态度。步骤:（1）明确设计任务与条件。a.原料与产品的流量、组成、状态、物理化学性质、流量波动范围；b.设计目的、要求和设备功能；c.公用工程条件,如冷却水温度，加热蒸汽压力，气温和湿度等；d.其他特殊要求。（2）调查待设计设备的国内外状况及发展趋势，有关新技术及专利状况，所涉及的计算方法等。收集有关物料的物性数据及材料的腐蚀性质等。（3）确定操作条件和流程方案。a.确定设备的操作条件，如温度、压力和物流比等；b.确定设备结构型式，评比各类设备结构的优缺点，结合本设计的具体，选择高效、可靠的设备型式；2c.热能的综合利用、安全和环保措施等；d.确定单元设备的工艺流程。（4）主体设备的工艺设计计算化工原理课程设计主要强调工艺流程中主体设备的设计。主体设备是指在每个单元操作中处于核心地位的关键设备，如传热中的换热器，蒸发中的蒸发器，蒸馏和吸收中的塔设备，干燥中的干燥器等。a.主体设备的物料与热量衡算；b.设备特性尺寸计算，如精馏、吸收设备的塔径、塔高，换热设备的传热面积等，可根据有关设备的规范和不同结构设备的流体力学，传质、传热动力学计算公式来计算；c.流体力学验算，如流动阻力与操作范围验算。（5）结构设计在设备型式及主要尺寸确定的基础上，根据各种设备常用结构，参考有关资料与规范，详细设计设备各零部件的结构尺寸。如填料塔要设计液体分布器、再分布器、填料支承、填料压板、各种接口等；板式塔要确定塔板布置、溢流管、各种进出料口结构、塔板支承、液体收集箱与侧线出入口、破沫网等。（6）编写设计说明书。（7）备好绘图工具，绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备工艺条件图。2任务书现生产车间需要一台列管式换热器，用于油品回收柴油的热量。流量为36000kg/h的柴油从180℃将至130℃，油品从60℃升至110℃，试设计一台换热器完成该任务。1.操作条件：（1）操作压力常压（绝压）（2）当地大气压96kPa(绝压)2.设计要求:（1）设计该热量回收利用的原则流程；（2）设计计算该主体设备换热器的主要尺寸及型号规格，并绘制出该换热器的设备图；（3）编制设计说明书。33设计方案的确定1.选择换热器的类型两流体的温度变化情况：热流体进口温度180℃，出口温度130℃。冷流体进口温度60℃，出口温度110℃。选择固定管板式换热器。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上。它的结构简单，在泵体直径内排管最多，比较紧凑。由于这种结果使壳体内侧清洗困难，所以油品走管束，柴油走壳体。由于管束和壳体之间温差太大而产生热膨胀时，会使管子和管板间脱开，从而发生介质泄漏，为此要在外壳上装一个膨胀节。2.流动空间的选择遵循一些一般原则：1)不清洁或易结垢的流体宜走管间，因为管程清洗比较方便；2)腐蚀性流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管子便于维修和更换；3)被冷却的流体宜走壳程，便于散热，增强冷却效果；4)压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，以节省壳体金属消耗量；5)有毒流体走管程，以减少泄漏量；6)若两流体温度差较大，对流体传热系数较大的流体走壳程，因为壁温接近于对流传热系数较大的流体温度，以减小管子和壳体的温差，减小热应力。7)流量小的流体宜走壳程，因为折流档板的作用，流速与流向不断改变，在较低雷诺数的情况下，即可达到湍流，以提高传热效果；根据以上原则，选择油品走管程，柴油走壳程。4生产条件及其物性参数油品定性温度：60+1102=85℃柴油定性温度：180+1302=155℃4查化工原理手册得油品在85℃，柴油在155℃下的物性参数如下表：物性物质密度(kg/m3)比热(KJ.Kg−1.K−1)热导率(W·m−1K−1)黏度(Pa·s)柴油7152.480.1336.4×10−4油品8802.20.1195.2×10−35工艺设计计算5.1传热面积估算5.1.1热负荷QT=qm,hCp,h∆T=360003600⁄×2.48×103×(180−130)=1.24×106w5.1.2油品用量qm,c=QT/Cp,c∆t=1.24×106/2.2×103×(110−60)=40572kg/h5.1.3平均传热温差因为:∆t1/∆t2=(180−110)/(130−60)=12所以:∆tm=(∆t1+∆t2)/2=(180−110)+(130−60)2⁄=70℃5.1.4初算传热面积参见附录选取k值为250W/m−2.℃，则估算的传热面积为S估=QT/KΔtm=1.24×106/250×70=70.857m25.2工艺结构尺寸计算及选型（换热器面积）5.2.1管径和管内流速选用Φ25×2.5m标准规格管子，取管内流速Ui=0.9m/s。5.2.2管程数和传热管数Ns=qvπ4di2u=40572(3600×880)⁄0.785×0.022×0.9=465按单程管计算，所需的传热管长度为L=S估πd0Ns=70.8573.14×0.025×46=20按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m,则该换热器的管程数为Np=Ll=206=4传热总根数n=46×4=1845.2.3平均传热温差校正及壳程数，平均温差校正系数计算如下：P=t2−t1T1−t1=110−60180−60=0.417R=T1−T2t2−t1=180−130110−60=1按单壳程，双管程结构,查温差校正系数有关图表得：φ∆T=0.95平均传热温差∆tm=φ∆T∆tm=0.95×70=66.5℃由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。5.2.4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Pt=1.25d0,则Pt=1.25×25≈32mm隔板中心到离其最近一排管中心距离为Z=Pt2+6=16+6=22mm5.2.5壳体直径采用多管程结构，取管板利用率η=0.75，则壳体直径为D=1.05pt√n/η=1.05×32×√184/0.75=526.28按卷制壳体的进级档，可取D=530mm。5.2.6折流板采用弓形折流板圆,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=0.25×530=132.5mm故取h=130mm6取折流板间距B=0.3D(0.2DBD),则B=0.3×530=159mm可取B=160mm折流板数目NB=传热管长折流板间距−1=6000160−1=375.2.7接管壳程流体进出口接管：取接管内流体流速为u1=5m/s，则接管内径为D1=√4qvπu=√4×36000/(3600×715)3.14×5=0.059m圆整后取管内径为60mm。管程流体进出口接管：取接管内流体流速u2=2.5m/s，则接管内径为D2=√4qvπu=√4×40572/(3600×880)3.14×2.5=0.08m圆整后可取管内径为80mm。5.3换热器核算5.3.1传热面积核算1）管程传热膜系数αi=0.023λdiRe0.8Pr0.4管程流体流通截面积Si=0.785×0.022×1844=0.0144m2管程流体流速和雷诺数分别为ui=40572/(3600×880)0.0144=0.8894m/sRe=duρμ=0.02×0.8894×8805.2×10−3=3010普朗特数Pr=Cpμλ=2.2×103×5.2×10−30.119=96.1347αi=0.023×0.1190.02×30100.8×96.1340.4=515.5w/(m2.℃)2）壳程传热膜系数α0=0.36λ1de,Re0.55Pr13⁄(μμw)0.14管子按正三角形排列，传热当量直径为de,=4(√32Pt2−π4d02)πd0=4×(√32×0.0322−π4×0.025)3.14×0.025=0.02(m)壳程流通截面积s0=BD(1−d0pt)=160×530×(1−2532)=0.0186(m2)壳程流体流速及雷诺数分别为u0=36000(3600×715)⁄0.0186=0.7519(ms)⁄Re0=0.02×0.7519×7156.4×10−4=16800普朗特数Pr0=2.48×103×6.4×10−40.133=11.93黏度校正：(μμw)0.14≈0.95α0=0.36×0.1330.02×168000.55×11.9313⁄×0.95=1095.59w/(m2.℃)3)污垢热阻和管壁热阻查附录,管外侧污垢热阻R0=0.00035m2.℃/w，管内侧污垢热阻Ri=0.00046m2.℃/w。已知管壁厚度b=0.0025m,碳钢在该条件下的热导率为50w/(m2.℃)。4）总传热系数Kk=1d0αidi+Rid0di+bd0λdm+R0+1α0=10.025515.5×0.02+0.00046×0.0250.02+0.0025×0.02550×0.02+0.00035+11095.59=231.23w/(m2.℃)85)传热面积校核S,=Qk∆tm=1240×103231.23×70=76.61(m2)换热器的实际传热面积为SS=πd0lNT=3.14×0.025×6×184=86.664(m2)换热器的面积裕度为SS,=86.66476.61=1.13传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。5.3.2换热器内压降的核算1）管程阻力∆Pi=(∆P1+∆P2)NsNpFtNs=1,Np=4,∆P1=λld⁄×ρui22⁄由雷诺数Re=3010，传热管相对粗糙度0.01,查参考文献中λ−Re双对数坐标图得λ=0.053，流速ui=0.9m/s，ρ=880kg/m3,所以ΔP1=0.053×60.02×880×0.922=5666.76(pa)∆P2=3×880×0.922=1069.2(pa)∆Pi=(5666.76+1069.2)×4×1.4=37721.376(pa)管程流体阻力在允许范围之内。2)壳程阻力，按下式计算∆P0=(∆p1,+∆p2,)FtNs其中Ns=1,Ft=1.4流体流经管束的阻力∆P1，=Ff0nc(NB+1)ρu022F=0.5f0=5.0Re−0.228=5.0×16800−0.228=0.544nc=1.1√n=1.1×√184=15NB=37u0=0.7519∆P1,=0.5×0.544×15×(37+1)×715×0.751922=31335.74(pa)流体流过折流板缺口的阻力∆P2，=NB(3.5−2hD)ρu022其中h=0.13,D=0.53,则∆P2,=37×(3.5−2×0.130.53)×715×0.751922=22509.43(pa)总阻力∆P=31335.