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文档简介

1、换热器课程设计任务书一、设计题目列管式换热器的设计二、设计任务及操作条件1、设计任务1处理能力(回流液流量)76.8nP / h2设备型式_列管式换热器_2、操作条件1回流液 入I I温度194.0C,出丨I温度101.8 C2冷却介质 原油入I I温度53.7C,出I I温度122.1C3管程、壳程的压强降不人丁1.4MPa4_换热器的热损失_忽晚三、设计已知条件1、定性温度下两流体的物性参数(1)回流液定性温度tm=147.9C比热容Cph=2.89kJ/(kg/C)粘度ph=0.509mPa.s原油定性温度tm=87.9C比热容Cpc=2.20kJ/(kg?C)粘度p=6.27mPa.s

2、2、管内外两侧污垢热阻分别是3、回流液在管程4、管壁导热系数人=45W/(mC)四、设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计(1)冷却器结构尺寸的确定(2)传热面积、两侧流体压降校核(3)接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算密度ph=701kg/m3;导热系数九=0.151W/(mC)密度pc=798kg/m3导热系数Xc=0.131W/(mC)RSxlOmCj/W R;o=5.1xl0-4(m2*C)/W5、设计结果汇总6、换热器装配图(1号图纸)7、设计评述8、参考资料摘要本设计内容是处理量为76.8 m3/ h的回流液冷却器,采用列管式换热器。冷却介质为原

3、油。 设计基本完成了换热器的工艺计算,包扌舌回流液的基础物性数据,换热器面积估算,换热器 工艺结构尺寸的计算,并分别进行了核算。最终绘制了换热器装配图。关键词:回流液;列管式换热器;AbstractTlus design content is the capacity for 76.8m3/ 11 Backflow liquid cooler design, tlie design uses theHandling hypoxia heat exchanger. Cooling medium for exude oil.The design is completed the heat exch

4、anger teclmical, mcludmg liquid based physical property data,heat exchanger aiea estimated, heat exchanger process structure size calculation, and respectivelyaccountmg. The assembly drawing heat exchangerKey Words:liquid; Handling hypoxia heat exchanger目录课程设计任务书I摘要IIAbstractIll目录N一前言1.1换热器及换热器分类.11

5、.2列管式换热器分类.1二设计方案简介2三确定物性数据3四工艺计算及主要设计4.1选择换热器的类型.44.2流程安排.44.3估算传热面积.44.4换热器的核算.5五换热器主要结构尺寸和计算结果表.12六、设备参数计算6.1壳体.136.2管板.136.3拉杆.146.4分程隔板.146.5折流板.146.6封头及管箱146.7接管及其法兰.156.8排气、排液管156.9浮头166.10支座设计16七设计计算结果汇总表.18八设计总结19九主要符号说明20十参考文献21十一附录22一、前言1.1换热器及换热器的分类在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器,简称换热器。它是将热流体的部分

6、热量传递给冷流体的设备,既可是一个单独的设备,如加热器、冷凝器的凝汽器;也可以是 某一工艺设备的组成部分,如氨合成塔内的热交换器。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、深冷器、过热器 等。按传热方式的不同可分为:混合式、蓄热式和间壁式。按传热面的形状和结构特点可分 为管壳式(列管式)换热器、板面式换热器和扩展面式换热器。1.2列管式换热器的分类列管式换热器种类很多,目前广泛使用的是按其温差补偿来分,主要有以下几种:(1)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

7、盖和壳体装有流体进出II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人时,由于两者的热膨胀不 同,产生了很大的温差应力,以致管子扭弯或使管子从管板上松脱,以致毁坏换热器。第II页(2)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相接,以使管子受热或冷 却时可以自由伸缩,但在这块管板上裂解一个顶盖,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,以便清洁;管束的膨胀不变壳体约束,因而当两 种换热器介质温差人时,不会因管束与壳体的热膨胀屋的不同而产生温差

8、应力。其缺点为结 构复杂,造价高。(3)填料函式换热器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。但壳程内第IV页介质有外漏可能,壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。(4) U型管式换热器这类换热器只有一个管板,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。1、选择换热器类型: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相接,以使管子受热或冷 却时可以自由伸缩,但在这块管板上裂解一个顶盖,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,以便清洁;管

9、束的膨胀不变壳体约束,因而当两 种换热器介质温差人时,不会因管束与壳体的热膨胀屋的不同而产生温差应力。其缺点为结 构复杂,造价高。由此课程设计是两介质温差较大,所以选择浮头式换热器。2、计算并初选设备规格2.1根据设计的任务书及要求所给数据,计算热负荷2. 2计算平均温差,并根据温差校正系数不小于0. 8的原则决定壳程;2、3确定总传热系数K迭:2.4计算传热面积S,按系列标准选择设备标准;3、核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数心与比,确定污垢热阻氐与R:。,再计算总传热系数K,并 比较K与K迭,若(K-K适)/K a*100%的范围在10虻25%之间,则初选设备合格,否则另选K选 值,重

10、复以上步骤.4、计算管、壳程压强降计算初选设备的管、壳程压强降,如超过工艺允许范怜I,则需要调整流速,在确定管程 数语折板间距,或选另一规格的换热器,直至满足要求。5、根据所选设备规格及工艺要求,确定辅助零部件及尺寸。三、确定物性数据定性温度壳程原油的定性温度为:Tx= (TI+T2) /2=147 9C壳程回流液的定性温度为:(ti+t2)/2二87 9c根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性参数。 壳程原油的物性数据如下:比热容 导热系数 黏度 管程回流液的物性参数如卜:第III页Pc=798kg/m35 二2 20KJ/(kg. C)X尸0 131w/m C a二6. 27X10

11、 50需考虑热补偿,先选择两台单程的浮头式列管换热器,型号为?-6001. 5130-4II9根据上面的初算,查化工原理的附录得出固定挡板式换热器规格参数如卜表:壳径D (mm)600管子尺寸(mm)190X2工程压强(at)16管长L (m)6工程面积(m)130管子总数N:368管程数Np4管子排列方式正二角折流板间距B (mm)300折流板数NE19管心距t (mm)25壳程Ns14.4换热器的核算4.4.1传热能力核算4.4.1.1壳程流体传热膜系数A1U 0=0.36-Re;55P1O3(-)014对于正三角形排列,当量直径4X广护=0.0173111壳程流通截面积:0.019 P3

12、X0.6X亦)=0.04321$壳程流通流速:Uo=A)=0 768m/s;壳程流体雷诺准数:第VI页普兰特数:=105.3所以=729.24w/(m2 C)4.4.1.2管程传热膜系数 管程流通截面积:兀.NTF 瓦=0.01621$管程流体流速:=l 317m/s雷诺准数:Rei=普兰特数:=9.74以上数据Rez=2.72X10410000为湍流;PT】=9 74在0.6-160范|韦|内; 所以管内传热膜系数:4.4. 2流体阻力5.4. 2. 1管程流动阻力核算式中:巧-管程结垢校正系数:APi-管程总压力降Pa;由Re=2.72 X 104,取传热管相对粗糙度=0.1/15=0.0

13、0667,查上册教材P54-l-27莫狄a图得A 1=0.036;Pro=7-T=1693.2第VII页=8754.31 Pa取1=31.3172X 701=3X -=1823.82 Pa因为Ns=l, Np=4, Ft=1.5:Apt=(8754.31+1823.82) X 1X4X 1.5=63468 78pa l 3MPa管程流体阻力在允许的范围内。4A.2.2壳程流动阻力核算g=2Po+Ap】)FsNsNs=lFs=1.15式中:Ap2-壳体总阻力,Pa;Apo-流体流过管束是总压力,Pa: pi-流体流过折流板缺I I的阻力,Pa:FS.-壳程压力降结垢校正系数;N-壳程数;流体流经

14、管束的阻力损失: po=F/oh(NB+l)罟其中:hc=l.lNT05NT-每一壳程的管子总数;NB-折流板数目为19;uo-壳程流体横过管束的最小流速,m/s:F-管子排列方式对阻力损失的校正因数:fo-壳程流体摩擦系数;=0.036 X6_X0.0151.3172X 7012第VIII页对于正三方形F=0 5;对于液体Fs=1.15;Ns=l;he =1.1NT0 5=1.1 X 3680 5=21;Ao=B(D- hc*do尸0.3 X (0.6-21 X 0.019)=0.0603m第VIII页1】0=丿=26.48/(798 X 0.0603尸0 55m/s; A)deuQ/JcR

15、e0=-=1330500f0=5Re-22S=5 X 1330亦=0 970.552X 798Apo=O.5XO.97X21X (19+1) X- -=24586 Pa流体流过折流板缺I 1的阻力损失2B応 Q2X0.3798 X0.552AP1=NB(3.5- -) =19X (3.5- -)X- -=7797PaB-折流板间距,m;D-换热器壳体内径,m;总阻力损失:Ap:= (24586+7797) X 1.15X1=37240.45Pa1.4MPa壳程流体阻力在允许的范围内。4.4.3总传热系数K=320.7 W/(m2 C)比较K值与K进值:两台换热器的实际传热面积为:S0=2NT7

16、rdL=2 X 368 X 3.14X 0.019X (6-0.1) =260m2实际传热系数:ISM3.985 X106= 260 X54.76迥叫F KK实320.7 280-X100%=-X 100%=14.29%K实280根据安全系数在10%25%之间为合格换热所以有安全系数:第VIII页五换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程流量,kg/h53836.826.48物操作温度,C53.7/122.1194/101.8定性温度,C87. 9147. 9第IX页性流体密度,kg/m3798701定压比热容,kj/(kg.k)2.892.20黏度,pa.s0.509X1036.27X10

17、3传热系数,W/ (mC)0.1510.131普兰特数9.74105.3设备结构参数形式浮头式台数2壳体内径,mm600壳程数1管径,nun019X2管心距,mm25管长,nun6000管子排列正二角形管数目,根368折流板数19传热面积,加2130折流板间距,mm300管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速,ni/s1.3170.55表面传热系数,W/ (mC)1617.47729.24污垢系数, K/W0.00020.0002阻力降,Pa6347037240热流量,kw3985传热温差,k54.76传热系数,附(mC)350裕度25.0六、设备参数计算6.壳体6.1.1壳内直径根据前面的

18、工艺计算,本次设计采用的换热器壳体内径口=600 mmo查阅结构与零部件(上)P123,表1-1-86的无缝钢管制作筒体时容器的公称直径, 本次采用公称直径为DN= 600mmX8mm的壳体,则Do=616mm, Dx=600mmo6.1. 2壳体壁厚查阅化工设备机械基础P126,表9-3,采用Q235-A. F钢板(GB3274),其中钢密度=7850kg m由Po=0. 6 MPa, D,=600mm,再查阅化工设备机械基础P124,表9-6,对壳体与管板采用单面焊,焊接接头系数0 =0. 65,腐蚀裕度83+0. 5二3. 5mm.查阅 化工设备机械基础P124,表9-4碳素钢、 普通低

19、合金钢板许用应力, 得:0-x=113MPa ,os= 235MPaPD.0.6X600(5=-弋= 一-+3 55 96 (mm)2Q 0 P, 2X113X0.65 0.6圆整后取8mm6.1. 3壳体质量壳体长度二7m质量=7850X7X3. 14X (0. 6162-0. 6002) /4=829. 24kg注:个别数据来源于后续步骤。详见附图。6. 2 1管板参数根据壳体内径尺寸,查阅换热器设计手册P161,表1-6-9管板尺寸表,由于没有 适合本次设计的标准管板,根据井标准设计得管板相关参数。具体参数列于下表:管板参数(管板按非标准设计)参数名称参数值管板直径Da/mm600管板外

20、径D/mm647管板厚度ba/mm32管孔直径di/mm25管孔数/个168换热管外伸长度/mm5管板质罐/關46. 39单块管板质量:m=0. 00717X7850 = 46. 39kg6. 2. 2管板与壳体的连接管板夹于壳体法兰和顶盖法兰之间,6.2.3管子在管板上的固定方式采用焊接法在管板上固定管子。根据换热器设计手册P172,表1-6-20,管子伸出 长度约为5mmo6. 3拉杆本换热器壳体内径为600mm,查阅化工单元过程及设备课程设计P135,表4-7和 表4-8得:拉杆螺纹公称直径:d”=16mm拉杆长:Li二6. 840mLF6. 480m前螺纹长La二20mm后螺纹长Lo=

21、60mm拉杆数:4根拉杆质量:m=7850X (2X6. 840+2X6. 480) X3. 14X0.01674=64.7 kg拉杆外套有定距管,规格与换热管一样,长度:L:二6. 65 m, L=6. 300m。粗略计算定距管质量m =7850X (2X6. 65+2X6.3) X3. 14X (0. 0252-0. 02:)/4=35. 4 kg板6. 4分程查阅化工单元过程及设备课程设计P127,表4-1,因本此设计换热器的公称直径DxOOmm ,对于碳钢,得隔板厚度为:b=10mm。分程隔板长L1二150+40+400+5-10二585mm, L2=200+5T0二190mm其中10

22、mm为管箱嵌入法兰第XI页深度,5mm为隔板嵌入管板深度。管箱分程隔板质量以长方体板粗略估计:ml二0. 6000X0. 585X0. 010X7850X2=55. lkg浮头分成隔板质量以半圆板粗略估算:m2二3. 14X0. 5X0. 190X0.010X7850=23. 4kg隔板总质量m=55.1+23. 4=78. 51kg& 5折流板前面已算出:折流板数NF19块圆缺高度h= 150 mm板间距B = 360mm查阅换热器设计手册P182,表1-6-26和表1-6-33,得:折流板直径Da= (6003. 5 0. 5) mm二596mm折流板厚度C = 6 mm。折流板的

23、管孔,按GB151规定I级换热器,管孔直径=25+0. 4=25. 4mm折流板质量:m=19X0. 000418X7850=62. 35 kg& 6封头及管箱6. 6.1封头查阅材料与零部件P332,表2-1-9,本换热器采用椭圆型封头(JB1154-73)一个, 材料采用高合金钢, 公称直径D:=600mm(以内径为公称直径) , 曲面高度h】= 150mm,直边 咼度h: =40mm,厚度=8mm, .ll量二16. 6kg。焊接于管箱。6. 6. 2管箱管箱长L二400mm,管箱内径二6000mm(按非标准设计),壁厚二8mm管箱质量:m=3. 14X0. 600X0. 400

24、X0. 008X7850=47. 32 kg。6. 6. 3筒体法兰及管箱法兰查阅材料与零部件(上)P386,表2-2-22,采用凹法兰,在公称压力1. 01. 6MPa范I韦I内,选取的法兰参数为D二730mm,公称直径二600mm,孔间距D产690mm, D:二655mm。孔直 径=25mm,厚度b二32mm ,法兰重量=35. lkg。所用螺栓规格M20X90mm,螺栓数目:28。 一个法兰焊接在管箱,再与前管板连接;另一个法兰焊接在筒体,与后管板连接。6. 7接管及其法兰根据流体力学与传热P207,接管直径公式,同时也考虑到接管内的流体流速为相应 管、壳程流速的1.21.4倍。壳程流体

25、进出II接管: 取接管内水的流速为m二0.5m/s,则接管内径为A =取标准管径为200 mmX4400 /(3600 X815)二0. 195 m3.14X0.54匕兀比第XII页查表 材料与零部件 (上) P655表2-8-1,取管的内径=200mm,管厚=6mm,伸出 咼度=150mm。接管质量二3. 14X0.2X0. 004X0. 15X7850=2. 957kg原油进出I】采用凸法兰,查阅材料与零部件P380,表2-2-19,取法兰直径=340mm,厚度b二26mm,螺栓孔间距Di = 295mm, D:=219mm,螺栓孔直径=22mm。法兰重量:法兰=2. 42kg,螺栓规格:M20,螺栓数量为8。由于P xur=815X0. 5=203. 7 1400二4190mm。6.10.2支座承载能力校核(1)换热器的质量统计于卞表:序号各零部件数量单件重量/kg重量/kg第XII页1壳体1829. 24829. 242管板246. 3992. 783壳程接管21.913. 824壳程接管法兰25.5115管程接管22. 575. 146管程接管法兰24. 849. 687隔板320.8462. 568封头116.6016. 60第XIII页9封头法兰117. 8017. 8012传热管1684.4274

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