化工原理课程设计(一)扩能后Claus装置E7101换热器

化工原理课程设计(一)扩能后Claus装置E7101换热器学号：08412016 4二、换热器简介 6 9 93.2流程安排 9 4.1工艺结构设计 4.1.2、选择管径及管内流速 4.1.4、平均传热温差校正及壳程数 4.1.5、传热管排列 4.1.6、管心距 4.1.9折流板和支承板 4.1.10、其他主要附件 4.1.11接管 275.2计算总传热系数 5.2.1热流量 5.2.2平均传热温差 5.2.3计算传热面积 285.3工艺结构尺寸 5.3.1管径和管内流速 5.3.2管程数和传热管数 29 29 295.4换热器核算 六、换热器主要结构尺寸和计算结果 37 39十、符号说明 十一、流程及尺寸图 (1)设计方案简介(7)主要设备的总装配图(8)编写设计说明书作为整个设计工作的常在化工厂的建设中换热器投资比例为1122956图4-36固定管板式换热器管板管板封头图1U型管换热器的结构示意图遍1图7-12浮头式换热器1.壳盖2.浮头盖3.浮头管板4.壳体5.传热管6.支持板7.折流板体进口温度为314℃,出口温度255℃。进口压力为35.20KP冷流体进口温度165℃,出口温度224℃,进口压力27.60KPa,出口压力四、工艺结构设计与核算4.1工艺结构设计4.1.1、估算传热面积1.换热器的热流量换热器的热流量是指在确定的物流进口温度下，使其达到规定的出口温度，冷流体和热流体之间的在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变的物流对于有相变的单组分饱和蒸汽冷凝过程，则依冷凝量当换热器壳体保温后仍与环境温度相差较大时，则其热(冷)损失不可忽略，在计算热流量时，应计入热(冷)损失量，以保证换热器设计的可靠2.加热剂或冷却剂用量加热剂或冷却剂的用量取决于工艺流体所需的工艺流体被加热的情况，加热剂所房产的热量等于工艺流体所吸收的对于工艺流体被冷却的情况，工艺流体所放出的热流量的3%~5%。在实际设计中，有时加热剂或冷却剂的用量由工艺条下，其出口温度可由式(3-4)或式(3-5)得出。3.平均传热温差平均传热温差是换热器的传热推动力。其值不但和流体的进出口温度有关，而且还与换热器内两种流体的相对流向有关。对于列管式换热器，常见的相对流向有三种即：并流，逆流和折流，如图3-5对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况4.估算传热面积在估算传热面积时，可根据冷、热流体的具体情况，参考换热器传热热系数的大致范围(见表3-1)加上我一K值，利用传热速率方程，估算传热面积Ap4.1.2、选择管径及管内流速若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高积来说可以减少壳体直径，但管径小，流动阻力大较，一般要求选择流速应使流体处于稳定的湍流状态，及雷诺系数大于特别对于传热热阻较大的流体或易结垢流体应选取较大流速，以利于增加换热器应有适当的的管长和管程数，并保证不会4.1.3、选取管长，确定管程和总管数选定了管径和管内流速后，可以依下列公式确定换如果按单程计算传热太长，则应采用多管程管子的长度，国标(GB151)推荐的传热管长度注意合理利用材料，还要使换热器具有适宜的长径比径比可在4—25范围内，一般情况下为6—10,竖直放置的换热器，长径比为4—6换热器的总传热管数Nr=Nn,换热器的实际传热面积为4.1.4、平均传热温差校正及壳程数选用多管程换热器损失部分传热温差，这种情况下度管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高；相同的壳径内可产生污垢的场合；但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排接和焊接两种。通常，胀接法取t=(1.3～1.5)do,且相邻两管外壁间距不应小于6mm,即t≥(d+6)。焊接法取t=1.25do。多管程结构中，隔板占有管板部分面积，,隔板中心到离其最近的一4.1.7、管束的分程方法按下式对于正方形排列 列，2管程η=0.55~0.7,4管程以上η=0.45~0.65。估算出壳体内径后，需圆整到标准尺寸，换热器的公称直径以400mm为基数，以100mm为进级档，必要时也可采用500mm为进级档。4.1.9折流板和支承板安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍动程度加剧，以壳内径的10～40%,一般取20～25%,过高或过低都不利于传热。两相邻4.1.10、其他主要附件乘积pu²来确定是否设置防冲挡板。非腐蚀性和非磨蚀性物料当4.1.11接管接管不宜采用轴向接管，如必须采用轴向接管时，应板，以防流体分布不良或对管端的侵蚀，接管直接4.2换热器核算4.2.1热流量核算列管式换热器传热面积以管热管外表面为准，再次规定则有传热系数的求法可参见有关文献。此处仅对常见的无相(1)壳程流体无相变传热对于装有弓形折流板的列管式散热器，壳程表面传热系数的计算法有贝尔法。克恩法及多诺霍当量直径de随管子布置方式而变，分别用下列各式计算。正方形排列时雷诺数并用式(3-26)求表面传热系数(2)壳程为饱和蒸汽冷凝工业上冷凝器多采用水平管束和垂直管束;;冷凝器，且管表面液膜为层流。在该种情况下一数多大于努赛尔理论公式的计算值。德沃尔基于2.管程表面传热系数若管程为流体无相变传热，则在通常情况下可用普朗特数Pr在0.6~160之间；特征尺寸取传热管内径di。至于目前对污垢热阻的选取主要凭经验数据。选择污垢热阻时，应特别慎重，尤其对易结垢的物料更是如此。因为在这种情况下，污垢热阻往往在传热热阻中占有较大的比例，其值对传热系数的影响很大。常见物料的污热温差后，则与Kc对应的计算传热面积为根据Ac和A可求出该换热器的面积裕度为保证换热器操作的可能性，一般应使用换热器的面积裕度大于15%-20%。满足此要求，则所设计的换热器较为适合，否则应予以调整或4.2.2传热管和壳体壁温核算有些情况下，表面传热系数与壁温有关，这种情况下，计算表面传热系数需先假设壁温，球的表面传热系数后，再核算壁温。另外，计算热应力，检验所选换热器的形式是否合适、是否需要加设温度补偿装置等均需式中，φ为换热器热流量，W;Tm为热流量的平均温度，℃;Tw为热流体侧的管壁温度，℃;tm为冷流体的平均温度，℃;tw为冷流体侧的表因此有液体平均温度(过渡流及湍流)液体(层流阶段)及气体的平均温度的保温，或壳体流体近似环境温度，则壳体壁温可近似取壳程流体的平均4.3.3换热器内流体阻力计算 5.1确定物性数据壳程(热)流体的定性温度为管程(冷)流体的定性温度为5.2计算总传热系数5.3工艺结构尺寸按单程管设计，传热管过程，宜采用多管程结构。现取传热管长L=6m,(根)传热管总根数N,=18949×1=18949(根)t=1.25d₀则各程相邻的管心距为44mm采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%,则切去则B=0.5×5530=2765mm可取B为2765mm。折流板数折流板圆缺面水平装配。5.4换热器核算5.4.1.2管内表面传热系数管程流体流通截面积管程流体流速5.4.1.3污垢热阻和管壁热阻,取管内侧污垢热阻R,=0..03m²·k/w碳钢在该条件下的热导率为46w/(m·K)。所以壳程流体流速及其雷诺数分别为为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃,出口温度为39℃计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有传热管壁温之差为△t=284.5-246=38.5℃。壁易产生污垢，因此，需选用浮头式换热器较为适宜N,=1,Np=6,F,=1.4Re=1887处于层流区λ=64/Re=0.033管程流动阻力在允许范围之内。5.4.3.2壳程阻力流体流经管束的阻力热流体B=0.15m,D=0.45m△P=(△P₀+△P₁)F,N,=(75.管程壳程流率kg/s进/出口温度/℃定性温度/℃密度/(kg/m³)粘度/(Pa*s)热导率(W/m·k)台数1壳程数1管子排列正四边形3传热面积/m²管程数1材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/(m/s)表面传热系数/[W/(m²·k)]污垢热阻/(m²·k/W)传热系数/[W/(m²·K)][2]化工设备技术全书编委会.换热器设计[M].上海：上海科学技术出[3]大连理工大学.化工原理(上册)[M].大连：大连理工大学出版社，[4]时均等.化学工程手册(第二版，上卷)[M].北京：化学工业出版[5]童景山.流体的热物理性质中国石化出版社外径*厚度I级换热器Ⅱ级换热器外径偏差外径偏差碳钢不锈钢流体类型管内流速(m/s)管间流速(m/s)一般液体海水，河水等易结垢流体气体水蒸气优质-不含油水蒸气劣质-不含油处理过的盐水有机物燃烧油焦油空气溶剂蒸气表4、常用金属材料的热导率/W/(m.K)料温度/℃0碳钢碳钢铝铜铅镍银—图5、对数平均温差校正系数P光侧1程，管属3、6.9程0图6、对数平均温差校正系数0PT壳侧1程，管偶2程成2n程，n=装数对数平均温差校正系数φ相对雅籍度力相对雅籍度力摩擦系数与雷诺数及相对粗糙度的关系十、符号说明Q…………热流量，Wm……………………KJ/(Kg.K)Iw…………谁蒸气冷凝热，KJ/KgAp…………传热面积，m²K…………传热系数W/(m².kn………单程管子数目u…………流体流速，m/sL…………管子长度，mAc…………计算传热面积，m²S………隔板与中心距离，mD…