化工流体传热课程设计.doc

化工流体传热课程设计任务书（一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计（二）设计任务及条件1、蒸发系统流程及有关条件见附图。2、系统生产能力： 30 万吨/年。3、有效生产时间：300天/年。4、设计内容： 第二效 效预热器（组）第 二 台预热器的设计。5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。7、换热管直径选为383mm。8、卤水物性参数随温度的变化，当手册查不到时，可按水的变化规律推算。（三）设计项目1、由物料衡算确定卤水流量；2、假设K计算传热面积；3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸；4、核算总传热系数；5、核算压降；6、初步经济衡算；7、确定预热器附件；8、设计评述。目录（略）1设计简介换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在一般化工厂的建设中，换热器约占总投资的11%。在炼油厂的常、减压蒸馏装置中，换热器约占总投资的20%。今后换热器的发展趋势将是不断增加紧凑性、互换性、不断降低材料消耗，提高传热效率和各种比特性，提高操作和维护的便捷性。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、直接接触式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。列管式换热器是间壁式换热器的主要类型。列管式换热器又称管壳式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。管壳式换热器主要由壳体、管束、折流板、管板和封头等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束安装在壳体内，两端固定在管板上。封头用螺栓与壳体两端的法兰相连。它的主要优点是单位体积所具有的传热面积大、结构紧凑、传热效果好。结构坚固，而且可以选用的结构材料范围广，故适应性强、操作弹性较大。与其它品种换热器比较,管壳式换热器的最大缺点是传热效率低。例如,对于水一水换热,传统的管壳式换热器K值范围一般为11502230W/ ,而板式换热器K值为15004700W/ ,螺旋板式为20003000W/ 。图1. 列管式换热器的基本结构由于卤水的蒸发器要求卤水在沸点下进入，而原料卤水的温度达不到要求，需要对原料进行预热，这样既能达到对原料的加热作用，还能有效利用二次蒸汽的能量，达到对能源的有效利用，节约生产成本。目前工厂的设备投资，大约3040%是用于换热器的投资，设计高效换热器对生产有重要意义。根据设计任务的要求，设计一个列管式换热器。2确定换热器台数及工艺结构尺寸2.1估算换热器的台数卤水典型组成（g/L） 1.62 0.15 3.31 178.20 293.76卤水下的物理性质：密度（） 恒压热熔（） 黏度（） 导热系数（） 系统生产能力：30万吨/年 有效生产时间：300天/年所以，每小时的处理量：第二效预热器中卤水的质量流量所以第二效预热器（组）的换热任务为将的物料加热到。壳程流体：加热蒸汽，压力 壳程流体物性 查附录九（化工流体流动与传热）饱和水蒸气表 采用线性插值法： 同理 管程流体：卤水，被加热， 定性温度 查化工流体流动与传热附录六下水的物性 下水的物性 密度 定压热熔 热导率 黏度 已知卤水下的物理性质：密度（） 恒压热熔（） 黏度（） 导热系数（） 按照水的物性变化规律推算卤水：得到下卤水的物性密度（） 恒压热熔（） 黏度（） 导热系数（） 总传热量平均温度差：管外为水蒸气冷凝的管壳式换热器的总传热系数约为：所以需要的总传热面积，由于卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s，所以以流速0.5m/s进行估算，所以计算得到，所以，根据换热管的管长规格，应该要三台换热器才能完成预热任务。在此分组设计中，本人分配的任务为第二台换热器，换热任务为71到78。2.2.假设K计算传热面积2.2.1确定流体物性管程流体：卤水，被加热， 管程流体物性 定性温度 查化工流体流动与传热附录六下水的物性 下水的物性 密度 定压热熔 热导率 黏度 已知卤水下的物理性质：密度（） 恒压热熔（） 黏度（） 导热系数（） 按照水的物性变化规律推算卤水：得到下卤水的物性密度（） 恒压热熔（） 黏度（） 导热系数（） 2.2.2设定总传热系数估算换热面积管外为加热蒸汽处于比饱和温度低的环境中，发生冷凝现象。蒸汽冷凝主要有膜状冷凝和珠装冷凝两种方式：若凝液润湿表面，则会形成一层平滑的液膜，称为膜状冷凝；若凝液不润湿表面，则会在表面上杂乱无章地形成小液珠并沿壁面滑落，称为珠状冷凝。在珠状冷凝过程中，壁面的大部分面积直接暴露在蒸汽中，在这些部位没有液膜阻碍着热流，故珠状冷凝的传热系数可比膜状冷凝高10倍左右。尽管如此，要保持珠状冷凝是非常困难的。事实上，至今在工程上要实现珠状冷凝在工程上是很难实现的，故进行冷凝计算时，通常是将冷凝视为膜状冷凝。管外冷凝系数一般较大，管内对流传热系数 管内流速应不小于，取为进行估算 为湍流迪特斯-贝尔特关联式：查化工原理附录20换热管材料选为碳素钢，热传导系数 估算总传热系数 平均温度差 总换热量：换热面积：考虑15%的面积富裕度，2.3.换热器的工艺尺寸2.3.1.换热管的根数及壳体内径换热管的系列标准：2m 3m 4.5m 6m选取换热管的长度为换热管的数目：根（因为考虑了面积裕度）估算壳体内径D为壳体内径，；t为管中心距，；为位于管束中心线上的管数；管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，一般取查化工流体流动与传热表6-4换热管外径d/mm 10 14 19 25 32 38 45 57换热管中心距t/mm 14 19 25 32 40 48 57 72所以， 按正三角形排列：管束中心线上的管数根取m所以，壳体内径为：=按照系列标准：计算得壳体内径应圆整，即2.3.2换热管的排列方式换热管的尺寸和形状对传热有很大影响，管径越小，单位体积设备的传热面积就越大，这意味着设备越紧凑，体积则越小，对流传热系数较高。但制造麻烦，且小管易结垢，不易机械清洗。所以对清洁的流体小管子为宜，对粘度大或易结垢的液体管径则可取大些。 管子在管板上的固定，原则是必须保证管子和管板连接牢固，不能在连接处产生泄漏，否则会给操作带来严重故障。目前广泛采用胀接法和焊接法，在高温高压时有时也采用胀接加焊接的方法，近来出现了一种爆炸胀管法。胀接法是用胀管器挤压伸人管板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时产生弹性变形。当取出胀管器后，管板孔弹性收缩，管板和管子就会紧紧挤压在一起，实现密封紧固。采用胀接时，管板硬度应比管端高，这样可免除在胀接时管板孔产生塑性变形，影响胀接的紧密性。胀接法一般多用于压力低于3.923 Pa,温度低于300的场合。如果温度高，管子和管板会产生蠕变，胀接应力松弛而引起连接处泄漏。所以对高压、高温、易燃易爆的流体，换热管的紧固多采用焊接法。 当温度高于300或压力高于3.923 Pa时，一般多采用焊接法。这样可保证高温高压时连接的紧密性，同时焊接工艺较胀管工艺简便，管板孔加工要求低，且压力不太高时可使用较薄的管板，因此焊接法被广泛采用。但焊接法由于焊接接头处的热应力，可能会造成应力腐蚀和破裂，同时管板孔与管子间存在间隙。换热管在管板上可按等边三角形、正方形直列和正方形错列排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列管外清洁方便。（a）正三角形排列；（b）正方形直列；（c）正方形错列本换热器中管子在管板上的固定采用的是焊接法，保证连接的紧密性，由于操作压力和操作温度都不高，所以焊接接头处的热应力所造成的应力腐蚀和破裂均可以不考虑。管子的排列方式选用正三角形排列，结构紧凑，传热系数大。由于加热蒸汽很清洁，无需清洗。管的排列结果：根满排时，根3.换热器核算3.1总传热系数的核算3.1.1管内对流传热系数换热器中换热管的内截面积：所以，管内平均流速：为湍流由迪特斯贝尔特关联式得：3.1.2管内为冷凝对流传热由于换热管的导热系数与管内外对流传热系数相比都很小，所以可将管壁温度视为恒定，下面对管壁温度进行估算：管内冷凝对流传热系数较大，假设 因为， 计算得：假设壁面温度，计算管外膜状冷凝对流传热系数定性温度： 换热管的材料为碳素钢：查化工原理附录20下水的物性为密度 黏度 导热系数 汽化潜热963.8 蒸汽密度为：单根管外冷凝对流传热系数：=换热管呈正三角形分布：所以，所以，所以假设的壁面温度合理，壁面温度为所以总传热系数 所以，核算的总传热系数为：实际要的传热面积：实际提供的传热面积为：，实际提供的传热面积体统20%的面积富裕度。所以设计的换热器能够达到生产要求。3.2核算压降流体通过换热器的流动阻力（压降）计算，应按照管程和壳程分别计算。3.2.1管程流动阻力计算对于多管程换热器，其总阻力式中，为因直管摩擦阻力引起的压降，Pa；为因回弯阻力引起的压降，Pa； 为管程结垢校正系数，量纲为一，对的管子，对的管子，：为串联的壳程数；为管程数。式中的直管阻力可按一般摩擦阻力公式计算；回弯阻力由下面的经验公式估算，即在本设计的换热器中，对的管子其应该小于的管子的，在这里取的进行核算。 为湍流对于碳钢管，取管壁粗糙度为 相对粗糙度： 由第一章中关系图，查得：所以，所以3.2.2壳程压降壳程流动阻力的计算公式很多，由于壳程流动的了流动状况较为复杂，用不同的计算结果差别很大。下面采用比较通用的埃索计算公式。其中 式中，为流体横过管束的压降，Pa；为流体通过折流挡板缺口的压降，Pa；为壳程结垢校正系数，量纲为一，对于液体,对于气体或者蒸气；为管子排列方式对压降的校正系数，对于正三角形排列，对转角正方形排列，对于正方形排列；为壳程流体的摩擦系数，当时，其中；为折流挡板；为折流挡板间距，m；为按壳程流通截面积计算的流速，而在本换热器设计中，没有设置折流挡板，所以，管子呈正三角形排列，管束中心线上的管数为：，壳程流通截面积 由热量衡算 所以 因为 所以， 下水的物性： 所以，所以，由于管程和壳程的压降均小于，所以设计的换热器的压降符合要求。4机械设计4.1 概述如图为换热器的详细的结构图。由换热前面的计算可以知道，管壳壁温差不大于50摄氏度时，不设置膨胀节。4.2 管子的选用及其管板的联接4.2.1 管子的选用常采用无缝钢管规格，材料由压力、温度、介质的腐蚀性能决定，长度按规定选用（1500mm、2000mm、2500mm、3000mm、4500mm、5000mm、6000mm、7500mm、9000mm、12000mm）。其长度与公称直径之比，一般为425，常用的为610。本设计选用的管子为，的6000mm碳素钢管。4.2.2 管子与管板的连接（1）胀接：适用范围为换热管为碳素管，管板为碳素管或低合金钢，设计压力小于或等于4Mpa，设计温度小于300，且无特殊要求的场合。外径小于14mm，不适合胀接。要求管板硬度大于管子硬度，否则将管端退火后在胀接。胀接时管子可以是光孔也可以开槽。（2）焊接：优点在于高温高压条件下，焊接连接能保持连接的紧密性，管板加工要求可降低，节省孔的加工工时，工艺较胀接简单，压力较低时可使用较薄的管板。缺点在于焊接接头处产生热应力可能造成应力腐蚀开裂和疲劳破裂，同时管子、管板间存在间隙，已出现腐蚀。考虑到本设计中，壳管的温度差就小，产生的温差应力较小，所以采用焊接的方法连接。（3）焊胀并用：先焊后胀和先胀后焊两种方式。能提高连接处的抗疲劳性能，消除应力腐蚀和时间腐蚀，提高寿命。4.2.3 管板结构管板在换热器的制造成本中占有相当大的比重，管板设计与管板上的孔数、孔径、孔间距、开孔方式以及管子的连接方式有关，其计算过程较为复杂。设计管板厚度采用的是弹性基础模型，将管束当作弹性支承，而管板则作为放置于这弹性基础上的圆板，然后根据载荷大小、管束的刚度及周边支撑情况来确定管板的弯曲应力。由于全面考虑了管束的支承和温差的影响，较为精确，具体的过程参照GB151-1999。考虑到腐蚀裕量，以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等原因，建议最小厚度应大于20mm。管板厚度最小值推荐值换热器管子外径/mm25323857管板厚度/mm3/4222532换热管的外径为38mm，因而管板厚度取为3/4=28.5mm，取上述的最小厚度30mm。管板与壳体的连接采用不可拆的焊接式，兼做法兰。4.3 折流挡板、支承板、旁路挡板结构考虑到壳程为水蒸气冷凝对流传热，传热系数较大，所以不考虑添加折流挡板。然而换热管较细长，考虑添加一定数量的支承，以便安装和防止管子变形。同时设计的换热器中壳体和管束之间的间隙过大，为防止流体短路，因而考虑采用旁路挡板。4.3.1 支承板的结构及安装支承板的常用形式有弓形、圆盘圆环形和带扇形切口三种。支承板的厚度与壳体直径和支承板的间距有关，最小厚度按下表选取：弓形支承板间距：最小间距max02Di，50mm，最大间距按照下表规定选取。壳体公称内径/mm相邻两支承板间距/mm3003004504506006007507502002503561010400700561010127001000681012161000610121616壳体直径/mm4004008009001200管子外径/mm19253857支承板厚度/mm6810最大间距/mm1500180025003400取支承板间距为1000mm，支承板厚度为：12mm。支承板的固定是由拉杆定距管结构来完成的。拉杆的直径与数量可参见下表选用。拉杆直径和拉杆数壳体直径/mm拉杆直径/mm最少拉杆数壳体直径/mm拉杆直径/mm最少拉杆数2002501041100128273，400，500，60012412501210800，1000126经查表易得，拉杆数为为4，直径为12mm。拉杆示意图如下所示：经查表，拉杆尺寸如下：拉杆公称直径/mm数量基本尺寸拉杆直径d/mm/mm/mm/mm1241215502.0拉杆孔示意图如下所示：,4.3.1 旁路挡板结构及安装旁路挡板被加工成规则的长条状，长度等于支承板的板间距，两端焊在支撑板上。4.4 管箱与壳程接管换热器管内流体进出口的空间成为管箱。其深度有一定的要求，满足流通面积的需要。其结构应便于装拆。壳程流体进出的设计会直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。缓冲接管、旁路挡板防止流体对换热管造成很大的冲刷。导流筒用于消除死区，充分利用换热面积，防止流体对换热管造成很大的冲刷。防冲板或导流筒的选择（1）管程设置防冲板的条件：当管程采用轴向人口接管或换热管内流体流速超过3m /s时，应设置防冲板，以减少流体的不均匀分布和对换热管端的冲蚀。）（2）壳程设置防冲板或导流筒的条件：当壳程进口管流体的值。为下列数值时，应在壳程进口管处设置防冲板或导流筒。a） 非腐蚀 、非磨蚀性的单相流体，b) 其他液体，包括沸点下的液体，者。有腐蚀或有磨蚀的气体，蒸汽及汽液混合物，应设置防冲板。当壳程进出口接管距管板较远，流体停滞区过大时，应设置导流筒，以减小流体停滞区，增加换热管的有效换热长度。防冲板的直径或边长，应大于接管外径50mm,防冲板的最小厚度：碳钢为4.5m m，不锈钢为3m m,防冲板的固定形式为：a) 防 冲 板的两侧焊在定距管或拉杆上，也可同时焊在靠近管板的第一块折流板上；b） 防 冲 板焊在圆筒上；c） 用 U 形螺栓将防冲板固定在换热管上。导流筒一般有内导流筒和外导流筒两种形式。a) 内 导 流筒导流筒外表面到壳体圆筒内壁的距离宜不小于接管外径的1/3,导流简端部至管板的距离，应使该处的流通面积不小于导流筒的外侧流通面积。b) 外 导 流筒内衬筒内表面到外导流筒的内表面间距为：接管外径200mm时，间距不小于50m m;d200 mm 时 ，间距不小于75mm,立式外导流换热器，应在内衬筒下端开泪孔。5.初步经济衡算设计管壳式换热器时,给定的已知条件通常为工艺流体的流量与进出口温度,以及换热介质的进口温度,待求的量有换热器的传热面积,换热介质的流量和出口温度,换热器的主要尺寸,如壳径、管径、管长、管子数目和管束排列,以及管程和壳程的阻力降等等,为使设计的换热器在经济上最优,换热器设计应使换热器的年总费用,即年固定费用和年运行费用之和,为最小。一般情况下,年固定费用是指与传热面积大小相关的换热设备的初投资,年运行费用是指年消耗的换热介质费用和换热介质与工艺流体流过换热器时由于阻力压降造成的动力消耗费用之和。因此,换热器年总费用最小的优化目标函数可以用下式表示：J = Ca （Kf +Me）+ Cu Hy w + CiHy (+)式中,J 换热器年总费用(元)Ca 换热器的价格Kf 换热器年折旧率Me换热器年维修率Cu 单位质量换热介质费用Hy 年工作时间W 换热介质流量Ci 单位功率费用管程流动功率损失壳程流动动率损失设计结果:传热量Q = 579644.44W 换热介质流量w= 13. 65kg/ s传热系数k = 1183.3传热面积管程总压降壳程总压降查相关文献得到公式中的其他量的值为：于是，Kf=6%，Me=1%。从网上查到，20号无缝钢管价格为5900元/吨，而钢管重量从GB151-1999查到，由此计算的换热管的价格约为：3488元根据Hall方法估算换热器的价格如下表因此，估算的结果为Ca=12641元。电耗费，Ci=0.62元/度，生蒸汽由工厂高压锅炉产生，生蒸汽的市场价格（从中国价格信息网获得）约为7元/吨。经计算得，换热器年总费用：J=2577545元，由于加热蒸汽蒸汽经过多效的联合利用，效率有了较大提高，这样估算成本就过高。将蒸汽的费用除外，换热器的年费用为J=100889元。6.符号说明A流通面积，；定压质量热容，；d换热管直径，m；D换热器壳径，m；对流传热系数，；k热导率（导热系数），；K总传热系数，；l长度，m；L换热管长度，m；n管数；p压力，；Q传热速率，W；r汽化热，KJ/kg；S传热面积，；t管中心距，m；t冷流体温度，；温度差，；平均传热温差，；T热流体温度，；u流速，m/s；W质量流量，kg/s；V流体体积流量，摩擦系数；黏度，；密度，；c冷流体；b管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，m；h热流体；i管内；m平均；o管外；s污垢；w壁面；max最大；min最小；雷诺数；普朗克数。7.参考文献（1）贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002（2）柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007（3）黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001（4）孙兰凤，梁艳书. 工程制图. 北京：高等教育出版社，2004.11（5）王国胜，化工原理课程设计，大连：大连理工大学出版社，2005.2（6）赵宝效，管壳式换热器计算机辅助设计与优化。能源研究与技术，1997年，第5期（7）GB151-1999