.化

工

原

理：13級化3）班：1320103090.

目

錄述3流體流動物性參數(shù)6計算熱負計算兩流初選換熱7算10核算總傳10核算壓強13式1617述17獻182

化原課設任書一設題：二操條：80℃50kPa24小三設型：四處能：109000噸/五設要：式六附：出口溫度40.5殼體內部空間利用率選定管程流速u（m/s）殼程流體進出口接管流體流速（m/s管程流體進出口接管流體流速（m/s

3

1.計述1.1熱傳遞概念與義量傳的概念熱量傳遞是指由于溫度差引起的量轉移，簡稱傳熱。由熱力學第二定律可知，在自然界中凡是有溫差在時，熱就必然從高溫處傳遞到低溫處，因此傳熱是自然界和工程技術領中極普遍的一種傳遞現(xiàn)象。學工與熱傳遞的關系化學工業(yè)與傳熱的關系密切。這因為化工生產(chǎn)中的很多過程和單元操作，多需要進行加熱和冷卻，例：化學反應通常要在一定的溫度進行，為了達到并保持一定溫度，就需要反應器輸入或輸出熱量；又如在蒸發(fā)、蒸餾、干燥等單元操作中，都要向些設備輸入或輸出熱量。此外，化工設備的保溫，生產(chǎn)過程中熱能的合理用以及廢熱的回收利用等都涉及到傳熱的問題，由此可見；傳熱過程普遍存在于化工生產(chǎn)中，且具有極其重要的作用?？傊?，無論是在能源，宇航化工，動力，冶金，機械，建筑等工業(yè)部門，還是在農(nóng)業(yè)，環(huán)境等部門中涉及到許多有關傳熱的問題。應予指出，熱力學和傳熱學既有別又有聯(lián)系。熱力學不研究引起傳熱的機理和傳熱的快慢，它僅研究質的平衡狀態(tài)，確定系統(tǒng)由一個平衡狀態(tài)變成另一個平衡狀態(tài)所需的總能；而傳熱學研究能量的傳遞速率，因此可以認為傳熱學是熱力學的擴展。熱的本方式根據(jù)載熱介質的不同，熱傳遞有種基本方式：熱物體各部分之間不發(fā)生相對位移子、原子和自由電子等微觀粒子的熱動而引起的熱量傳遞稱為熱傳導。熱傳導的條件是系統(tǒng)兩部分之間存在溫差。熱流）部分之間發(fā)生相對位移所引起的熱傳遞過程稱為熱對流。熱對流僅發(fā)在流體中，產(chǎn)生原因有二：一是因流體中各處溫度不同而引起密度的差別使流體質點產(chǎn)生相對位移的自然對流；二是因泵或攪拌等外力所致的質點制運動的強制對流。此外，流體流過固體表面時發(fā)生對流和熱傳導聯(lián)合作用的傳熱過程，4

即是熱由流體傳到固體表面（或之）的過程，通常稱為對流傳熱。熱射熱的原因產(chǎn)生的電磁波在空間的傳遞稱為熱輻射輻射的特點是：不僅有能量的傳，而且還有能量的轉移。1.2熱器的念、意及基本設計求熱器概念及意義：在化工生產(chǎn)中為了實現(xiàn)物料之間量傳遞過程需要一種傳熱設備統(tǒng)稱為換熱器生產(chǎn)中工藝流程的需要著各種不同的換熱過程：如加熱、冷卻、蒸和冷凝。換熱器就是用來進行這些熱傳遞過程的設備這種設備使熱量從溫度較高的流體傳遞到溫度較低的流體，以滿足工藝上的需要。是化工煉油，動力，原子能和其他許多工業(yè)部門廣泛應用的一種通用工藝備化工煉油等工業(yè)生產(chǎn)來說尤為重要器化工生產(chǎn)中作為一個單獨的化工設備作為某一工藝設備的組成部分換熱器在化工生產(chǎn)中應用是十分廣泛的何化工生產(chǎn)中國內還是國外產(chǎn)中都占有主導地位。熱器計要求：序號1011

特別要求對事故工況的校核對管箱隔板強度的校核各部件吊耳安裝位置的校核浮頭式和束固定管板外徑延伸使管板兼作試壓法蘭時的強度校核管板的剛度校核風載荷和地震載荷的校核進出口接管承受管線載荷的校核疊裝換熱器中，底下那臺換熱器校核鞍式支座的校核外表油漆干膜厚度的檢測封頭熱壓成形時，終壓溫度的檢5

12131.3管殼換熱器簡介

殼體直線度的檢測氫工況的判別及材料要求概述：管殼式換熱器是目前應用最為廣泛的一種換熱器。它包定管板式換熱器管殼換熱器脹節(jié)式換熱器換熱器、分段式換熱器、套管式換熱器等管殼式換熱器由管箱、殼體、管束等主要元件構成管殼式熱器的核心熱管作為導熱元件換熱器的熱力性能個對換熱器熱力性能有較大影響的基本元件是折流板（或折流桿要決定管殼式換熱器的承壓能力及操作運行的安全靠性。作原理：管殼式換熱器和螺旋板式換熱、式換熱器一樣屬于間壁式換熱器熱管內構成的流體道稱為管程成的流體通道稱為殼程和殼程分別通過兩不同溫度的流體時高的流體通過換熱管壁將熱量傳遞溫度較低的流體被冷卻，溫度較低的流體被加熱進而實現(xiàn)兩流體換熱工藝目的。要技術特性1溫高壓，堅固可靠耐用2、造應用歷史悠久，制造工藝及操作維檢技術成熟、選材廣泛，適用范圍大。2.算初換器格2.1體流動徑的確本換熱器處理的是兩流體均不發(fā)相變的傳熱過程兩流體的6

3oo3oo情況，故選擇循環(huán)水走換熱器的程，苯走殼程。2.2定流體定性溫、物性數(shù)據(jù)并選擇管換熱器的式性溫冷卻介質為循環(huán)水，入口溫度為℃出口溫度為33℃；苯的定性溫度：

40T60

℃；水的定性溫度t=；兩流體的溫差：

T6027.532.5m

——兩流體溫差不大于℃，不考慮熱補償；故選用固定管板式列管換熱器。性數(shù)

＝＝水

0.381=0.381mPa·s0.807=0.807mPa·sCp＝

0=1.828KJ/(㎏·o

C)Cp水

·

C)

＝

0.151W/(m·

C)

水0.613W/(m·

C)兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)物性

導

熱

系密度

比熱KJ/(·C)

粘度·s流體

·C)苯水

2.3算熱負和冷卻流量流體量W負荷Q=）/3600=苯7

22i22i流體質量流40753.60699kg/hc水2.4算兩流的平均度差按單殼程、多管程進行計算，逆時平均溫度差為：均溫差′m=△t2—△t1△t2/=[(80-33)-(40-25)]/ln[(80-33)/(40-25)]=℃度矯系數(shù)R=(T1-T2)/(t2-t1)=(80-40)/(33-25)=5由《化工原理》上冊查圖4－19可得

eq\o\ac(△,φ)所

eq\o\ac(△,以)tm=eq\o\ac(△,φ)eq\o\ac(△,*)′m=0.92*28.02=不需要熱補償又因為故可選用單殼程的列管換熱器。2.5算和初換熱器規(guī)格定K：根據(jù)低溫流體為水體為機工原理K圍：·管程管子根數(shù)：

假設·℃)因為水走管程且初選25*2.5，L=的管，所以設=1m/s由

i

i

i可求得：V=40753.60699kg/hi

取37熱面：08

管程長：Li0oi程數(shù)i管數(shù)=3*37=111i心距=1.25*25=32mm0過管中心線的管數(shù)：n=1.19*n^1/2=13根c算殼：D=1.05*t*（111/0.7）^1/2=423mm

初選管程為取整采用弓形折流板圓缺高度為殼體徑的切去的圓缺高度為折流板間距取折流板數(shù)=折流板間-B折流板圓缺面水平裝配殼程流體進出口接管：取接管內品流速為u1=1m/s則接管內徑為d1=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887md1=90mm

取整管程流體進出口接管：取接管內環(huán)水流速則接管內徑為d2=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m取

整子進行排列有圖如下：9

22管板式換熱器規(guī)格尺寸為：殼

徑

管子尺寸

Φ×2.5mm管程數(shù)管子總數(shù)

管長L管子排列方法

正三角形面積及總傳熱系數(shù)：S1=3.14ndL=3.14*111*0.025*）=51.40965m^2若采用此傳熱面積的換熱器，則求過程的總傳熱系數(shù)為：285.2506706W/(m·℃)3藝算3.1核算傳熱系數(shù)算管對流傳熱系數(shù)iUi=Vi/Ai=4*0.01137/(ni*3.14*di^2)

與假設相一致適=di*ui*995.7/(0.807*10^-3)=i*(0.852*10^-3)/0.613=5.406735751i水

湍流10

，2，2圖

殼程摩擦系數(shù)f0系所以αi=0.023*(

水

/di)*）*Pri

㎡·算殼程對流傳熱系數(shù)0換熱器中心附近管排中流體流通面積為：0.014765625m式中擋板間距，?。?/p>

2t

管中心距，對

252.5tmm

。因為W18611.11111(kg/h)所以u=Vs/A0=0.418504475m/s由正三角形排列得：=4(/2*t—3.14/4d)011

2211sosiWmC2211sosiWmC3/20.027151936m0

e

苯

836.6

=0.027151936*0.418504475*836.6/(0.381*0.001)=25016.996520

p

4.6因為范圍內且殼程中苯被冷卻，取0

μw)=0.915

；0

0

0

3

所以。=W/(㎡℃)定污熱阻管內、外側污垢熱阻分別取為：Rsi=W/(℃

0.00017℃

傳熱數(shù)K2忽略管壁熱阻、總傳熱系數(shù)K2：1Kd0iii11513.3472272W/(9191.72.048415數(shù)為285.2506706W/(

℃

安全系為：12

（513.3472272—285.2506706故所選擇的換熱器是合適的。溯試：安全系數(shù)過高計過程中料浪費主要影響因素之一控制其它條件不變，適當降低管程，減少總管數(shù)?；毓艹逃嬎悖篘p=2：(W/(㎡η’=(513.3472272-427.876006)/

符合條件Np=1

：K1=855.7520119(W/(㎡K2=513.3472272(W/(㎡η”總數(shù)：

不符合條件管距：

根=1.25*25=32mm0橫管束中心線的管數(shù)：c計殼徑：

根D=1.05*t*（74/0.7折板：

取整13

采用弓形折流板圓缺高度為殼體徑的切去的圓缺高度為折流板間距取折流板數(shù)=折流板間-折流板圓缺面水平裝配接：殼程流體進出口接管：取接管內品流速，則接管內徑為

d1=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887m取整d1=90mm管程流體進出口接管：取接管內環(huán)水流u2=1.5m/s,管內徑為

d2=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m取整將些管子進行排列有圖如初固定管板式換熱器規(guī)格尺寸為：殼

徑

管

Φ管程數(shù)管子總數(shù)

74

管L管子排列方法

正三角形實傳熱面積及總傳熱系數(shù)）=34.2731m^2若采用此傳熱面積的換熱器，則求過程的總傳熱系數(shù)為：427.876006㎡3.2算管程強降

Nsi2t前面已算出：ui=

（湍流）14

，，取不銹鋼管壁粗糙度

0.1mm則相對粗糙度摩擦系數(shù)所以：

L24.5i0.033d2i

ui22

5115計算得：對于Φ×管子1.4t∑△3.3算殼程強降管數(shù)由變?yōu)?，所以：流通面積：Ａ。殼體流體流速。=0.212264837m/s雷諾準數(shù)∑△Ｐ△P1′＋′)*Fs*Ns取Ns=1其中：

滿足要求F，n0

u2

管子為正三角形排列，?。篎=0.5B

取15

f5.0Re

0.228

0.228

=0.59097359所以△P1′=2280.367627△P2′=2082.601873∑

5017.414926由上面計算可知，該換熱器管程殼程的壓強均滿足題目要求，故所選換熱器合適。4計果覽項

目

管（環(huán)）

殼（）流量，s

16

11溫度，℃（出）定性溫度，℃

80/4060物

密度，

3

性

比熱，℃粘度Pa·導熱系數(shù)普蘭特數(shù)

0.720×

0.318×結

殼體外徑，

mm

臺數(shù)

構

管徑，

mm

Ф25*2.5

殼程數(shù)

參數(shù)

管長管數(shù)

管心距，㎜管子排列

32正斜45°傳熱面積，㎡管程數(shù)主計結流速污垢熱(·傳熱系數(shù)W/·）

殼799.570385

折流板數(shù)折流板距材質管4507.304891

39不銹鋼5驗式5.1管程對流傳熱系數(shù)i——迪特斯和貝爾特關聯(lián)式：0.023i

di

Re0.8i

0.35.2程對流傳熱系數(shù)0可用關聯(lián)式計算：0.360

d

0

0

3

5.3程壓強降

Nsi2t17

，，，5.4程壓強降——埃索法：

FN01s

s6備工流圖7計述通過本次課程設計，我對換熱器結構、性能都有了一定的