【文章內(nèi)容簡介】 V鋼瓶實際容積 L ɑ乙炔在丙酮中溶解度 Pa乙炔密度 kg/m3 PS乙炔瓶中余壓 MPa 其中， ＆ =91% V= ɑ=237g/L Pa=P0 10 t? P0=此可計算出乙炔在瓶中的剩余量，以及丙酮補加量。 （ 8） 充罐乙炔氣體量： 充罐乙炔量 =（充罐后瓶中） （充罐前瓶中） 乙炔最大充罐量可按下式計算： VG ? ? 式中： ＆ 填料孔隙率 % V鋼瓶實際容積 L Gmax乙炔限定充裝量 kg 由上式可得 ： Gmax = （ 9） 生產(chǎn)乙炔瓶總數(shù) ?年生產(chǎn)乙炔瓶總數(shù)： 75900（瓶） ?日生產(chǎn)乙炔瓶數(shù)： 253（瓶） （ 10）發(fā)生器的物料衡算： 電石投入量 M1= 熱量的散失 Q 累積 產(chǎn)生的乙炔 V1 電石渣 M2 產(chǎn)生的廢氣 V2 發(fā)生器 11 總物料： ∑m 入 =∑m 出 則： F=W+P M1=M2+V1+V2 （ 11）發(fā)生器的熱量衡算： 由于電石與水在發(fā)生器里是根據(jù)化學反應自發(fā)所產(chǎn)生的熱量，所以我們在這里就只能夠看其本身的熱量衡算了。 本身所散失的熱量 Q1 隨產(chǎn)生的乙炔和廢氣所帶走的熱量 Q3 隨電石渣所散失的熱量 Q2 對此連續(xù)穩(wěn)定的過程 ∑Q 總 =∑Q 出 即 Q 總 =Q1+Q2+Q3+Q4 由于公司的保密要求，只能對主要設備做簡單的物料和熱量的衡算。不能夠詳細的列舉數(shù)據(jù)。由此所產(chǎn)生的畢業(yè)設計的不規(guī)范希望指導老師理解和諒解。 5. 溶解乙炔車間設備設計與選型 乙炔發(fā)生器的選型 乙炔發(fā)生器 [8]是用水分解電石，制取氣態(tài)乙炔的設備，是溶解乙炔生產(chǎn)裝置中的重要設備之一，乙炔發(fā)生器的性能好壞，將直接影響到成套設備的安全性能和企業(yè)的經(jīng)濟效益。根據(jù)工藝設計要求，本 設計采用全密封低壓乙炔發(fā)生器 [9]作為反應設備。 全密封低壓乙炔發(fā)生器全密封低壓乙炔發(fā)生器是用電石桶把已破碎好的規(guī)格電石加入到發(fā)生器上部的電石貯料斗中。由于它采用的是全密封加料，所以在加料過程中沒有任何電石粉塵產(chǎn)生，操作環(huán)境相當好。全密封發(fā)生器采用電磁振蕩器 [10]把電石從貯料斗中均勻地振落到發(fā)生器內(nèi)，電磁振蕩器與貯氣柜連鎖控制，當發(fā)生器的發(fā)氣量過大時，電磁振蕩器會自動停止工作。在安全性能方面，發(fā)生器 發(fā)生器里自發(fā)產(chǎn)生熱量 Q 水中的熱量 Q4 12 該發(fā)生器有超壓、超液位兩種保護裝置。一旦發(fā)生器超壓，乙炔就會從安全裝置中放空，非常安全。表 3為各種型號溶解乙炔設備 的技術參數(shù)表。 表 3 各種型號溶解乙炔設備技術參數(shù)表 根據(jù)物料衡算可知，平均每小時生產(chǎn)乙炔 ，所以選擇型號為 NRY80的乙炔發(fā)生器。 換熱器的選型與設計 型號 NRY20 NRY40 NRY60 NRY80 NRY100 NRY120 NRY140 NRY160 乙炔 產(chǎn)量(m3/h) 20 40 60 80 100 120 140 160 乙炔 純度(%) C2H2 ≥98 C2H2≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 發(fā)生器出口壓力(MPa) 發(fā)生器水溫(℃ ) ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 電石 粒度(mm) 10200 10200 10200 10200 10200 10200 10200 10200 電石 耗量(kg/h) 95 190 285 380 475 570 665 760 乙炔壓縮機型 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 配用 電機(KW) 2 3 4 5 6 7 8 充瓶 壓力(MPa) 13 本設計從生產(chǎn)實際出發(fā)，根據(jù)生產(chǎn)環(huán)境及生產(chǎn)能力的需求，選擇合適的換熱器類型，然后根 據(jù)具體生產(chǎn)工況，按相關設計規(guī)范，進行基于整體結構的工藝設計，再對相關輔助部件進行機械設計，最終設計出一臺滿足要求的換熱器。浮頭式換熱器 [11]是管殼式換熱器系列中的一種，它的特點是兩端管板只有一端與外殼固定死，另一端可相對殼體滑移，稱為浮頭。浮頭式換熱器由于管束的膨脹不受殼體的約束，因此不會因管束之間的差脹而產(chǎn)生溫差熱應力，另外浮頭式換熱器的優(yōu)點還在于拆卸方便，易清洗。 確定設計方案 兩流體溫度變化情況：熱流體是乙炔，進口溫度 oC，出口溫度 40oC；冷流體（循環(huán)水）進口溫度 30 oC，出口溫度 。 定性溫度和物性參數(shù)計算 水的定性溫度： 30t= = C? 水的密度： ρ2=水的比熱： Cp2=℃ 水的導熱系數(shù)： k2=℃ 水的粘度： μ2=106 Pas 水的 普 朗特數(shù)： Pr2= 乙炔的定性溫度： 011 6. 7 40t= = 78 .3 52 C? 乙炔密度： ρ1= kg/m3 乙炔比熱： Cp1= kJ/kg℃ 乙炔導熱系數(shù)： k1= W/m℃ 乙炔粘度： μ1=104 Pa s 乙炔 普 朗特數(shù)： Pr1= 核算換熱器傳熱面積 有效平均溫差計算 14 由于逆流的傳熱效果比并流好，故在此選用逆流操作 逆流平均溫差 n( ) lnNtttCtt? ? ? ?? ? ? ? ???大 小大 小 參數(shù) R: 11221 1 6 . 7 4 0 7 6 . 7 9 . 0 2 43 8 . 5 3 0 8 . 5ttR tt? ??? ?? ? ? ??? ??? 參數(shù) P： 22123 8 . 5 3 0 8 . 5 0 . 0 9 81 1 6 . 7 3 0 8 6 . 7ttP tt?? ?? ?? ? ? ????? 查 GB151 圖 F2（ b） [12],可得溫差校正系 數(shù)： =? ，則有效平均溫差0 . 9 5 3 0 . 1 2 3 2 8 . 6 1 7mNt t C?? ? ? ? ? ? ? ?在此溫度下水的密度為： 3kg= m?水水的比熱容： Cp2=℃ 由于溫差校正系數(shù) ，同時殼程流體流量亦較大，故取單殼程較合適。 查相關資料取總傳熱系數(shù) ? ? ℃mW300?K 計算熱負荷 乙炔氣計算，即 kWTTCmQ p )40116()( 32111 ???????? 式中： m1——乙炔的流量 ， m3/h； CP1——乙炔的比熱 ， kJ/kg℃ ； T1——乙炔進口溫度 ， ℃ ； T2——乙炔出口溫度 ， ℃ ； 計算冷卻用水量 忽略熱損失，則水的用量為 )( )( 331222 ???????? TTC QmPkg/s= kg/h 式中： m2——水的質(zhì)量流量 ， kg/h； CP2——水的比熱 ， kJ/kg℃ ； T1——水進口溫度 ， ℃ ； T2——水出口溫度 ， ℃ ； 估算傳熱面積 15 0 7 2 86 1 0 0 100 5 9 5 831 ?? ???? mtK QAm2 式中： K——總傳熱系數(shù) ， W/(m2℃ )； tm——有效平均溫差 ， ℃ ； Q——熱負荷 ， kw； 考慮 15%的面積裕度， 1 ???? AA m2 工藝結構尺寸 管徑和管內(nèi)流速 對一定的傳熱面積而言，傳熱管徑越小，換熱器單位體積的傳熱面積越大。對清潔的流體，管徑可取小些，而對黏度較大或易結垢的流體，考慮管束的清洗方便或避免管子堵塞，管徑可取大些。由已知設計條件知冷卻水走 管程 ，乙炔走殼程 ，故可取較小的管徑。在此選取的無縫鋼管 Φ 192mm 作為換熱管。取管內(nèi)水的流速 u=1m/s。 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 根據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) ns 根）( 22 ?????? iis udVn 式中： V——水的體積流量 ， m3/h； di——換熱管的內(nèi)徑 ， mm； ui——水在換熱管中的流速 ， m/s； 按單程計算所需換熱管的長度 L ????? dn SL s?m 式中： S——換熱管傳熱面積 ， m2； ns——單程傳熱管數(shù)； d0——換熱管外徑 ， mm； 按單管程設計，傳熱管過長，根據(jù)本設計實際情況，取傳熱管長 6?l m，則該換熱器的管程數(shù)為 管程）(29 ???? lLNP 傳熱管的總根數(shù) 根）(6 3 023 1 5 ???TN 16 管排列方式 換熱管在管板上的排列有正三角形排列、正方形排列和正方形錯列三種排列方式。各種排列方式都有其各自的特點： ① 正三角形排列：排列緊湊，管外流體湍流程度高； ② 正方形排列：易清洗，但給熱效果較差； ③ 正方形錯列：可以提高給熱系數(shù)。 各種排管方式簡圖見圖 1。 圖 1 排管方式簡圖 在此，選擇正方形排列，主要是考慮這種排列便于進行機械清洗。換熱管中心距宜不小于 倍的換熱管外徑，根據(jù)換熱管外徑查管殼式換熱器設計手冊GB151 表 12[12]可得換熱管中心距 S=25mm；分程隔板槽兩側相鄰管中心距38mmnS ? 。 殼體內(nèi)徑 采用二管程結構，取管板利用率 ?? ，則殼體內(nèi)徑： 4 8 6 ?? ?TNSD mm 圓整取 D=1000mm 折流板的選擇 常用的折流板和支撐板有弓形和圓盤兩種。弓形折流板又可以分為單弓形、雙弓形、三弓形。這里選用單弓形。 折流板的作用是可以提高殼程流體的流速，增加湍動程度，并使殼程流體垂直沖刷管束 ，以改善傳熱，增大殼程流體的傳熱系數(shù)，同時減少結垢。常用的折流板形式有弓形和圓盤 圓環(huán)形兩種，在這里選用弓形折流板。取弓形折流板圓 17 缺高度為殼體內(nèi)徑的 25% ，則切去的圓缺高度為 h=1000=250mm, 取h=250mm。在這里取折流板間距 3 0 01 0 0 ???? DB mm 則折流板數(shù)量： （塊）折流板間距 傳熱管長 1913006 0 0 01 ???BN 校核總換熱系數(shù) （ 1）管程對流傳熱系數(shù) 0 . 8 0 . 40 . 0 2 3 R e P rii id?? ? 式中 id ——管子的內(nèi)徑， m； 管程雷諾數(shù) 41 40 . 0 1 5 1 1 0 0 0R e 2 . 1 1 07 . 2 7 4 1 0idu ?? ??? ? ? ??水水 管程普朗特準數(shù) 3 411 4. 17 4 10 7. 27 4 10P r 4. ?? ? ? ? ?? ? ?水水 故管程對流傳熱系數(shù)： 0. 8 0. 4 4 0. 8 0. . 02 3 Re P r = 0. 02 3 ( 2. 1 10 ) 4. 85 51 83 .id?? ? ? ? ? ? ? 0W/(m. C) （ 2）殼程對流傳熱系數(shù) 殼程流通截面積 0 ??????? ?????????? ?? tdhDS im2 式中 h——折流擋板間距， m； t——管中心距， mm。 管子正方形排列時當量直徑 ? ?2 0 0234 24ed t d d? ????????? 式中 t——相鄰兩管中心距， m； 0d ——管外徑， m。 所以 18 ? ? ? ?2 2 20 0 23 1 .7 3 2 3 .1 44 4 0 .0 2 5 0 .0 1 9 3 .1 4 0 .0 1 9 0 .0 1 7 32 4 2 4ed t d md? ??? ??? ? ? ? ?