化工原理课程设计李俊燕09402甲苯冷却器的设计换热器的设计.docx
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化工原理课程设计李俊燕09402甲苯冷却器的设计换热器的设计
*化工原课程设计*
换热器工艺初步设计
学生姓名：
李俊燕学号：
09040072
专业：
环境工程班级：
09402
成绩：
指导教师：
柯斌清老师
设计时间：
2011年10月25日至2011年12月13日
环境与生命科学系
化工原理课程设计任务书D16
班级90402设计人李俊燕日期2011-11-28
一、设计题目
某人用循环冷却水甲苯从80℃冷却到60℃，甲苯年处理能力为30500t/a，压力为6.5Mpa，循环冷却水的入口温度问诶25℃，出口温度为35℃，要求冷凝器允许压降不大于500000Pa；试设计一台管壳式卧式换热器完成该生产任务。
每年按330天计算，每天按24h连续运行。
流体
定性温度/℃
密度/（kg/m3）
粘度/mPa·s
比热容/
热导率
甲苯
70
866
0.455
1.91kJ（kg·K）
0.1273W/（m·K）
循环冷却水
30
994.3
0.742
4.174kJ（kg·℃）
0.624W/（m·℃）
二、设计要求
1、标题页
2、目录
3、确定设计方案
4、传热面积计算
5、工艺结构尺寸计算
6、换热器校核
7、换热器主要结构参数和设计结果一览表
8、换热器工艺条件图
9、自设计使用该换热器的工艺流程图
10、对本设计的评价
11、参考文献
摘要
热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。
由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。
化学工业与传热的关系密切。
这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：
化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。
此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。
总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。
应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。
热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学士热力学的扩展。
1、工艺流程草图及说明
工艺流程草图
主要说明：
由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。
如图，甲苯经泵抽上来，经加热器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。
两物质在换热器中进行换热，甲苯从80℃被冷却至60℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为35℃，由接管B流出。
2、确定设计方案
2.1选择换热器的类型
两流体温度变化情况：
甲苯进口温度为80℃，出口温度60℃，冷流体进口温度25℃，出口温度35℃；冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。
2.2流程安排
由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。
选用ф25×2.5的碳钢管（换热管标准：
GB8163）。
3、确定物性数据
3.1定性温度
可取流体进口温度的平均值。
管程流体的定性温度为：
（℃）
甲苯的定性温度为：
（℃）
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
甲苯在82.5℃下的有关物性数据
循环冷却水在12.5℃下的物性数据
密度
ρo=866kg/m3
密度
ρi=994.3kg/m3
定压比热容
cpo=1.91kJ/（kg·K）
定压比热容
cpi=4.174kJ/（kg·K）
导热系数
λo=0.123W/（m·K）
导热系数
λi=0.58W/（m·K）
粘度
μo=0.000305Pa·s
粘度
μi=0.000123Pa·s
4、估算传热面积
4.1热流量
Qo=m0cp0Δt0=3851×1.91×（80-60）/3600=147000kJ/h=40.833（kW）
4.2平均传热温差
（℃）
4.3传热面积
假设K=338W/（m2·K）,则估算面积为：
AP=Q0/（K×Δtm）=408333.33/（338×38）=3.179（
）
取安全系数为1.15
A`=3.179×1.15=3.656（
）
4.4冷却水量
（kg/s）
5、工艺结构尺寸
5.1管径和管内流速
选用ф25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢10），取管内流速ui=0.5m/s
L=3m
5.2管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
=21≈24（根）
所以按双程设计即可，
NT=24（根）
5.3传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距Pt=1.25d0，则Pt=1.25×25=32（mm）
隔板中心到离其最近一排管中心距离S=t/2+6=32/2+6=22（mm）。
5.4壳体内径
采用单管程结构，则壳体内径为
D=Pt（b-1）+2e
nc=1.1
=5.39
b=1.5
=1.5*25=37.5mm
D=32*（5.39-1）+2*1.5=242mm
按卷制壳体的进级挡，圆整可取D=250mm。
5.5折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为h＝0.25×250=62.5（mm）
折流板间距B=0.5D,则B=0.5×250=125mm。
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=3000/125-1=23块），
折流板圆缺面水平装配见。
5.6其他附件
拉杆数量与直径按化工过程及设备课程设计书本图表3-9选取，本换热器传热管外径为25mm故其拉杆直径为ф16，拉杆数为4个。
壳程入口处，应设置防冲挡板。
5.7接管
壳程流体进出口接管：
取接管内甲苯流速为u＝0.5m/s，则接管内径为：
D1=
（m），圆整后可取管内径为50mm。
管程流体进出口接管：
取接管内循环水流速u＝0.3m/s，则接管内径为
（m）=60mm。
6.换热器核算
6.1热流量核算
6.1.1壳程表面传热系数
用克恩法计算：
当量直径，由正三角排列得：
de=
（m）
壳程流通截面积：
=0.006836（m2）
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
u0=
（m/s）
Re0=
=7044
普朗特数：
Pr=
；粘度校正：
h0=
=564.6〔W/（
·K）〕
6.1．1管内表面传热系数
hi
管程流体流通截面积：
Si=0.785×0.022×24/4=0.001884（
）
管程流体流速及其雷诺数分别为：
ui=
=0.522（m/s）
Rei=
=13992
普朗特数：
Pr=
hi=0.023×
=2823〔W/（
·K）〕
6.1.2污垢热阻和管壁热阻
查有关文献知可取：
管外侧污垢热阻R0=0.000127m2·K/W
管内侧污垢热阻Ri=0.000344m2·K/W
管壁热阻查有关文献知碳钢在该条件下的热导率为50W/（m·K）。
故
RW=45.3（
·K/W）
6.1.3计算传热系数
KC=
=354〔w/（m·℃）〕
相对偏差=（354-338）/354=4.5%
6.1.4该换热器的面积裕度
H=
×100%=
×100%=13%
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
6.2换热器内流体的流动阻力
6.2.1管程流体阻力
计算公式如下：
△Pt=（△Pi+△Pr）NSNpFS
其中NS=1,Np=4，FS=1.15;△Pi=
由Re=13992，传热摩擦系数0.008，
△Pi=
=152.7（Pa）；
△Pr=
=39（Pa）
△Pt=（152.7+39）×1×4=3716（Pa）<500000Pa
管程流体阻力在允许范围之内。
6.2.2壳程阻力
△PS=（△P0+△Pi）FSNS
其中FS=1.1；NS=1；△P0=Ff0NTC（NB+1）
;
F=0.5,f0=5×7044-0.228=0.66,NTC=1.1NT0.5=1.1×240.5=5.4
NB=23;u0（按流通面积S0=B（D-NTCd0）计算）=0.4m/s则流体流经管束的阻力：
△P0=0.5×0.66×5.4×（23+1）×866*0.1^2/2≈1100（Pa）
流体流过折流板缺口的阻力
△Pi=NB（3.5-2B/D）
其中B=0.15m;D=0.25m；
Pi=23×（3.5-2×0.0625/0.25）×866×0.092/2≈121（Pa），
则总阻力：
PS=1100+121=1221（Pa）<50000Pa。
故壳程流体的阻力也适宜。
7、设计结果设计一览表
7.1换热器主要结构尺寸和计算结果见下表
参数
管程
壳程
流率/（kg/h）
3851
3848
进/出温度/℃
25/35
80/60
压力/MPa
≤0.1
≤0.1
物
性
定性温度/℃
30
70
密度/（kg/m3）
994.3
866
定压比热容/（kJ/（kg·K））
4.174
1.91
粘度/（Pa·s）
0.0742
0.455
热导率/〔w/（m·K）〕
0.1273
0.624
普朗特数
6.83
4.96
设
备
结
构
参
数
形式
浮头式
台数
1
壳体内径/mm
250
壳程数
2
管径/mm
ф25×2.5
管心距/mm
32
管长/mm
3000
管子排列
△
管数目/根
24
折流板数/个
23
传热面积/m2
3.656
折流板间距/mm
125
管程数
4
材质
碳钢
主要计算结果
管程
壳程
流速/（m/s）
1.5
1.0
表面传热系数/〔w/（m2·K）〕
2823
564.6
污垢阻力/（w/m2·K）
0.000344
0.00017
阻力/Pa
3761
1100
热流量/kW
1542
传热温差/K
38
传热系数/〔w/（m2·K）〕
354
裕度/%
13
7.2管道设计与离心泵设计规格
设备参数
离心泵1
离心泵2
型号
IS80-65-160
IS-80-60-125
转速r/min
2900
2900
流量m3/h
50
30
扬程m
32
22.5
效率%
73
64
轴功率kw
5.97
2.87
电机效率kw
7.5
5.5
必须汽蚀余量m
2.5
3.0
质量（泵/底座）kg
48/66
44/46
8、设计评述
本次化工课程设计是对列管式换热器的设计，通过查阅有关文献资料、上网搜索资料以及反复计算核实，本列管式换热器的设计可以说基本完成了。
下面就是对本次设计的一些评述。
本设计所需要的换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，故本次设计确定选用浮头式换热器。
易析出结晶、沉淀、淤泥及其他沉淀物的流体，最好通入比较容易进行机械清洗的空间，而浮头式换热器的管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内管束可以在壳体内自由伸缩，不会产生热效应力。
对于浮头式换热器，一般易在管内空间进行清洗。
所以选择浮头式换热器较合适。
本设计选择了冷却水走管程，煤油走壳程的方案。
由于本设计所要冷却的煤油的流量不是很大，故选择所需的换热器为单壳程、单管程，可以达到了设计的要求，且设计的列管式换热器所需的换热面积较合适，计算得的面积裕度也较合适，这样所损耗的热量相对来说不会很大。
至于本设计能否用在实践中生产，或者生产的效率是否会很低，这些只有在实践中才能具体的说明。
通过本次设计，我学会了如何根据工艺过程的条件查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料，根据资料确定主要工艺流程，主要设备，及计算出主要设备及辅助设备的各项参数及数据。
了解到了工艺设计计算过程中要进行工艺参数的计算。
通过设计不但巩固了对主体设备图的了解，还学习到了工艺流程图的制法。
通过本次设计不但熟悉了化工原理课程设计的流程，加深了对冷却器设备的了解，而且学会了更深入的利用图书馆及网上资源，对前面所学课程有了更深的了解。
但由于本课程设计属我第一次设计，而且时间比较短，查阅的文献有限，本课程设计还有较多地方不够完善，不能够进行有效可靠的计算。
9、主要符号说明
P——压力，Pa;Q——传热速率，W；
R——热阻，㎡·K/W；Re——雷诺准数；
S——传热面积，㎡；t——冷流体温度，℃；
T——热流体温度，℃；u——流速，m/s;
——质量流速，㎏/h;
——表面传热系数W/（㎡·K）;
——有限差值；
——导热系数，W/（m·K）;
——粘度，Pa·s;
——密度，㎏/m3;
——校正系数。
r——转速，n/（r/min）
H——扬程，m
——必须汽蚀余量，m
A——实际传热面积，
Pr——普郎特系数
NB——板数，块K——总传热系数，W/（㎡·K）
——体积流量Nt——管数，根
Np——管程数l——管长，m
KC——传热系数，W/（m·K）△tm——平均传热温差，℃
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