苯冷却器设计.docx

1、苯冷却器设计化工原理课程设计任务书一、 设计题目苯冷却器的设计二、 设计任务及操作条件1.设计任务处理能力：100000吨/年操作周期：7200小时/年2.操作条件苯：入口温度80C,出口温度40C。冷却介质：循环水，入口温度25Vo允许压强降：不大于50KPa.3.设备型式：管壳式换热器4.厂址：张掖地区三、 设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.管壳式换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积3.管壳式换热器的主要结构尺寸设计4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.绘制流程图及换热器设备工艺条件图7.对本设计进行评述1设计概况 11.1热量传递的概念与意义 11.2化学工业与热传递的关系

2、11.3传热的基本方式 11 4 文九彳中:丿（1.4.1间壁式换热器的类型 21.4.2混合式换热器 31.4.3 上弋八、41.5列管式换热器设计一般要求 41.6流体通道的选择原则 41.7菅9式换热器的简介 52试算并初选换热器规格 62.1选择换热器类型 62.2流体流动途径的确定 62.3确定流体的定性温度 62.4计算热负荷和冷却水流量 72.5计算两流体的平均温度差 73工艺结构尺寸计算 83.1管径和管内 的流速 93.2 管程数和传热管数 93.3壳体内径 93.4传热管排列和分程方法 103.5折流板: 103.6接管 104核算总传热系数 114.1计算管程对流传热系数

3、 114.2计算壳程对流传热系数 124.3确定污垢热阻 124.4总传热系数 124.5核算传热面积 135核算压强降 135.1计算管程压强降 135.2计算壳程压强降 136设计结果一览表 157设计评述 158参考文献 169附录 179.1经验公式 179.2符号说明 179.3设备流程图及装配图 191设计概况1.1热量传递的概念与意义1）热量传递的概念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。1.2化学工业与热传递的关系化学工业与传热的关

4、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、蒸懈、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

5、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。1.3传热的基本方式根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式：1） 热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的 热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度 差。2） 热对流（简称对流）流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。热对流仅发 生在流体中，产生原因有二：一是因流体中各处温度不同而引起密度的差别，使 流体质点产生相对位移的自然对流；二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运

6、动 的强制对流。此外，流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程，即是 热由流体传到固体表面（或反之）的过程，通常称为对流传热。3）热辐射因热的原因而产生的电磁波在空间的传递称为热辐射。热辐射的特点是：不 仅有能量的传递，而且还有能量的转移。1.4换热器的种类换热器种类很多，但根据冷、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、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。 1.4.1间壁式换热器的类型1） 夹套式换热器这种换热器是在容器外壁安装夹套制成，结构简单；但其加热面受容器壁面 限制，传热系数也不高。为提高传热系数且使釜内液体受热均匀，可在釜内安装 搅拌

7、器。当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时，亦可在夹套中设置螺旋隔板 或其它增加湍动的措施，以提高夹套一侧的给热系数。为补充传热面的不足，也 可在釜内部安装蛇管。夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。2） 沉浸式蛇管换热器这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状，并沉浸在容器内的 液体中。蛇管换热器的优点是结构简单，能承受高压，可用耐腐蚀材料制造；其缺点是容器内液体湍动程度低，管外给热系数小。为提高传热系数，容器 内可安装搅拌器。3） 喷淋式换热器这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上，热流体在管内流动，冷却水从 上方喷淋装置均匀淋下，故也称喷淋式冷却器。喷淋式换热器的管外是一层湍动

8、 程度较高的液膜，管外给热系数较沉浸式增大很多。另外，这种换热器大多放置 在空气流通之处，冷却水的蒸发亦带走一部分热量，可起到降低冷却水温度，增 大传热推动力的作用。因此，和沉浸式相比，喷淋式换热器的传热效果大有改善。4） 套管式换热器套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管，并由U形弯头连接而 成。在这种换热器中，一种流体走管内，另一种流体走环隙，两者皆可得到较高 的流速，故传热系数较大。另外，在套管换热器中，两种流体可为纯逆流，对数 平均推动力较大。套管换热器结构简单，能承受高压，应用亦方便（可根据需要 增减管段数目）。特别是由于套管换热器同时具备传热系数大，传热推动力大及 能够承受高

9、压强的优点，在超高压生产过程（例如操作压力为3000大气压的高压 聚乙烯生产过程）中所用的换热器几乎全部是套管式。5）管壳式换热器管壳式（又称列管式）换热器是最典型的间壁式换热器。管壳式换热器主要 有壳体，管束，管板和封头等部分组成，壳体多呈圆形，内部装有平行管束，管 束两端固定于管板上，在管壳换热器内进行换热的两种流体，一种在管内流动, 其行程称为管程；一种在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 为提高管外流体给热系数，通常在壳体内安装一定数量的横向折流档板，折流档 板不仅可防止流体短路，增加流体速度，还迫使流体按规定路径多次错流通过管 束，使湍动程度大为增加。常用的档板有圆缺形

10、和圆盘形两种，前者应用更为广 泛。流体在管内每通过管束一次称为一个管程，每通过壳体一次称为一个壳程。 为提高管内流体的速度，可在两端封头内设置适当隔板，将全部管子平均分隔成 若干组。这样，流体可每次只通过部分管子而往返管束多次，称为多管程。同样， 为提高管外流速，可在壳体内安装纵向档板使流体多次通过壳体空间，称多壳程。 在管壳式换热器内，由于管内外流体温度不同，壳体和管束的温度也不同。如两 者温差很大，换热器内部将出现很大的热应力，可能使管子弯曲，断裂或从管板 上松脱。因此，当管束和壳体温度差超过50C时，应釆取适当的温差补偿措施， 消除或减小热应力。1.4.2混合式换热器混合式热交换器是依靠

11、冷、热流体直接接触而进行传热的，这种传热方式避 免了传热间壁及其两侧的污垢热阻，只要流体间的接触情况良好，就有较大的传 热速率。故凡允许流体相互混合的场合，都可以釆用混合式热交换器，例如气体 的洗涤与冷却、循环水的冷却、汽水之间的混合加热、蒸汽的冷凝等等。它的 应用遍及化工和冶金企业、动力工程、空气调节工程以及其它许多生产部门中。1.4.3蓄热式换热器蓄热式换热器用于进行蓄热式换热的设备。内装固体填充物，用以贮蓄热量。 一般用耐火砖等砌成火格子（有时用金属波形带等）。换热分两个阶段进行。第 一阶段，热气体通过火格子，将热量传给火格子而贮蓄起来。第二阶段，冷气体 通过火格子，接受火格子所储蓄的热

12、量而被加热。这两个阶段交替进行。通常用 两个蓄热器交替使用，即当热气体进入一器时，冷气体进入另一器。常用于冶金 工业，如炼钢平炉的蓄热室。也用于化学工业，如煤气炉中的空气预热器或燃烧 室，人造石油厂中的蓄热式裂化炉。1.5列管式换热器设计一般要求1） 根据换热任务和有关要求确定设计方案；2） 初步确定换热器的结构和尺寸；3） 核算换热器的传热面积和流动阻力；4） 确定换热器的工艺结构。1.6流体通道的选择原则1） 不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；2） 腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检 修和清洗；3） 高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属

13、的消耗量；4） 饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染 壳程；5） 被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；6） 有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；7） 粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时, 由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re100）下即可达到湍流， 可提高对流传热系数。但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管 程中也可得到较高的对流传热系数。在化工生产中为了实现物料之间能量传递过程需要一种传热设备。这种设备 统称为换热器。在化工生产中，为了工艺流程的需要，往往进行着各种不同的换 热过程：如加热、冷却、蒸发

14、和冷凝。换热器就是用来进行这些热传递过程的设 备，通过这种设备，以便使热量从温度较高的流体传递到温度较低的流体，以满 足工艺上的需要。它是化工炼油，动力，原子能和其他许多工业部门广泛应用的 一种通用工艺设备,对于迅速发展的化工炼油等工业生产来说，换热器尤为重要。 换热器在化工生产中，有时作为一个单独的化工设备，有时作为某一工艺设备的 组成部分，因此换热器在化工生产中应用是十分广泛的。任何化工生产中，无论 是国内还是国外，它在生产中都占有主导地位。1.7管壳式换热器的简介管壳式换热器是目前应用最为广泛的一种换热器。它包括:固定管板式换热 器、U型管壳式换热器、带膨胀节式换热器、浮头式换热器、分段

15、式换热器、套 管式换热器等。管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。管束是管壳 式换热器的核心，其中换热管作为导热元件，决定换热器的热力性能。另一个对 换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板（或折流杆）。管箱和壳体主要 决定管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全可靠性。1）工作原理管壳式换热器和螺旋板式换热器、板式换热器一样属于间壁式换热器，其换 热管内构成的流体通道称为管程，换热管外构成的流体通道称为壳程。管程和壳 程分别通过两不同温度的流体时，温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温 度较低的流体，温度较高的流体被冷却，温度较低的流体被加热，进而实现两流 体换热工艺目的。图1列管

16、式换热器1折流挡板；2管束；3壳体；4封头；5接管；6管板;2）主要技术特性一般管壳式换热器与其它类型的换热器比较有以下主要技术 特性：a.耐高温高压，坚固可靠耐用；b.制造应用历史悠久，制造工艺及操作维检技术成熟；c.选材广泛，适用范围大。2试算并初选换热器规格2.1选择换热器类型两流体温度变化情况：热流体进口温度80C,出口温度40Co冷流体（循 环水）进口温度25C,出口温度35Co该换热器用循环水冷却水冷却，冬季操 作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的温壁温和壳体壁温之差 较大。因此，初步确定并选用固定管板式换热器。2.2流体流动途径的确定本换热器处理的是两流体均不发生相

17、变的传热过程，根据两流体的情况，水 易结垢，苯是被冷却的流体易走管间可利用外壳向外散热的作用，增强冷却效果;故选择苯走换热器的壳程，循环水走管程。2.3确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式冷却介质为循环水，苯的定性温度：取入口温度为：25 C,出口温度为：35C80+40Tm 一60 C水的定性温度：25+35tm_ 2 _3。两流体的温差：Tm - tm=60 - 30=30C由于两流体温差不大于50C,故选用固定管板式列管换热器. 查化工原理上册天津大学出版社：卩苯=0.381mPas卩水=0.8007mPasP238 图 4一15 表 4一16 可有：Cpc=4.174K

18、J/KgCCph=1.389KJ/KgCP274图428(2)液体导热系数 可有:苯=0.135WmC查化工原理上册天津大学出版社表1两流体在定性温度下的物性数据如下:物件流体密度Kg/m3比热 KJ/（kg C）粘度mPa-s导热系数W/(m-C)苯836.61.8280.3810.151水995.74.1740.80070.61762.4计算热负荷和冷却水流量苯的流量:热流量:XI.828x（80 一 40）=282.1KJz 、 100000X103Qo=WhCph（T - 丁2）= 7200X3600冷却水流量:Q 285000Wc= = =6.76 Kg/sc CP（t2 -10 4

19、.174X10 &2.5计算两流体的平均温度差暂按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为:而:At=0.8953=24.44C3工艺结构尺寸计算根据低温流体为水，高温流体为有机物(参见化工原理P355)有K值的范围：430850W/(m2 oC),假设K=450W/m2C表2管壳式换热器中常用的流速范围流体的种类一般液体易结垢液体气体管程0.5 31530流速/（m/s）壳程0.2 1.50.5315表3管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度液体名称 乙醯、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮安全允许速度/ 1 2-3 15001500500500-100100353511最大流速0.

20、60.751.11.51.82.4(m/s)3.1管径和管内的流速选用019 X 2mm, L= 2m的列管，由流速范围可设Ui=0.6m/s3.2管程数和传热管数由可求得单管程管子根数：4 iV 6.76耳= 314 ； =644 才 995.7x0.6x 计 xO.015-Q 282.1X103 So= = =22.96m2KoAtm 450x27.3考虑到15%面积裕度：2So=l. 15S0=l. 15x22.96=26.404m则按单管程计算，所需的传热管长数为：So 26.404L= - = =6.9157idoiii 3.14x0.019x64单管程设计，传热管过长，宜釆用多管程

21、结构。现取传热管长L= 2m,则该换 热器管程数为：Lt 6.915No= =3.46P L 2圆整为：43.3壳体内径釆用多管程结构，取管板利用率=0.7 则壳体内径：17 (256D=1.05a =L05x24x =481.9mm册 J 0.7圆整后取500mm3.4传热管排列和分程方法釆用组合排列法，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a=1.25do则 a=1.25x0.019=23.75mm （约等于 24mm）横穿过管束中心线管数Nc=l.lVn=l.1256=17.6将这些管子进行排列有图如下：图3正三角形排列3.5折流板：釆用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高

22、度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为h=0.25x500=150mm 取圆整后150mm取折流板间距E=0.3D,则B=0.3x500=150nim,可取B为150mm折流板数折流板圆缺面水平装配。3.6接管换热器中流速u的经验值可取为:对液体 u=1.5-2m/s对蒸汽 u=20-50m/s壳体流体进出口，出口接管内苯流速为u=l .5m/s则接管内径为:管程流体进出口，出口接管内循环水流速为u=1.5m/s则接管内径为:4x6.764V_d珂石目丽 7O14X1.5 =76mmg80mmxl.5mm）据此初选固定管板式换热器规格尺寸为下表：图5工艺尺寸壳径D500mni管子尺寸 19x

23、2mm管程数NP4管长L2m管子总数11256管子排列方法正三角形4核算总传热系数4-1计算管程对流传热系数血256 3.14 、Ai= x x0.015=0.011304m2Vs 6.76 zU1=5x0.011304=-6m/S 假设相合适）Re=lUjP0.015x997.5x0.60.8007X103 11212=5.411p = Cp|i _ 4.174x 103 xo. 8007 x 1 O3fi 0.6176图4壳程摩擦系数f与Re。的关系所以:九4=0.023 &Re8p4（水被加热）0.6176 X 04=0.023 x x(l 1212) 8x5.411u =32310.0

24、15 k 74.2计算壳程对流传热系数a。换热器中心附近管排中流体流通截面积为:=O.15xO.5x (1 一 =0.01563m： 0.024/由正三角形排列得:3.858Vs Un= = =0.3 m/ sF so 836.6x0.01563deUop 0.0144x0.3x836.62飞-。翻x”曲6=0.36x 鳥:x94860 55x4.6125xl=962.50.0144 4.3确定污垢热阻管内、外侧污垢热阻分别取为:RsO.OOOlTmC/w (苯)，Rso=0.00017m2C/w(水)4.4总传热系数Ko因为苯为有机物，管子材料选用不锈钢，取其导热系数为心=45w/m2C,

25、总传热系数K。为:_ 1右+Rs+R冷+洗+蟲1鹅+0.00017+0.00017需g+叢就晋 * 323狀亂15=T=535 9W/(m2c)由计算得啓曽磐=1.20(在1.15-1.25范围内)K 4504.5核算传热面积实际传热面积S0=n7TdL= (256 - 18) x3.14x0.019x (2-0.06) =27.55m2传热面积S= Q = 282100 丸 54n?K()Atm 535.9x24.44该换热器的面积裕度为So- S 27.55-21.54H= - x 100%= - x 100%=27.9%S 21.54由前面计算可知，该型号换热器，总传热系数为535.9W

26、/m2C,在传热任务 所规定的流动条件下，计算出的So为27.55m2其面积裕度为27.9%故所选择的换热器是合适，能够完成生产任务。5核算压强降5.1计算管程压强降XAPj=( APi +AP2) FtNPNs前面己算出：111=0.6 m/s Ft=1.5 Ns=l NP=4AP7=3 =3x 995,7X0 6 =537.7Pa- 2 2AP=(932+537.7) x 1 x4x 1.5=8818.2Pa50KPa5.2计算壳程压强降APo=Pi+AP2)FtNsFs 切 c(Nb+D(PuQAP】= 其中FS=1.15,NS=1管子为正三角形排列，取F=0.4fb=5.Ox9486_

27、0228=O.62AP3=Ffonc(NB+l) =0.4x5x9486 228 x 17.6 X（ 13+1）836.6x0.322-=2300.5Pa卄(3.5-冲竺竺丄9.3Pa 0.5 / 2XP=(AP3+AP4)FtNs=(2300.5+1419.3)1.5xl=5579.7Pa50KPa由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强均满足题目要求，故所选换热器合适。6设计结果一览表项 目管程（循环水）壳程（苯）流量，Kg/s6.763.858温度,C （进/出）25/3580/40定性温度，C3060物密度，Kg/m3995.7836.6比热，KJ/kgC4.1741.828性粘度，P

28、a s0.8007x10-30.318x10-3导热系数，KJ/mC0.61760.151普兰特数5.4114.612结壳体内径，min500台数1构管径，111111 19x2壳程数1参管长，m2管心距，nini24管数256管子排列正三角形排列数传热面积，m224.86折流板数13管程数4折流板距，m0.15材质碳钢管主要计算结果管程壳程流速，lii/s0.60.3污垢热 ffl,(m2-C)/W1.7X1041.7xl04压力降Pa88185579.77设计评述通过本次课程设计，我对换热器的结构、性能都有了一定的了解，同时，在 设计过程中，我也掌握了一定的工艺计算方法。换热器是化工厂中重

29、要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此, 选择合适的换热器是相当重要的。在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设 计是要通过反复计算，对各项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的 设计，为此，设计时应考虑很多方面的因素。首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数不合适，使规 定条件下的计算结果与初设值的比值不在要求范围内，因此，经过多次计算，才 选择到合适的K值为450W/ （m2C ）计算结果为535.9 （W/m2C）,核算为比为 1.20,满足要求。其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，通过分析操作要 求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。再次，从压强降来看，管程约为8818Pa,壳程约为5579.7Pa,都低于要求 值（50KPa）,因此，可适当加大流速，从而加大对流传热系数，减少污垢在管 子表面上沉积的可能性，即降低污垢热阻，然而，流速增加，流动阻力也会随之 增大，动力