苯冷卻器設計

《苯冷卻器設計》由會員分享，可在線閱讀，更多相關《苯冷卻器設計（26頁珍藏版）》請在裝配圖網(wǎng)上搜索。

1、西學院 Hexi University 原理課程設計 題學專學姓 目 院 業(yè) 號 名 指導教師 苯冷卻器設計 化學化工學院 化學工程與工藝 2014210006 郭生金 馮敏 2016年11月20日 化工原理課程設計任務書 一、設計題目 苯冷卻器的設計 二、設計任務及操作條件 1 . 設計任務 生產(chǎn)能力 （進料量）： 5萬噸 / 年 操作周期：每年 330天，每天 24小時運行 2 .操作

2、條件 苯：入口溫度 70℃ ，出口溫度 45℃ ，常壓 冷卻介質：循環(huán)水，入口溫度 25℃ ，出口溫度 40 ℃ ，壓力 0.3MPa 允許壓強降：不大于 105 Pa。 3 .設備型式：管殼式換熱器 4 .廠址：張掖地區(qū) 三、設計內容 1 . 設計方案的選擇及流程說明 2 .換熱器的工藝計算 3 .主要設備工藝尺寸設計 4 .輔助設備選型與計算 5 . 設計結果匯總 6 .繪制流程圖及換熱器設備工藝條件圖 7 .對本設計進行評述 目錄 1 設計概況 1 1.1 熱量傳遞的概念與意義 1.. 1.2 化學工業(yè)與熱傳遞的關系 1.. 1.3 傳熱的基本

3、方式 1.. 1.4 換熱器的種類 2... 1.4.1 間壁式換熱器的類型 2.. 1.4.2 混合式換熱器 3... 1.4.3 蓄熱式換熱器 4... 1.5 列管式換熱器設計一般要求 4.. 1.6 流體通道的選擇原則 4.. 1.7 管殼式換熱器的簡介 5.. 2 試算并初選換熱器規(guī)格 6.. 2.1 選擇換熱器類型 6.. 2.2 流體流動途徑的確定 6.. 2.3 確定流體的定性溫度、物性數(shù)據(jù)，并選擇列管換熱器的型式 6 2.4 計算熱負荷和冷卻水流量 7.. 2.5 計算兩流體的平均溫度差 7.. 2.6 總傳熱系數(shù) K

4、 8... 2.7 計算傳熱面積 9... 3 工藝結構尺寸計算 9... 3.1 管徑和管內的流速 9.. 3.2 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 9.. 3.3 傳熱管排列和分程方法 1..0 3.4 殼體內徑 1..0. 3.5 折流板 : 1..0. 3.6 接管 1..1. 4 換熱器核算 1..1. 4.1 熱量核算 1..1. 4.1.1 管程對流傳熱系數(shù)AI 1.1 4.1.2 計算殼程對流傳熱系數(shù) AO 1.2 4.1.3 傳熱系數(shù) K 1..2. 4.1.4 傳熱面積 1..2. 4.2 核算壓強降 1..3. 4.2.1 計算管程

5、壓強降 1..3 4.2.2 計算殼程壓強降 1..3 5 設計結果一覽表 1..4. 6 設計評述 1..4.. 7 參考文獻 1..5.. 8 附錄 1..6.. 8.1 經(jīng)驗公式 1..6. 8.2 符號說明 1..6. 致謝 1..9.. 苯冷卻器的設計 郭生金 摘要 ：換熱器是化工生產(chǎn)中重要的設備之一，它是一種冷熱流體間傳遞熱量的設備， 其中管殼式換熱器應用最為廣泛。本設計采用單殼程、四管程的固定管板式換熱器， 管程介質為水，殼程介質為苯，選用 ①25 x 2.5mm傳熱管，殼徑為325mm管長6nl 管子數(shù)量為 36 根，折流擋板數(shù) 3

6、9 塊。經(jīng)過核算該型號換熱器，總傳熱系數(shù)為 391.2W/m2C,在傳熱任務所規(guī)定的流動條件下，計算出的 S。為13.5m2其面積裕度 為 12.5%，管程和殼程壓強降均小于允許壓強降。 關鍵詞： 苯 ，換熱器，管殼式換熱器 1 設計概況 1.1 熱量傳遞的概念與意義 1) 熱量傳遞的概念 熱量傳遞是指由于溫度差引起的能量轉移，簡稱傳熱。由熱力學第二定律可知， 在自然界中凡是有溫差存在時， 熱就必然從高溫處傳遞到低溫處， 因此傳熱是自然界 和工程技術領域中極普遍的一種傳遞現(xiàn)象。 1.2 化學工業(yè)與熱傳遞的關系 化學工業(yè)與傳熱的關系密切。 這是因為化工生產(chǎn)中的很多過程和單元操

7、作， 多需 要進行加熱和冷卻， 例如： 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，就需要向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 要向這些設備輸入或輸出熱量。 此外， 化工設備的保溫， 生產(chǎn)過程中熱能的合理利用 以及廢熱的回收利用等都涉及到傳熱的問題。 由此可見， 傳熱過程普遍的存在于化工 生產(chǎn)中，且具有極其重要的作用?？傊瑹o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)境等部門中都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區(qū)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， 它僅研究物

8、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)所需的總能量； 而傳熱學研究能量的傳遞速率， 因此可以認為傳熱學士熱力學的擴 展。 1.3 傳熱的基本方式 根據(jù)載熱介質的不同，熱傳遞有三種基本方式： 1）熱傳導（又稱導熱） 物體各部分之間不發(fā)生相對位移， 僅借分子、 原子和自由電子等微觀粒子的熱運 動而引起的熱量傳遞稱為熱傳導。熱傳導的條件是系統(tǒng)兩部分之間存在溫度差。 2）熱對流（簡稱對流） 流體各部分之間發(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)生在 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

9、對流；二是因泵或攪拌等外力所致的質點強制運動的強制對流。 此外， 流體流過固體表面時發(fā)生的對流和熱傳導聯(lián)合作用的傳熱過程， 即是熱由 流體傳到固體表面（或反之）的過程，通常稱為對流傳熱。 3）熱輻射 因熱的原因而產(chǎn)生的電磁波在空間的傳遞稱為熱輻射。 熱輻射的特點是： 不僅有 能量的傳遞，而且還有能量的轉移。 1.4 換熱器的種類 換熱器種類很多，但根據(jù)冷、熱流體熱量交換的原理和方式基本上可分三大類， 即間壁式、混合式和蓄熱式。在三類換熱器中，間壁式換熱器應用最多。 1.4.1 間壁式換熱器的類型 1） 夾套式換熱器 這種換熱器是在容器外壁安裝夾套制成， 結構簡單； 但其加

10、熱面受容器壁面限制， 傳熱系數(shù)也不高。 為提高傳熱系數(shù)且使釜內液體受熱均勻， 可在釜內安裝攪拌器。 當 夾套中通入冷卻水或無相變的加熱劑時， 亦可在夾套中設置螺旋隔板或其它增加湍動 的措施， 以提高夾套一側的給熱系數(shù)。 為補充傳熱面的不足， 也可在釜內部安裝蛇管。 夾套式換熱器廣泛用于反應過程的加熱和冷卻。 2） 沉浸式蛇管換熱器 這種換熱器是將金屬管彎繞成各種與容器相適應的形狀， 并沉浸在容器內的液體 中。蛇管換熱器的優(yōu)點是結構簡單，能承受高壓，可用耐腐蝕材料制造； 其缺點是容器內液體湍動程度低， 管外給熱系數(shù)小。 為提高傳熱系數(shù)， 容器內可 安裝攪拌器。 3） 噴淋式換

11、熱器 這種換熱器是將換熱管成排地固定在鋼架上， 熱流體在管內流動， 冷卻水從上方 噴淋裝置均勻淋下， 故也稱噴淋式冷卻器。 噴淋式換熱器的管外是一層湍動程度較高 的液膜， 管外給熱系數(shù)較沉浸式增大很多。 另外， 這種換熱器大多放置在空氣流通之 處， 冷卻水的蒸發(fā)亦帶走一部分熱量， 可起到降低冷卻水溫度， 增大傳熱推動力的作 用。因此，和沉浸式相比，噴淋式換熱器的傳熱效果大有改善。 4） 套管式換熱器 套管式換熱器是由直徑不同的直管制成的同心套管，并由 U 形彎頭連接而成。 在這種換熱器中，一種流體走管內，另一種流體走環(huán)隙，兩者皆可得到較高的流速， 故傳熱系數(shù)較大。另外，在套管

12、換熱器中，兩種流體可為純逆流，對數(shù)平均推動力較 大。套管換熱器結構簡單，能承受高壓，應用亦方便 （可根據(jù)需要增減管段數(shù)目 ）。特 別是由于套管換熱器同時具備傳熱系數(shù)大，傳熱推動力大及能夠承受高壓強的優(yōu)點， 在超高壓生產(chǎn)過程 （例如操作壓力為 3000大氣壓的高壓聚乙烯生產(chǎn)過程 ）中所用的換 熱器幾乎全部是套管式。 5） 管殼式換熱器 管殼式 （又稱列管式 ） 換熱器是最典型的間壁式換熱器。管殼式換熱器主要有殼 體，管束，管板和封頭等部分組成，殼體多呈圓形，內部裝有平行管束，管束兩端固 定于管板上， 在管殼換熱器內進行換熱的兩種流體， 一種在管內流動， 其行程稱為管 程；一種在

13、管外流動，其行程稱為殼程。管束的壁面即為傳熱面。為提高管外流體給 熱系數(shù)， 通常在殼體內安裝一定數(shù)量的橫向折流檔板， 折流檔板不僅可防止流體短路， 增加流體速度， 還迫使流體按規(guī)定路徑多次錯流通過管束， 使湍動程度大為增加。 常 用的檔板有圓缺形和圓盤形兩種， 前者應用更為廣泛。 流體在管內每通過管束一次稱 為一個管程， 每通過殼體一次稱為一個殼程。 為提高管內流體的速度， 可在兩端封頭 內設置適當隔板， 將全部管子平均分隔成若干組。 這樣， 流體可每次只通過部分管子 而往返管束多次，稱為多管程。同樣，為提高管外流速，可在殼體內安裝縱向檔板使 流體多次通過殼體空間，稱多殼程。在管

14、殼式換熱器內，由于管內外流體溫度不同， 殼體和管束的溫度也不同。 如兩者溫差很大， 換熱器內部將出現(xiàn)很大的熱應力， 可能 使管子彎曲，斷裂或從管板上松脫。因此，當管束和殼體溫度差超過 50℃時，應采 取適當?shù)臏夭钛a償措施，消除或減小熱應力。 1.4.2 混合式換熱器 混合式熱交換器是依靠冷、 熱流體直接接觸而進行傳熱的， 這種傳熱方式避免了 傳熱間壁及其兩側的污垢熱阻，只要流體間的接觸情況良好，就有較大的傳熱速率。 故凡允許流體相互混合的場合， 都可以采用混合式熱交換器， 例如氣體的洗滌與冷卻、 循環(huán)水的冷卻、汽 -水之間的混合加熱、蒸汽的冷凝等等。它的應用遍及化工和冶金 企

15、業(yè)、動力工程、空氣調節(jié)工程以及其它許多生產(chǎn)部門中。 1.4.3 蓄熱式換熱器 蓄熱式換熱器用于進行蓄熱式換熱的設備。 內裝固體填充物， 用以貯蓄熱量。 一 般用耐火磚等砌成火格子 (有時用金屬波形帶等) 。 換熱分兩個階段進行。 第一階段， 熱氣體通過火格子，將熱量傳給火格子而貯蓄起來。第二階段，冷氣體通過火格子， 接受火格子所儲蓄的熱量而被加熱。 這兩個階段交替進行。 通常用兩個蓄熱器交替使 用，即當熱氣體進入一器時，冷氣體進入另一器。常用于冶金工業(yè)，如煉鋼平爐的蓄 熱室。 也用于化學工業(yè)， 如煤氣爐中的空氣預熱器或燃燒室， 人造石油廠中的蓄熱式 裂化爐。 1.5 列管式換

16、熱器設計一般要求 1) 根據(jù)換熱任務和有關要求確定設計方案； 2) 初步確定換熱器的結構和尺寸； 3) 核算換熱器的傳熱面積和流動阻力； 4) 確定換熱器的工藝結構。 1.6 流體通道的選擇原則 1) 不潔凈和易結垢的流體宜走管程，以便于清洗管子； 2) 腐蝕性流體宜走管程，以免管束和殼體同時受腐蝕，而且管內也便于檢修和 清洗； 3) 高壓流體宜走管程，以免殼體受壓，并且可節(jié)省殼體金屬的消耗量； 4) 飽和蒸汽宜走殼程， 以便于及時排出冷凝液， 且蒸汽較潔凈， 不易污染殼程； 5) 被冷卻的流體宜走殼程，可利用殼體散熱，增強冷卻效果； 6) 有毒流體宜走管程，以減少流體

17、泄漏； 7) 粘度較大或流量較小的流體宜走殼程，因流體在有折流板的殼程流動時，由 于流體流向和流速不斷改變，在很低的雷諾數(shù)(Re<100)下即可達到湍流，可提高 對流傳熱系數(shù)。 但是有時在動力設備允許的條件下， 將上述流體通入多管程中也可得 到較高的對流傳熱系數(shù)。 在化工生產(chǎn)中為了實現(xiàn)物料之間能量傳遞過程需要一種傳熱設備。 這種設備統(tǒng)稱 為換熱器。在化工生產(chǎn)中，為了工藝流程的需要，往往進行著各種不同的換熱過程： 如加熱、冷卻、蒸發(fā)和冷凝。換熱器就是用來進行這些熱傳遞過程的設備，通過這種 設備，以便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。 它是化工煉油，

18、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設備， 對 于迅速發(fā)展的化工煉油等工業(yè)生產(chǎn)來說，換熱器尤為重要。換熱器在化工生產(chǎn)中，有 時作為一個單獨的化工設備，有時作為某一工藝設備的組成部分，因此換熱器在化工 生產(chǎn)中應用是十分廣泛的。任何化工生產(chǎn)中，無論是國內還是國外，它在生產(chǎn)中都占 有主導地位。 1.7 管殼式換熱器的簡介 管殼式換熱器是目前應用最為廣泛的一種換熱器。 它包括:固定管板式換熱器、U 型管殼式換熱器、帶膨脹節(jié)式換熱器、浮頭式換熱器、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。管束是管殼式換熱器的核心， 其中換熱管作為導熱元件，決定換

19、熱器的熱力性能。另一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）。管箱和殼體主要決定管殼式換熱器的承壓能 力及操作運行的安全可靠性。 1）工作原理 管殼式換熱器和螺旋板式換熱器、板式換熱器一樣屬于間壁式換熱器，具換熱管 內構成的流體通道稱為管程，換熱管外構成的流體通道稱為殼程。管程和殼程分別通 過兩不同溫度的流體時，溫度較高的流體通過換熱管壁將熱量傳遞給溫度較低的流體， 溫度較高的流體被冷卻，溫度較低的流體被加熱，進而實現(xiàn)兩流體換熱工藝目的。 圖1列管式換熱器 1折流擋板；2管束；3殼體；4封頭；5接管；6管板; 2）主要技術特性 般管殼式換熱器與其它類型的

20、換熱器比較有以下主要技術特性: a.耐高溫高壓，堅固可靠耐用； b.制造應用歷史悠久，制造工藝及操作維檢技術成熟； c.選材廣泛，適用范圍大。 2試算并初選換熱器規(guī)格 2.1 選擇換熱器類型 兩流體溫度變化情況：熱流體進口溫度70C,出口溫度45Co冷流體（循環(huán)水） 進口溫度25C,出口溫度40Co該換熱器用循環(huán)水冷卻水冷卻，冬季操作時進口溫 度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管程壁溫和殼體壁溫之差不大。因此， 初步確定并選用固定管板式換熱器。 2.2 流體流動途徑的確定 本換熱器處理的是兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程，根據(jù)兩流體的情況，水易結 垢，苯是被冷卻的流體易走管間

21、可利用外殼向外散熱的作用， 增強冷卻效果；故選擇 苯走換熱器的殼程，循環(huán)水走管程。 2.3 確定流體的定性溫度、物性數(shù)據(jù)，并選擇列管換熱器的型式 苯的定性溫度： 70+45 Tm=^—=57.5C 水的定性溫度： 25+40 tm = ^—=32.5C 兩流體的溫差： Tm - tm=57.5- 32.5=25C 由于兩流體溫差不大于50C,故選用固定管板式列管換熱器. 查《化工原理》上冊天津大學出版社： 件=0.381mPa?s 版=0.8007mPa?s P238 圖 4—15 表 4- 16 可有： Cpc=4.174KJ/Kg?C Cph=1.389K

22、J/Kg?C P274圖4 — 28(2)液體導熱系數(shù) 可有: 整==0.151 W/(m 7c) 次=0.6176 W/(m ?C ) 2.4計算熱負荷和冷卻水流量 查《化工原理》上冊天津大學出版社 表1兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)如下 苯的流量: 5X 10 小 Wh = =1.754 Kg?s h 330X 243600 y 熱流量: QO=WhCph(T1 - T2)=1.754 X 1.8280X 45)=80.142 KJ/s 冷卻水流量: 80.142 W =- = =1.28Kg?s c CP(t2 - t1) 4.174X15 2.5計算兩流

23、體的平均溫度差 暫按單殼程、多管程進行計算，逆流時平均溫度差為 ?t= ?t2 - ?t1 (70- 45) - (40- 25) ,巴 ln?t1 =19.6 C 而: t2- P=z- t1 40- 25 T1- t1 70F0.33 T1 - T2 70- 45 R= = — t2- t1 40- 25 =1.67 LO 圖2對數(shù)平均溫度校正系數(shù)值 。1 O, S Q, f

24、 0.02 X 995.7 X 0.5 -=12338 0.8007 X 130 ????? ??=? : ?? 4.174 X103 X 0.8007 X10-3 0.6176 =5.41 6=0.023, Re0.8Pri0.4 0.6176 =0.023 >0-02- M11212)0.8x 5.41.4=2282W?(m2 ?C) 殼程對流傳熱系數(shù): 假設殼程的傳熱系數(shù)？？ = 600 W?(m2 ?C) 污垢熱阻 Rsi=0.000344 m2 ?C?W, Rso=0.00017 m2 ? C ?W 管壁的導熱系數(shù)兒=45W?(m ?C) 1 K=

25、 ~ ; ;~; — ,阻。+%寸+甘+點 1 600+0.00017+0.000344 0.025 0.0025 X 0.025 0.020 + 45 X 0.0225 + 2282 X0.02 =347.7W?(m2C) 0.025 2.7計算傳熱面積 Q 80.158 X 30 S產(chǎn)訴= 347.7 X 19.611、 考慮到 15%面積裕度：S=1.15S0=1.15 x 11.8=13.6m 3工藝結構尺寸計算 流體的種類 一般液體 易結垢液體 氣體 流速/(m/s) 冗在 0.5~3 >1 5~30 0.2~1.5 >0.5 3~15

26、 表2管殼式換熱器中常用的流速范圍 液體名稱 乙醴、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮 安全允許速度/ (m/s) <1 <2~3 <10 表3管殼式換熱器中易燃、易爆液體的安全允許速度 表4管殼式換熱器中不同黏度液體的常用流速 液體黏 >1500 1500~500 500~100 100~35 35~1 <1 /mPa.s 最大流速 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4 (m/s) 3.1 選用①25 x2.5mm傳熱管，由流速范圍可設ui=0.5m/s 3.2管程數(shù)和傳熱管數(shù) 由V=ui 4 d2ni可求得單管程管子根數(shù): V 1.28

27、 i ui 4d2 995.7 X 0.5344X0.02 則按單管程計算，所需的傳熱管長數(shù)為： =9 (根) 13.6 Li = = =19.2 m i Tt(0ni 3.14 X 0.025 X9 單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構?，F(xiàn)取傳熱管長 L= 6m,則該換熱器 管程數(shù)為: LI 19.2 Np=:方=3.2

28、 圓整為4 傳熱管總根數(shù)：N=4X 9=36（根） 3.3 傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。取管 心距 a=1.25d0 則 a=1.25 X25=32mm 橫穿過管束中心線管數(shù) Nc=1.1vn=1.1v36=7 將這些管子進行排列有圖如下: 圖3正三角形排列 3.4 殼體內徑 采用多管程結構，取管板利用率 ”’=0.7 則殼體內徑: D=1.05aVN=1.05 X32\>^6= 241.0mm ri 0.7 圓整后取325mm 3.5 折流板: 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內

29、徑的 25%,則切去的圓缺高度 為 h=0.25 X325=81.25mmM整后 100mm 取折流板間距B=0.3D,則B=0.3X325=97.5mrm可取B為150mm折流板數(shù) _傳熱管長 6000 _ Nb=折流板間距- 1=750- 1=39（夬） 折流板圓缺面水平裝配。 3.6 接管 換熱器中流速u的經(jīng)驗值可取為： 對液體 u=1.5-2m/s 對蒸汽 u=20-50m/s 殼體流體進出口 ,出口接管內苯流速為 u=1.5m/s則接管內徑為： 4V / 4X1.754 d1 =v<- =V =42mm(① 50mm< 2.5mn) 1 ttu 836.6

30、 X3.14 X 1.5 管程流體進出口，出口接管內循環(huán)水流速為 u=1.5m/s則接管內徑為: 4V / 4X1.28 d2二三”995.7 X 3.14 X =33mm (① 38m你 2.5mm 據(jù)此初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸為下表： 圖5工藝尺寸 D 325mm ① 25X 2.5mm 管程數(shù)Np p 4 管長L 6m 管子總數(shù)n 36 正三角形 4換熱器核算 4.1熱量核算 4.1.1管程對流傳熱系數(shù)貨 (4=0.0237 Re0.8Pri0.4 di 一、一 .. 36 3.14 c - 管程流通截面積：S = — X——

31、X 0.02=0.0028 m2 i 4 4 管程流體流速： Vs Ui = 一 S 1.28 997.5 X 0.002=0.5 m/s diUi p 0.02 X997.5 X0.5 a - 0.8007 x 130 =12458 Pr= Cp2_ 入一 4.174 X ftx 0.8007 4310 0.6176 =5.411 =0.023, Re0.8Pri0.4 =0.023 X 0.6176 0.02 ><12458)0.8 X 5.41^4=2637 W?(m2. C) 4.1.2計算殼程對流傳熱系數(shù)？? 換熱器中心附近

32、管排中流體流通截面積為: S0=BD (1 - =0.15 X 0.3251 X 0.025 0.032) =0.01 m2 由正三角形排列得: 4(濟2-4Cd0) 4X(第 X 0.032-344X0.025) T0 3.14 X 0.025 =0.02 m VS 1.754 U0=S； = 836^：0i0.21 m?s deUo P 0.02 X 012X 836.6 Reo= e-^= 3— =9222 % 0.381 x 10 1.828 義 f(X 0.381 X310 0.14 0.151 =4.612 入_CUJ 1 禮 00=0.3

33、61 Re0.55Pro3( 一) 0.151 1 0 =0.36 X0-02- X 922255 X 4.6便X 1=685.W?( m2 . C) 4.1.3傳熱系數(shù)K0 因為苯為有機物，管子材料選用不銹鋼，取其導熱系數(shù)為 兒=45W?m2C,總 傳熱系數(shù)K0為: K0=彳 00 e+Rsidr 喙+ do 1 685^+0.00017+0.000344 0.025 0.0025 X 0.025 0.025 0.020+ 45X0.0225 + 2637 X0.02 =391.2W?(m2. C) 4.1.4傳熱面積 Q 80158 9 S= K0

34、?tm = 391.2 X 17.0512.0m 實際傳熱面積 S0=n：tdL= (36- 7) X3.14 X0.0256- 0.06) =13.5m2 該換熱器的面積裕度為 H= S0 - -S X 100%= 13.5-12.0 12.0 X 100%=12.5% 由前面計算可知，該型號換熱器，總傳熱系數(shù)為 391.2W/m2C,在傳熱任務所規(guī) 定的流動條件下，計算出的 S0為13.5m2其面積裕度為12.5%,故所選擇的換熱器是 合適，能夠完成生產(chǎn)任務 4.2核算壓強降 4.2.1 計算管程壓強降 三？P=(?P1+?P2)FtNPNs 前面已算出：

35、ui=0.5m?s Ft=1.4 NS=1 NP=4 由Re=16810，傳熱管相對粗糙度0.01/20=0.005,查莫狄圖得 壇0.030,所以: ?P產(chǎn)入 l.2 9了 995.7 X 6x0.5 =0.030 X =1120.2Pa 0.02 X2 ?P2=3 995.7 X 025 =3X =373.4Pa 2 i=(?P20.2+373.4) X 1.4 X4X 1=8364.16Ppa 4.2.2 計算殼程壓強降 E?P0=(?Pi+?P2)FtNs 其中 Fs=1.15,NS=1 管子為正三角形排列，取F=0.5 ?P1 = Fsf0

36、nc(NB+1)( f0=5.0 X 9222228=0.623 八 . p 2 ?P 產(chǎn)Ffnc(NB+1). o 836.6 X 0.21 =0.5 X 50229227(39+1) 2 =1608.9Pa 2h pg ?P 2=Nb(3.5- D)T _ 2X0.15836.6 X04 _ 0.325， 2 E P=(?P 1+?P 2) FtNs=(1608.9+1853.9)X 115X 1=3982.2PaK)5Pa 由上面計算可知，該換熱器管程與殼程的壓強均滿足題目要求，故所選換熱器合 適。 5設計結果一覽表 項 目 管程（循環(huán)水） 殼程（苯）

37、 流量，Kg /s 1.280 1.754 溫度，C （進/出） 25/40 70/45 物 性 定性溫度，c 35.5 57.5 密度，Kg /m3 995.7 836.6 比熱，KJ/kgC 4.174 1.828 粘度，Pa s 0.8007 X0-3 0.318 10-3 導熱系數(shù)，KJ/m C 0.6176 0.151 普蘭特數(shù) 5.411 4.612 結 構 參 數(shù) 殼體內徑，mm 325 臺數(shù) 1 管徑mm ① 25 >2.5 殼程數(shù) 1 管長，m 6 管心距，mm 32 36 管子排列

38、 正三角形排列 傳熱回積，m 13.5 折流板數(shù) 39 管程數(shù) 4 折流板距，m 0.15 材質 碳鋼管 主要計算結果 田 殼程 流速，m/s 0.5 0.21 污垢熱阻,（m2 -C）/W 3.4 X04 1.7 104 壓力降Pa 8364.16 3982.2 6設計評述 通過本次課程設計，我對換熱器的結構、性能都有了一定的了解，同時，在設計 過程中，我也掌握了一定的工藝計算方法。 換熱器是化工廠中重要的化工設備之一，而且種類繁多，特點不一，因此，選擇 合適的換熱器是相當重要的。在本次設計中，我發(fā)現(xiàn)進行換熱器的選擇和設計是要通 過反復計算

39、，對各項結果進行比較后，從中確定出比較合適的或最優(yōu)的設計，為此， 設計時應考慮很多方面的因素。首先要滿足傳熱的要求，本次設計時，由于初設 的不 合適， 使規(guī)定條件下的計算結果與初設值的比值不在要求范圍內， 因此， 經(jīng)過多次計 算，才選擇到合適的宓值為600W/ （m2 -C）o其次，在滿足工藝條件的前提下選擇合 適的換熱器類型，通過分析操作要求及計算，本次設計選用換熱器為上述計算結果。 再次， 從壓強降來看， 管程約為 8364.16Pa， 殼程約為 3982.2Pa， 都低于要求值 （105P a） ，因此，可適當加大流速，從而加大對流傳熱系數(shù)，減少污垢在管子表面上沉積的 可能

40、性，即降低污垢熱阻，然而，流速增加，流動阻力也會隨之增大，動力消耗就增 多，因此，作出經(jīng)濟衡算在確定流速時是相當重要的。此外，其他因素（如加熱和冷 卻介質用量，換熱器的檢修和操作等） ，在設計時也是不可忽略的。根據(jù)操作要求， 在檢修和操作方面， 固定管板式換熱器由于兩端管板和殼體連接成一體， 因此不便于 清洗和檢修。 本次設計中，在滿足傳熱要求的前提下，考慮了其他各項問題，但它們之間是 相互矛盾的。 如： 若設計換熱器的總傳熱系數(shù)較大， 將導致流體通過換熱器的壓強降 （阻力）增大，相應地增加了動力費用；若增加換熱器的表面積，可能使總傳熱系數(shù) 或壓強降減小，但卻又受到換熱器所能允

41、許的尺寸限制，且換熱器的造價也提高了。 因此，只能綜合考慮來選擇相對合適的換熱器。 然而在本次設計中由于經(jīng)驗不足，知識有限，還是存在著很多問題。比如在設 計中未考慮對成本進行核算， 僅在滿足操作要求下進行設計， 在經(jīng)濟上是否合理還有 待分析?？傊?，通過本次設計，我發(fā)現(xiàn)自己需要繼續(xù)學習的知識還很多，我將會認真 請教老師，不斷提高自己的知識水平，擴展自己的知識面。 7 參考文獻 [1]夏清 賈紹義.化工原理第二版（上冊）[M].天津：天津大學出版社. [2] 馬江權 冷一欣．化工原理課程設計 （第二版 ）[M ] .北京：中國石化出版社 . [3] 錢頌文．換熱器設計手冊 .

42、[4]劉光啟， 馬連湘 ,劉杰 .《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊 （有機卷） 》 [M] . 化學工業(yè)出版社， 2002. [5] 華南化工學院化工原理教研組 .《化工過程及設備手冊》 [M ] . 華南化工學院出版社， 1986. [6] 潘紅良 .化工過程及設備設計 [M] .華南理工大學出版社， 2006. 8附錄 8.1 經(jīng)驗公式 1 .管程對流傳熱系數(shù)i ,可用迪特斯和貝爾特關聯(lián)式 6=0.023 2 Re0.8Pri0.3 di 2 .殼程對流傳熱系數(shù),可用關聯(lián)式計算 X 0 55 1 仙 0=0x36 Re0.55Pri3(一) di w 3 .管程壓強降可用

43、 E?p?=(?P1+?P2)FtNpNs 4 .殼程壓強降可用埃索法 ■ ?R=(?Pi+?P2)FtN 8.2 符號說明 Wh——熱流體質量流量，Kg/s Wc——冷流體質量流量，Kg/s ； qv 體積流量，m3/s； CPh——熱流體定壓比熱容 KJ/KgC； Cpc——冷流體定壓比熱容，KJ/Kg C ； A T 熱流體進出口溫差，C ； At --冷流體進出口溫差，c； A t 高溫端溫差，℃ ； A 2 低溫端溫差，c ； Qt 熱負荷，Kw ; — 熱損失； A m 對數(shù)平均傳熱溫差， c ； A m 平均傳熱溫差，c ; P、R——因數(shù)；

44、溫度校正系數(shù)； K—— 總傳熱系數(shù)， W/m2℃； A—— 估算傳熱面積， m2； A—— 傳熱面積， m2； - 管徑，mm； di —— 管內徑， mm； do—— 管外徑， mm； ui —— 管內流速， m/s； ns—— 單程傳熱管數(shù)； L—— 單程管長， m； l —— 傳熱管長， m； — 圓周率； NP—— 管程數(shù)； N —— 傳熱管總根數(shù)； a—— 管心距， mm； nc—— 橫過管束中心線的管數(shù)； — 一管板利用率； D—— 殼體內徑， mm ； dl—— 殼程接管內徑， mm； d2—— 管程接管內徑， mm； h—— 圓缺高度，

45、mm； B—— 折流板間， ； NB —— 折流板數(shù)目； oi 管程對流傳熱系數(shù)，W/m2「C ； oo 殼程對流傳熱系數(shù)，W/m2- C ； Si —— 管程流通截面積， m2； S0—— 殼程流通截面積， m2； Re—— 雷諾準數(shù)； Pr—— 普朗特準數(shù)； — —-摩爾摩擦系數(shù)，W/m2?C — 粘度,Pa , ;s de—— 當量直徑， m； Rs——污垢熱阻，（m2：C） /W; b—— 管壁厚度， m； A P 壓差，Pa； Ns—— 串聯(lián)的殼程數(shù)； Ft—— 結構校正系數(shù)； — 密度 Kg/m2 Fs—— 殼程壓強降的結垢校正系數(shù)； f o—

46、— 殼程流體的摩擦系數(shù)； F—— 校正系數(shù)； e / d―flM粗糙度； 致謝 課程設計完成之際，我要向我的指導老師馮敏老師及教我們化工原理課程的佟永 純老師致以誠摯的謝意！無論是在學術上，還是在論文的撰寫過程中，佟老師都給了 我們莫大的幫助。而馮老師從選題指導、論文框架到細節(jié)修改，都給予了細致的指導， 提出了很多寶貴的建議，馮老師以其嚴謹求實的治學態(tài)度、高度的敬業(yè)精神、兢兢業(yè) 業(yè)、孜孜不倦的工作作風和大膽創(chuàng)新的進取精神對我們產(chǎn)生重要影響。 同時，我們要感謝化學化工學院的各位老師， 是他們教給我們豐富的理論知識和 做人的道理。我們也要感謝我的母校一 河西學院，是它為我們提供了良好的學習的 環(huán)境和生活環(huán)境，讓我們的大學生活豐富多彩。 答辯記錄與綜合成績評定表 答辯記錄: 記錄人： 年 月 日 成績評定： 學號 姓名 說明書成績 40% 圖紙成績 20% 答辯成績 40% 總評成績 指導教師: