管壳式换热器课程设计

1、化工原理课程设计说明书目录前言 ···············································&#

2、183;2第一部分，甲苯冷凝器的设计一、 设计任务···········································4二、 设计要求·

3、83;········································ 4三、 工艺结构尺寸·······

4、3;·······························6（1） 管径和管内流速················

5、3;··············6（2） 管程数和传热管数·····························6（3） 平均传热温差校正及壳程数·

6、3;···················6（4） 传热管的排列和分程数法·······················7（5） 壳体内径···

7、83;·································7四、 换热器主要传热参数核算··············

8、···············8（1）计算管程对流传热系数··························8（2）计算壳程对流传热系数····&#

9、183;·····················8（3）确定污垢热阻··························

10、3;·······9（4）总传热系数····································9第二部分，甲苯冷却器的设计一、 试算并初选换热器规格

11、3;······························11（1） 流体流动途径的确定·················&

12、#183;·········11（2） 确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式···································

13、;··11二、 计算总传热系数···································· 11（1） 计算热负荷········

14、;···························11（2） 冷却水用量·····················

15、··············12（3） 计算平均传热温度差···························12（4） 总传热系数K····

16、83;····························12（5） 估算换热面积···················

17、83;·············12三、 工艺结构尺寸··································

18、3;····12（1） 管径和管内流速································12（2） 管程数和传热管数·········&

19、#183;····················12（3） 平均传热温差校正及壳程数······················13（4） 传热管的排列和分程方法·&#

20、183;······················14（5） 壳体内径·························

21、3;············14四、 换热器主要传热参数核算 ·····························15(1) 壳程对流传热系数 · ··&

22、#183;·························15(2) 管程对流传热系数 · ····················

23、83;·······16(3) 基于管内表面积的总传热系数 · ··················16(4) 计算面积裕度· ·················

24、;···············17化工原理课程设计任务书一、 设计任务题目万吨/年 甲苯精馏塔冷凝冷却(水冷) 换热系统工艺设计。二、 任务给定条件1. 热流条件：流量为10500kg/h的甲苯蒸汽从120，0.14 MPa(绝压)冷凝到120，0.14 MPa(绝压) 甲苯液，再冷却到30；120甲苯汽相热焓 140 Kcal/Kg，液相焓53 Kcal/Kg，30甲苯液相焓13 Kcal/Kg ；定性温度80时甲苯密度810Kg/m3 ,

25、比热 0.446(Kcal/Kg. ) 绝对粘度0.32(cp) ，比热0.104 (Kcal/(m.h. ) 。2. 冷流条件新鲜水初始温度25，循环水初始温度45，换热后水温升15。水的物性数据由化原上册附录查取。3. 管壳式换热器类型提示设计压力1.6MPa，要求管程和壳程的压降不大于30kPa，冷凝采用浮头式，冷却采用固定管板式管壳式换热器。 三、 设计要求 每个设计者必须提交设计说明书和冷凝冷却系统工艺流程图(A3)。1设计说明书必须包括下述内容：封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、设计自评和符号说明、参考文献等。 2设计计算书应包括的主要内容和设计计算的步骤: 1)

26、 计算热负荷、收集物性常数。 根据设计任务作冷凝冷却系统热衡算确定流体放热速率或冷流体吸热速率，和新鲜水、循环水流率。考虑了热损失后即可确定换热器应达到的传热能力Q；按定性温度确定已知条件中未给出的物性常数。2) 根据换热流体的特性和操作参数决定流体走向（哪个走管程、哪个走壳程）；计算平均温差。 3) 初步估计一个总传热速率常数K估(查上册附录23) ，计算传热面积A估。 4) 根据A估初选标准换热器（由换热器手册查取,初定型号及系列结构参数）；5) 换热面积的核算。分别选关联式求出管内、外传热膜系数，估计污垢热阻，求出总传热速率常数K核，得出所需传热面积A需，将A需与A实际进行比较，若A实际

27、比A需大15%-25%，则设计成功；否则重新计算。 6) 管程和壳程压力降的核算(计算经验公式在换热器手册查取，若查不到，可使用课本提供的公式代替)。 7) 接管尺寸的计算。8) 冷凝冷却系统工艺流程图说明。9) 吨油操作费用和固定资产折旧费用评价(新鲜水3.6元/吨，循环水 1.6元/吨，8000元/平方米传热面积，换热器使用年限10年, 固定资产投资年利率16%),(评价比较你的前、后学号计算结果) 。3符号说明的格式：分为英文字母、希腊字母，要按字母排序，要写出中文名称和单位；4参考文献的格式： 按GB7714-87的要求。完成起始时间 2013年3月3日至2013年3月10日发给学生：

28、 (签名)指导教师：梁伯行冷凝器工艺设计一、 设计任务1 处理能力：把6000+500×9=10500Kg/h的120甲苯蒸汽冷凝成120甲苯液。2 设备形式：浮头式换热器。由于热流体进出口温度都为120，冷流体进口温度45，出口温度为60。冷热流体温度差异不大，壳程压降较小，因此可以采用浮头式换热器。3已知条件：热流体：入口温度为120甲苯蒸汽：冷凝温度120冷凝液于饱和温度下离开冷凝器。冷却介质：循环水。入口温度45，设定出口温度60。允许压降：液体10-30kPa,气体1-10kPa。二、设计要求选择适宜的浮头式换热器并进行核算。1 浮头式换热器的设计工艺计算书本设计的工艺计算

29、如下：此为一侧流体恒温的浮头式换热器设计2 确定立体流动空间冷凝水走管程，甲苯蒸汽走壳程。由于蒸汽比较干净不易结垢，甲苯蒸汽通过壳壁面向空气中散热，提高冷凝效果的同时可以及时排除冷凝液。原料液中可能含有杂质、易结垢，所以原料液走管程便于清洗管子。因碳钢管价格低强度好，预热器中的流体没有腐蚀性，所以选用碳钢管。3计算流体的定性温度，确定流体的物性数据循环水的定性温度： 甲苯的定性温度：根据定性温度查得的物性参数为：名称密度Kg/定压比热CpKJ/(Kg·)导热系W/(m·)粘度Pa·s汽化热rKJ/Kg120甲苯液体769.412.0390.3837354.6水98

30、6.854.1820.6465219.784 计算热负荷W5冷却水耗量6计算有效平均温度差120甲苯蒸汽 T:120 120 循环水 t: 60 45 t 60 75 7选取经验传热系数K值根据管程走水，壳程走甲苯汽，总传热系数，现暂取。8估算换热面积 三、工艺结构尺寸1、管径和管内流速选用ø25×2.5mm较高级冷拔传热管(碳钢10)，取管内流速ui= 1m/s。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69（根）按单程管计算，所需的传热管长度为：=5.7（m）选定换热器管长l=3m，则管程数Np为：Np=，取管程Np=2，则总管数为：m=2×69

31、=138根根据S=30.77m2,m=138根，Np=2，查表，选用固定管板式换热器(JB/T4717-92)，其实际传热面积为44.9m2,有关参数如下：公称直径DN600mm公称压力PN1.6×106Pa传热面积S44.9管程数Np2管数m198管长l3m管子规格管心距32mm管子排列方式：正三角形换热器的实际换热面积该换热器所要求的总传热系数3、平均传热温差校正及壳程数依化工单元过程及设备课程设计P63，公式3-13a和3-13b，平均传热温差校正系数 平均传热温差校正为tm=×tm =27.05×0.91=24.62( )由于平均传热温差校正系数大于0.8

32、，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适4、传热管的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。其中，每程内的正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。查热交换器原理与设计P46，表2-3 管间距，取管间距：t 32 mm 。由化工原理上册P278，公式4-123，得横过管束中心线的管数为由化工单元过程及设备课程设计P67，公式3-16，隔板中心到离其最近一排管中心距离S=t/2+3=32/2+3=19 mm取各程相邻管的管心距为38mm。5、壳体内径 采用多管程结构，取管板利

33、用率=0.7，由流体力学与传热P206，公式4-115，得壳体内径为Di =1.05t=1.05×32×=471.77 mm , 查阅化工原理（上），附录二十三：热交换器，取Di =600mm。6、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=0.25×600=150 mm ，故可取h=110 mm。取折流板间距B=0.6Di，则B=0.6×600=360 mm。取板间距B350mm，则：折流板数 NB=1=1=8 块 折流板圆缺面水平装配。四、核算总传热系数（1）计算管程对流传热系数（湍流）（2）计算壳程对流传热系

34、数壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 当量直径，由正三角形排列得 AA壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普兰特准数 粘度校正 （3）确定污垢热阻（4）总传热系数所选换热器的安全系数为表明该换热器的传热面积裕度符合要求。求换热器的台数根据总传热系数，确定传热面积：求所需换热管数：S流通=3.14×0.025×3=0.2355所需换热器台数：预留25%的预备管量以及预留多1台做备用，故选取换热器台数为2台。所以，根据题目要求所需，总共需要2台浮头式换热器并联对甲苯蒸汽进行冷凝。换热器的主要结构尺寸和计算结果见表参数管 程壳 程物料名称循环水甲苯流率/（

35、kg/h）59354.3810500进/出温度/45/60120/120换热器结构参数换热器类型浮头式换热器壳体内径/mm600壳程数2管径/mm25×2.5管心距/mm32管长/mm3000管子排列正三角形管数目/根198管程2传热面积/m244.9传热系数554.6污垢阻力/（w/m2·K）0.0001740.000172热流量/W1034250传热温差/67.5安全系数/%13.3甲苯的冷却一、 试算并初选换热器规格1.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变的传热过程，且均不易结垢，根据两流体的情况，故选择水走换热器的管程，甲苯走壳程。2.确定流体的定性

36、温度、物性数据，并选择列管换热器的型式冷却介质为新鲜水，取入口温度为：25 ，出口温度为：（2515） 甲苯的定性温度： 水的定性温度： 两流体的温差： 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75下的有关物性数据冷却水在32.5下的物性数据密度o=810 kg/m3密度i=994.9 kg/m3定压比热容cpo=1.888 kJ/(kg·)定压比热容cpi=4.127 kJ/(kg·)导热系数o=0.124W/(m·)导热系数i=0.6218W/(m·)粘度o=0.000383 Pa·s粘度i=0.000763Pa

37、3;s由于两流体温差不大于50，故选用固定管板式管壳式换热器。二、计算总传热系数1.计算热负荷2. 冷却水用量两流体的温差，不需要热补偿。3.计算平均传热温度差4、总传热系数K（1）管程传热系数（湍流）（2）选取经验传热系数K值根据管程走水，壳程走甲苯，总传热系数，现暂取。5.估算换热面积 三、工艺结构尺寸1、管径和管内流速选用ø25×2.5mm较高级冷拔传热管(碳钢10)，取管内流速ui= 0.5m/s。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52（根）按单程管计算，所需的传热管长度为：=7.5（m）选定换热器管长l=4.5m，则管程数Np为：Np=，取管

38、程Np=2，则总管数为：m=2×52=104根根据S=30.54m2,m=104根，Np=2，查表，选用固定管板式换热器，其实际传热面积为28.8m2,有关参数如下：公称直径DN450mm公称压力PN2.5×106Pa传热面积S43.5管程数Np2管数m126管长l4.5m管子规格管心距32mm管子排列方式：正三角形换热器的实际换热面积该换热器所要求的总传热系数3、平均传热温差校正及壳程数依化工单元过程及设备课程设计P63，公式3-13a和3-13b，平均传热温差校正系数 平均传热温差校正为tm=×tm =27.05×0.91=24.62( )由于平均传

39、热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适4、传热管的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。其中，每程内的正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。查热交换器原理与设计P46，表2-3 管间距，取管间距：t 32 mm 。由化工原理上册P278，公式4-123，得横过管束中心线的管数为由化工单元过程及设备课程设计P67，公式3-16，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取各程相邻管的管心距为44mm。5、壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率=0.7，由流体力学与传热P206，公式4-115，得壳体内径为Di =1.05t=1.05×32×=409.6 mm , 查阅化工原理（上），附录二十三：热交换器，取Di =450mm。6、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=0.25×450=112.5 mm ，故可取h=110 mm。取折流板间距B=0.6Di，则B=0.5×450=270 mm。取板间距B250mm，则：折流板数 NB=1=1=17 块折流板圆缺面水平装配。四、换热器主要传热参数核算1