苯冷却器设计模板

1、化工原理课程设计报告（化学工程学院）设计题目：苯冷去卩器的设计专业 班级：化学工程与工艺指导教师：学生姓名：设计 地点：贵州工程应用技术学院设计日期：2017-7-17化工原理课程设计课程设计题目：苯冷却器的设计目录刖 言1设计任务书21.1设计题目：丙酮冷却器的设计 21.2设计任务：21.3操作条件：21.4设计内容及要求： 2第一章设计概况31.1 热量传递的概念与意义 31.2化学工业与热传递的关系 31.3传热的基本方式31.4换热器的种类41.4.1间壁式换热器的类型 41.4.2混合式换热器51.4.3蓄热式换热器61.5列管式换热器设计一般要求 61.6流体通道的选择原则61.

2、7管壳式换热器的简介 7第二章试算并初选换热器规格 82.1选择换热器类型82.2流体流动途径的确定 82.3确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式 82.4计算热负荷和冷却水流量 92.5计算两流体的平均温度差 9暂按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为： 9第三章工艺结构尺寸计算103.1管径和管内的流速 103.2管程数和传热管数11第四章 设备结构设计 114.1管程阻力损失计算114.2壳程阻力损失的计算12第五章附属设备类型15工艺设计主要符号说明 15第六章设计评述16第七章参考文献17第八章附录178.1经验公式178.2符号说明18化学工业与传热密切相关。

3、 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下进行，为了达到并保持一定的温度，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。本次课程设计中，我们主要是针对苯的冷却器的设计，利用循环水，从而达到 对苯的冷却， 此次设计主要是采用列管式换热器， 通过一系列的计算以及估算设计本冷却器 一系列常数。随着换热器在工业生产中的地位和作用不同， 换热器的类型也多种多样， 不同类型的换 热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后 计算换热所需传热面积， 并确定换热

4、器的结构尺寸。 换热器按用途不同可分为加热器、 冷却 器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。11设计任务书1.1 设计题目：丙酮冷却器的设计1.2 设计任务：将苯冷却至39.6 C,冷却介质为自来水(2) 采用列管式换热器(3) 生产能力： 6 万吨/年,产品产量,年开工 300 天,每天 24 小时连续运行1.3 操作条件：苯入口温度55C自来水入口温度18C，出口温度30.5 C(3) 允许压降：不大于 100MPa1.4 设计内容及要求：(1) 目录；(2) 设计题目及原始数据(任务书) ；(3) 论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择；(4) 换热器加热过程有关计算(

5、物料衡算、热量衡算、传热面积、换热器型号、 壳体直径等)；(5) 设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等) ；(6) 主体设备设计计算及说明；(7) 主要零件的强度计算 (选做)；(8) 附属设备的设计与选型： (进料管、出料管、冷却水进料管、出水管)(9) 参考文献；(10) 后记及安排第一章 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系密切

6、。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，

7、 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。1.3 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

8、因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动 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

9、提高传热系数且使釜内液体受热均匀， 可在釜内安装 搅拌器。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

10、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 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

11、 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

12、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

13、脱。因此，当管束和壳体温度差超过 50C时，应采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， 都可以采用混合式热交换器， 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

14、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

15、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( RevlOO)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

16、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

17、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

18、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。第二章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40C。冷流体（循 环水）进口温度25E，出口温度35C。该换热器用循

19、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，取入口温度为：18 C，出口温度为：30.5C苯的定性温度:52.1+39.(52水的定性温度:30 5-F182=2425lC两流体的温差:Tm -1=660.85-24.25

20、=36.610由于两流体温差不大于50r，故选用固定管板式列管换热器查化工原理上册：|i=O.381mPa*s p=0.923mPa*sCpc=4.179KJ.KgTCph=1.82SKJKg-r0.151W0.607W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、物性流体 、密度 Kg/m3比热 KJ/( kg oC)粘度mPas导热系数W/(m oC)苯836.61.8280.3810.151水997.24.1790.9230.6072.4计算热负荷和冷却水流量苯的流量：6xlO7叫=毘？ 15監Sn 30024x3600热流量：Qo=WbC1(Tl - T2)=竺号x

21、l .828x(g2.1 - 39_6)=1.79722X10slV宀 300x24x3600冷却水流量:6.47x10s4.179X12,5=12385.7 Kg/hSt=(82.1-3OJ) - p9 18)2而: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:=3L.6TCTj-ti 82.1-18 64.1S2.1-39.6IF=3-4图2对数平均温度校正系数值=0.92第三章工艺结构尺寸计算ImPa.s,为低黏3.1管径和管内的流速在决定管数和管长时，首先要选定管内流速，丙酮黏度小于 液,按表4-1可得i的范围是0.21.5m/s,因管长适中，但管程数多，

22、取Ui=0.5m/s, 设所需单管程数为n，25mM2.5mm的管内径0.02m,从管内体积流量： “CC8333 3丄口VindoUi2600 n=18 根4836.6216m又由于A=n n dol=22.07m，可求单程管长:流体种类流速m/s流体种类流速m/s管程壳程管程壳程冷却水13.50.51.5油蒸汽51536一般液体（黏度不 高）0.53.00.21.5气体530315低黏油0.81.80.41.0 :气体混合流体260.53咼黏油0.51.50.30.822. 07180. 025表4-1列管式换热器某些流体常用的流速范围摩擦系数 取钢管绝对粗糙度 =0.1mm（见表5-1）

23、,得相对粗糙度&/ di =0.1/20=0.005;由于两流体温差较小，且在循环水的结垢的温度之下，选用管长为4.5m的管, 4管程，采用JB/T系列的固定管板式换热器。-3.2管程数和传热管数表4-2JB-450-固定式列管换热器的主要参数项目数据项目数据壳径D (DN)400管尺寸025x2.5mm管程数Np (N)4管长4.5m管数(n)76管排列方式正三角形排列中心排管数nc11管心距t=32mm官程流通面积Si0.0060传热面积A26.3m2可按表4-2查的数据核算如下：每程管数 ni=总管数n/管程数N=76/4=19，管程流通面积2Si= n /4加2 X19=0.00596

24、9与查得的0.0060很好符合。2传热面积 A=n doLn=nX 0.0255：76=26.8606m，比查得26.3稍大，这是由2于管长的一部分需要用于在管板上固定管子，应以查得的A=26.3 m为准。中心排管数nc，查得九=11似乎大了，按图2-1 (三角形直列)排列，很=11时，n最多为121根；现未知固定式4管程的具体排管方式，暂存疑。nc1.11、N 1.11.7611 根)第四章设备结构设计4.1管程阻力损失计算流速9 96 / 36000.461m/ s0. 0060雷诺数RediUi.0204618366202450. 000381根据 Re=20245,查图 5-1，得 i

25、 =0.0351。管内阻力损失2Uii4.5-0.03512 0. 020.4612836.62702Pa回弯阻力损失管程总损Pt(Pi Pr )FNsNp702266.71.4145. 4247Pa图5-1莫迪图表5-1某些工业管材的绝对粗糙度值（摘自化工原理书末参考读物11）管道类别粗糙度 /mm管道类别粗糙度 /mm金属管清洁的无缝黄铜管、铜管0.00150.01非 金 属 管干净玻璃管0.00150.1新的无缝钢管0.040.07橡皮软管0.010.03新的铸铁管0.31接头平整的水泥管0.33普通的镀锌钢管0.39木管0.251.25严重牛锈钢管0.67陶土排水管0.456.04.2

26、壳程阻力损失的计算壳程（由于流体流量较大雷诺数大，在后边的核算过程中回有误差，先取消折流挡板）计算截面积s= （n /4 ） *0.42- （n /4 ） *0.0252*76=0.088m213计算流速uO=vs/A=(12385.7/3600 ) / (997.2*0.088 ) =0.039m/s雷诺数Redi Ui i0. 0250. 039997. 2=1053.45000. 000923摩擦系数管束损失:入R二哦裟（%十1= 0.5x1.02X1GX1X 115115-205水的温度 C 25 25水的流速m/sV 1 1V 1 1类型海水0.8 10 40.86 10 41.72

27、 10 41.72 10 4自来水、井水、湖水41.72 101.72 10 43.44 10 43.44 10 4蒸馏水0.86 10 40.86 10 40.86 10 40.86 10 4硬水5.16 10 40.86 10 40.86 10 40.86 10 4河水5.16 10 43.44 10 46.88 10 45.16 10 4软化锅炉水1.72 10 41.72 10 43.44 10 43.44 10 4表5-3工业用液体的壁面污垢的热阻液体名称污垢热阻W/ (m2 C)液体名称污垢热阻W/ ( m2 C)有机化合物1 72 10 4石脑油1 72 10 4盐水1.72 1

28、0 4煤油1.72 10 4熔盐40 86 10 4柴油443 44 105 1610植物油4516 10 4重油40 86 10 4原油443.44 10 12.1 10沥青油1 72 10 44.6所需的传热面积A303 x 29_07204 =17与换热器列出的面积 A0=26.3比较，有近25%勺裕度。从阻力和传热面积的核算看，原选换热器适用。第五章附属设备类型换热器型式：带热补偿非标准的固定管板式管子规格0 25X 2.5m 管数 106 根 m管长3m换热面积：24.1m2间距mm32排列方式正三角形工艺参数折流板型式上下间距150mm切口 25%设备名称管程壳程壳体内径450mm

29、保温层厚度无需保温物料名称丙酮循环水接管表操作压力MPa0.40.3序号尺寸用途连接型式操作温度C55/2920/301Dn100丙酮入口平面流里kg/h7440.48102772Dn100丙酮入口平面密度kg/m3768.1997.03Dn50循环水入口平面流速m/s0.3240.1104Dn50循环水入口平面传热量kW1.20X105附工艺条件图(略)总传热系数W/m 2?k339对流传热系数W/m 2?k676.51394污垢热阻，m2?K/W0.0001720.000172阻力降MPa0.0018870.000983程数41推荐使用材料碳钢碳钢工艺设计主要符号说明1.英文字母B-一折流

30、板间距，mC系数，无量纲d 管径，mD -换热器外壳内径，mf-摩擦系数F系数h圆缺高度，mK总传热系数， W/(m2 C)L管长，mm程数n指数；管数；程数N-一管数；程数19NB折流板数Nu努塞尔特准数P 压力，Pa ；因数Pr普二特准数2q热通量，W/mQ传热速率，Wr 半径，m2R热阻，m C/WRe雷诺准数2A传热面积，mt冷流体温度，C ；管心距，mT 平均传热温差，Cu流速，m/sW质量流量，kg/s2下标c冷流体h热流体i 管内m-一平均o管外s污垢3.希腊字母对流传热系数，W/(m2 C)有限差值导热系数， W/(m C)粘度，Pa s密度，kg / m校正系数第六章设计评述

31、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

32、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 8818PQ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，动力消耗就增多，因此，作出经济衡算在确定流速时是相当重要的。此外，其他因素（如加热和冷却介质用量，换热器的检修和操作等） ，在设 计时也是不可忽略的。根据操作要求。在检修和操作方面，固定管板式换热器由于两端管板和壳体连接成一体， 因此不便于清洗和检

33、修。本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其他各项问题，但它们之 间是相互矛盾的。如： 若设计换热器的总传热系数较大， 将导致流体通过换热器 的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能 使总传热系数或压强降减小， 但却又受到换热器所能允许的尺寸限制， 且换热器 的造价也提高了。因此，只能综合考虑来选择相对合适的换热器。然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。比如 在设计中未考虑对成本进行核算， 仅在满足操作要求下进行设计， 在经济上是否 合理还有待分析。 在设计的过程中我发现板式换热器采用同一板片组成不同几何 尺寸和形状的流道（非对称流道） 解决了两侧水流量不