纯苯冷却器设计-课程设计

课程设计课程设计题目：纯苯冷却器设计 业:系部： 生物与化学工程系业:应用化学学生姓名： 班级：化学号指导教师姓名：职称 职称 设计完成时间： 年月化工原理课程设计任务书一、设计题目：纯苯冷却器设计二、设计任务及操作条件:、设计任务：处理能力：设备型式：列管式设备型式：列管式、操作条件：。纯苯液：入口温度0C，进口温度为05；。冷却介质：0C℃（入口）循环水;。允许压强降：管、壳程压强降不超过、3物性参数：\物性\流体\温度℃PH•0C九0Cy苯水3设.计计算内容：（1）传热面积、换热管根数；（2）确定管束的排列方式、程数、折流板等；（3）壳体的内径；（4）冷热流体进出口管径；（5）核算总传热系数；（6）管壳程流体阻力校核；4．设计成果；（1）设计说明书一份；（2）换热器工艺条件图；三、设计内容及时间安排设计动员 天1、概述2、设计方案的选择3、确定物理性质数据 天、设计计算内容：计算总传热系数；计算传热面积、主要设备工艺尺寸设计（1）管径尺寸和管内流速的确定（2）传热面积、管程数、管数和壳程数的确定TOC\o"1-5"\h\z（3）接管尺寸的确定 天 16、设计结果汇总7、换热器工艺条件图 天8、设计评述答辩 天四、图纸要求列管式换热器工艺条件图五、参考资料海医药设计院。化工工艺设计手册（上、下）.北京：化学工业出版社，1986目录程设计成绩评定表...化工原理课程设计任务书.错.误.！.未.定.义.书.签.。第1章概述 第2章设计条件及主要物性参数 2．1设计条件 2．2物性参数 第3章确定设计方案 3．1选择换热器的类型 3．2流体空间选择 第4章工艺计算 4．1确定物性数据 4．2估算传热面积 计.算1热负荷（忽略热损失） ..平均温度差A。的计算估.算4传热面积 4平工3艺结构尺寸平平平平平平平平平平平4．3．1选管子规格平平平平平平平平4．3．2总管数和管程数平平平平平平4．3．3确定管子在管板上的排列方式4．4．4壳体内径的确定平平平平平平4平3确平定5实际管子数平平平平平平平4．3．6折流板的确定及绘管板布置图接.管7口径计算 4．3．8拉杆设置 第5章传热器校核 5．1传热面积校核 5．1．1传热温差校正： 5 1总传热系数的计算5．2．2．1管内传热膜系数 5．2．2．2管外传热膜系数 5．2．2．3污垢热阻和管壁热阻..5 2 2总传热系数5．1．3传热面积校核 5．2核算管、壳程流动阻力 5．2．1管程 5．2．2壳程 5．3壁温的计算 第6章设计结果汇总表 设计评述 设备图 参考文献 附录附录第第1章概述本设计的主要任务是设计纯苯液冷却器设计，处理能力为k纯苯液的入口温度0,进口温度为5;冷却介质为5（入口）循环水：允许压强降为管、壳程压强降不超过根据苯和水的物性参数，假设水的出口温度为3，根据这些条件选择换热器，列管式换热器的类型主要有四种：固定管板式换热器、浮头式换热器、型管式换热器和填料函式换热器，在这个设计中选固定管板式换热器。固定管板式换热器的特点：两端管板和壳体连接成一体，结构简单、紧凑、布管多，更换、造价低，管内便于清洗，应用广泛。壳程不易清洗，因此壳方流体应是较洁净且不易结垢的物料。所以纯苯液走壳程，循环水走管程。适合在管壳壁温差不大于0的情况下使用，当温差相差较大时可设置膨胀节。由于此设计的温差小于0所以可以不用考虑热补偿.第2章设计条件及主要物性参数设计条件（）处理能力： （纯苯液）；（2）设备类型：列管换热器；（3）操作条件：。纯苯液：入口温度0,进口温度为5；O冷却介质：5（入口）循环水；。允许压强降：管、壳程压强降不超过2物性参数\物性\流体’\温度℃PH•℃九(y苯水第3章确定设计方案3．1选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度80℃，出口温度55℃。冷流体进口温度35℃，假设出口温度为4℃3。从两流体的温度看，换热器的管壁温度和壳体温度差不大，因此初步采用固定管板换热器。3．2流体空间选择因为热流体为苯，冷流体为水，为了使苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果，故使苯走壳程，另外，水也较易结垢，为便于提高流速减少污垢生成，以及便于清洗，故使水走管程。第4章工艺计算确定物性数据苯的定性温度：80苯的定性温度：80+55=67.50C2水的定性温度：t+水的定性温度：t+1-4 22^390C估算传热面积计.算估算传热面积计.算1热负荷（忽略热损失）qcT—Tm1p1 1 2公式1(参见附录)二20000x3600

下同）XqcT—Tm1p1 1 2公式1(参见附录)二20000x3600

下同）X103X(X105冷.却2水用量（忽略热损失）q二号m2ctp22_ 2.56x105―70—4.17x103x匕3—35)—.g1平均温度差Atm的计算选取逆流流向At=(T—t)—(T—t)1221mTTt

ln—1~2-T-t21(80—43)—(55—35)।80—43In 55—35℃.估.算4传热面积参照传热系数的大致范围，取公式取实际面积为估算面积的A、X itf实3工艺结构尺寸选管子规格2.56x105500x27.6m公式取实际面积为估算面积的A、X itf实3工艺结构尺寸选管子规格2.56x105500x27.6m21倍5，则实际估算面积为：选取e 5mX mm无缝钢管，管长总管数和管程数总管数单程流速A—实^兀dl021.33.14x0.025x3q——兀7—d2n47.6799263.14-x0.022x904单程流速可以达到传热效果，故采用单管程．3确定管子在管板上的排列方式采用正三角形排列，管子与管板用焊接结构。．4壳体内径的确定公式壳体内径为：D=t(n-1)+2b公式管心距 dX^ mm0n .n .<90心根c管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离:d0所以D00.032xG1—1)+20x038=0.396m按壳体标准圆整取确定实际管子数管板布置图见设备图换热器的实际传热面积nd( )XXX m20KQ 2.56x105 (m2•℃)估AAt 20.49x27.64m计算得的K与之前设的值有较大差异，所以要重新进行上述计估算：A总管数实20.49总管数ndl3.14x0.025x30单程流速壳体内径为:qv单程流速壳体内径为:qv兀7d2n47.6799263.14-x0.022x874D0t(n-1)+2bc管心距 dX^ mm0管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离：1d.=50.0380所以：D=0.032xGl—1)+20x038=0.396m按壳体标准圆整取4．3．6折流板的确定及绘管板布置图折流板与壳体间隙：TOC\o"1-5"\h\z折流板直径： X采用弓形折流挡板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去圆缺高度：h=0.25D=0.25x400=100l—0.1 3000—0.1折流板数：N= 心bh 200折流板间距：h m2h〈）004.3接.管7口径计算管程流体进出口接管。取管内流速17.674x 则接管内径 d=■氏=丫 9926=0..074mi、，兀u 、3.14x1.8按管子标准取管程流体进出口接管规格为e imX mm无缝钢管。壳程流体进出口接管。取管内流速u=1.8m/s

折接管内径 d2折接管内径 d24q,4x j= 3600x828.6兀u 1—3.14x1.8—按管子标准圆整，取壳程流体进出口接管规格为①mmX咂无缝钢管。拉杆设置选拉杆直径为拉杆数量为选拉杆直径为拉杆数量为4根。第5章传热器校核传热面积校核传热温差校正：t-t 43-t-t 43-35P=2 1 T-t80-351180—5543-33根据、值，查温差校正系数图中At2公5式5〉，所以选用单壳程可行。总传热系数的计算管内传热膜系数八 dup0.02*0.57*992.60.67x100.67x10-3e公式

cN4.174x103x0.67x10-3

—-

0.632流体被加热，九八一R0.8p0.4=0.023xderi

0.632 x168890.8x4.420.40.02公式管外传热膜系数管子按正三角形排列，则传热当量直径为3 k4(——123 k4(——12-—d2)2 44(立x0.0322-31443.14x0.025x0.0252)=0.02m公式壳程流通截面积X( -025X( -0250.032m2 公壳程流体流速200003600x3600x828.60.0176=0.38m/scNcN—p—

入1.841x103x0.352x10-30.02x0.57x828.60.352x10-30.129AAi 16.4-4壳程中苯被冷却，取（上）0.14Nw入 N、一R0.55P1/3（二）0.14der日e wX21129X

0.02055X污垢热阻和管壁热阻查表管内、外侧热阻分别:1/3Xx -4m^℃壮・℃。已知管壁厚度6导热系数九（•℃）o总传热系数d0adiid+R0idi1bd口1+ 0+R+入d 0am 0公式25—+0.0002义25+0.0025义25+0.000172+—3171义202045.4义22.51077（14•℃）传热面积校核所需的传热面2.56x105564x27.64m2所以20.49务。即换热器有的面积裕度，在范围内，能完成生产任核算管、壳程流动阻力管程;£△ (△ △ )tsp公式已知t；s1p； 加湍流。查表得九△ =L纥x3_x992.6x0.512TOC\o"1-5"\h\zid2 0.02 2i公式△ 5x9926x0.5722 2 2公式£△i XX <5 2壳程已知F公式ss公式£△ △:△ppu2―02公式管子按正三角形排列 , 1. .1折流挡板间距h0折流挡板数B壳程流通截面积 h X00m2壳程流速q20000-V- 壳程流速0S'3600义828.6义0.0285dup0.025义0.235义828.6—0—0- 0N 0.352义10-3f -0.228 X X4-0.2280 0公式所以△,XXXX1828.6x0.23522△ , 第PU0TOC\o"1-5"\h\z2 B D2公式X2x0.15X828.6x0.38320.4 2£△ XX <0计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计要求。壁温的计算换热器的壁温可由下式计算at+at公式m2-℃)a=a=2im2℃；1077+31711077+3171壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度即T=650C。壳体壁wT 0.4T+0.6T=0.4x80+0.6x55=650Ct=0.4t+0.61=0.4x43+0.6x35=38.20C换热管平均壁温:1077x65+3171x38.2 「 二450C温与传热管壁温之差为:At=65—45=200C该温差小于500C，所以不需要设置温差补偿装置。第6章设计结果汇总温度0c进出压力 a<10kpa<10kpa性定性温度密度热 容0c■黏 度Pa・s设结数型式列管式台数壳体内径壳程数管径①25x2.5管心距管长管子排列A管数目根拆流板数个传热面积拆流板距管程数材质不锈钢

主要计算结果管程壳程主要计算结果管程壳程污垢热阻 •热负荷传热温差传热系数裕度设计评述这项试验设计综合性比较强，设计的进行是在兼顾技术上先进行、可行性，经济合理性的条件下进行的。此次设计涉及的工艺计算和结构设计比较全面，从多方面考察了我们的知识。从工艺计算到结构设计，每一个环节都集中考察了我们的综合性应用能力。设备图设备图1：设备图参考文献1．陈敏恒丛德滋方图南齐鸣斋编《化工原理》北京化学工业出版社20062．李功详陈兰英崔英德编《常用化工单元设备设计》广州华南理工出版社20033．明辉编《化工单元过程课程设计》北京化学工业出版社附录符号意义与单位符号意义与单位热负荷B折流板数ai管程给热系数 m2•℃m传热管平均直径a0壳程给热系数 m2•℃n管板利用率£△0壳程压力降换热器管程数O实际传热面积 2传热管长