化工原理课程设计报告(换热器).docx

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1、化工原理课程设计报告（换热 器）化工原理课程设计任务书（1）一、设计题目：设计一台换热器二、操作条件：1 .苯：入口温度80,出口温度40。2,冷却介质：循环水，入口温度35。3 .允许压强降：不大于50kPao4 .每年按300天计，每天24小时连续运行。三、设备型式：管壳式换热器四、处理能力：1. 99000吨/年苯五、设计要求：1 .选定管壳式换热器的种类和工艺流程。2 .管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计。3 .设计结果概要或设计结果一览表。4 .设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸）5 .对本设计的评述及有关问题的讨论。一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程L选定管壳式换热

2、器的种类管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换 热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好： 此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温 和大型装置上多采用管壳式换热器。管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同， 因此他们的热膨胀程度也有差别若两流体的温度差较大(50C以上)时，就 可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀 的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。(1)固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机 械清洗。此种

3、换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并 在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装 置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性 的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较 大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭 弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度 相差50C以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装 置(膨胀节)只能用在壳壁与管壁温差低于60-70C和壳程流体压强 不高的情况下。一般壳程压强超过06MPa时，补偿圈过厚，难以伸 缩，失去温

4、差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示：I-折流挡板;2-管束;3-壳体;4-封头;5-接管;6-管板(2)浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接, 以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖， 称之为“浮头”，所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可 以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质 的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其 缺点是结构复杂，造价高。其结构如下：(3) U型管换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自 由膨胀。其缺点是管子内壁清

5、洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。 其结构如下图所示：(4) 填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低 廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有 毒的介质。其结构如下：由设计书的要求进行分析：一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为510。缺水地区选用较 大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6,即冷却水的出口温度为31o T -t n =80+40 _25+31 =32 c0.8 ,故可选用单壳程的列管换热器(5)选K值，估计传热面积。参考附录相关资料，

6、对于黏度低于05x10-3 Pa-s和水体系，可取K二480W(m. C),则S =Q =301736_ 44m2oKt 480 X 14.28初选换热器型号由于两流体温差50,可选固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系 列标准，初选型号为公称直径mm450管子尺寸mm 25x2. 5公称压强/MPa1.0管长/m4.5公称面积/行46.6管子总数135管程数1管子排列方法正方形斜转45中心排管数13管程流逋卸枳0. 0424实际传热面积S = n d L = 135 X 3.14 X 0. 025 (4.5 - 0. 1)= 46. 6f2 采用此换热器，则要求过程的总传热系数为v Q 3

7、0176371 ZInJ K= 453.4W /(m2. C) S t 46.6 X 14.28 m2.核算压强(1)管程压强降P = (P + AP)FN Nsi 12 t p其中 Ft= 1.4, Ns=I, Np=Io管程流通面积A二工d 2 N2二；X o. 022 X毕 =O. 0424m2 PV14 46管程流速：u = s : = O. 343m / si Aj 993.2 x 0.0424管内雷诺数,D du p 0. 02 X 0. 343 X 993. 2 Cae、生力、Re = i ir = 9664(湍流)i 0.705 X 10-3取管壁粗糙度 =0.1 mm,:-翁

8、- 0.005,查(夏清等.化工原理(上 i册).天津：天津大学出版社，2005 )图1-27,由人-Re关系图中查得：入=0.036；所以ZkP = 1L Pu.2 d , 2=0. 036 X4. 5993. 2 x 0. 3432XO 022=473PaP = 3 P UJ = 3 根的3.2 根 0.343，= 175pa 222管程压强降：ZAP=。73 + 175)根 1.4 根 1 根 I= 907F IOOOOOPa1符合工艺要求；(2)壳程压强降f、p = Vp + ApIfn012 s s其中，F =1.15 , N =1 , AP=Ffn(N +1) puts1. c B

9、 2管子为正三角形排列，F = 0.4n = 1. ln = 1. lv135 13C取折流挡板间距h = 0. 07mN = L - 1 = 4-5 - 1 = 63B h 0.07壳程流通面积：A = h(D -nd) = 0. 07 (0.45 14 根 0. 025) = 0. 007m 2.C .V3 819壳程流速：u = s= 0.52m / s A 829. 3 根 0,007壳内雷诺数：Re =du,P = O,根。.52 根 829.3 = 23746 , 5 (湍 0.454 根 10 3流)壳程流体摩擦因数f = 5.0Re-o2笈=5.01 23746-0.228 =

10、 0.500所以P = 0.4 根 0.5 根 13 根 L + 1)根 a，根 -5力=8657Pa12第P/ =63根3个根字9- 2252 P =(18657 + 22525)根 1.15 = 47359Pa 50000Pa计算表明，管程和壳程的压强降都能满足设计的要求。3.核算总传热系数(1)管程对流传热系数aRe = 9664 (湍流)pr c M 4. 174 X 103 X O. 705 X 10-3O. 628=4.69入C = 0. 023 Re o8 Pr。5=0. 023 X X (9664) a 8 (4. 69) or = 2067W /(m2 . C)id. i i

11、0.021(2)壳程对流传热系数C由式 C = 0.36(L)(d P )0.55( Cp M)1/3(_L)O.14 if Wde IJ L取换热器列管之中心距t = 32mm。则流体通过管间最大截面积为A = hD(l - d.) = 0.07 X 0. 45(1 - , 25) = 0. 0069m2t0.032V 4.6U = /= = 0. 8m / s0 A 829.3 x 0.00694(t2 - d )4.d4 (0. 0322 - X 0. 0252) =0. 027m X 0. 025Re0. 027 X 0.8 X 829. 30. 454 X 10-339455Pr1. 975 X 10： X 0. 454 XIo-3=7. 060. 127壳程中的苯被冷却，取()0.14