甲苯冷却器的设计 (2)

题目：甲苯冷却器的设计

姓 名

张风平 学 号 ************ 年 级

2010

级

专 业 化学工程与工艺 系 （院）

化学 化工学院

指导教师 张杰

2013年 6月

设计任务

（一）设计题目 甲苯冷却器的设计 （二） 计任务及操作条件

1) 甲苯入口温度95℃，出口温度45℃

2)冷却介质循环水，入口温度20℃，出口温度自定； 3)允许压降不大于50KPa；

4) 每年实际生产时间：7000小时/年，处理量：95000吨/年； （三） 设备类型 管壳式换热器 （四）厂址 临沂地区 （五）设计内容

1）设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器的型式进行简单论述。 2）换热器的工艺计算和主要结构尺寸设计。 3）管程和壳程压力降的核算。 4）设计结果概要或设计结果一览表。 5）对本设计的评述及有关问题讨论。

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目录

1、设计概述····························5 2、确定设计方案··························6 2.1选择换热器的类型·······················6 2.1.1工作原理··························6 2.1.2换热管布置和排列间距····················6 2.1.3换热器设计的基本原则····················7 2.1.4流体流速的选择·······················7 3、确定物性数据··························7 3.1定性温度·························· 8 4、估算传热面积··························8 4.1热流量····························8 4.2平均传热温差·························8 4.2.1计算平均温度差·······················8 4.2.2计算R和P·························8 4.3传热面积···························9 4.4冷却水量···························9 5、工艺结构尺寸··························10 5.1 管径和管内流速························10 5.2 管程数和传热管数·······················10 5.3计算换热器的实际换热面积和总传质···············10 5.4壳体内径···························10 5.5折流板····························11 5.6折流板数···························11 6. 换热器核算···························11 6.1热流量核算··························11 6.1.1管内表面传热系数···························11 6.1.2污垢热阻和管壁热阻························12 6.1.3计算传热系数KC··························12

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6.1.4该换热器的面积裕度···························12 6.2换热器内流体的流动阻力···························13 6.2.1管程流体阻力···························13 6.2.2壳程阻力···························13 7、设计评述·····························14 8、主要符号说明···························15 19、参考文献····························15

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1.设计概述热量传递的概念与意义 1.1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。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，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：

1.3.1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。

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1.3.2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。

1.3.3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。

2、确定设计方案

2.1选择换热器的类型

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。 2.1.1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。 2.1.2换热管布置和排列间距

常用的换热管规格有ф19×2 mm、ф25×2 mm(1Crl8Ni9Ti)、ф25×2.5 mm(碳钢10)。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。

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（A） （B）（C）

（D）

图 1 换热管在管板上的排列方式

(A) 正方形直列 （B）正方形错列 (C) 三角形直列 （D）三角形错列 2.1.3换热器设计的基本原则

①不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。

②腐蚀性的流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管程便于检修与更换。 ③压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。 ④被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外的散热作用，增强冷却效果。 ⑤饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗。 ⑥有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量⑦流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变， 在低Re（Re>100）下即可达到湍流，以提高传热系数。

⑧若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与α大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。 2.1.4流体流速的选择

表1 管壳式换热器中最常用的流速范围 流体种类 流速m/s 2.2流程安排本换热器处理的是两流体均不发生相变的传热过程，由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。 3、确定物性数

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一般液体 管程 0.5～3.0 易结垢液体 〉1.0 气体 5.0～30.0 3.1定性温度

可取流体进口温度的平均值。

2036管程流体的定性温度为：T28（℃）

2甲苯的定性温度为：T954570 (℃) 2表2

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70℃下的有关物性数据 密度

循环冷却水在28℃下的物性数据 密度

0=866kg/m3 i=996.2kg/m3

定压比热容 Cpo=1.91 kJ/(kg·℃) 定压比热容

Cpi=4.174 kJ/(kg·℃) λi=0.614W/(m·℃)

导热系数

o=0.123W/(m·℃) 0=0.455mPa·s

导热系数

粘度 粘度

i=0.8417mPa·s

4.1热负荷计算

9.51071.91103（95-45）Qt=qcph(T1-T2)= =3.6105W

mh700036004.2平均传热温差 4.2.1计算平均温度差 甲苯 95℃→45℃ 冷却水36℃←20℃ 温差 59℃ 25℃

tmt1t2(9536)(4520)39.6(℃) t159lnln25t24.2.2计算R和P

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RT1T295-45t2t136203.125 P0.2133

t2t136-20T1t19520图2

由上图可查得t0.9故选用单壳程即可 故tm39.60.935. 4.3传热面积

假设K=350W/(m2·K),则估算面积为：

3.610528.86 (m2) S=Qt/(K×Δtm)=

35035.取安全系数为1.04

S=28.86×1.04=30.01 (m2) 4.4冷却水量

qmcQt3.61055.39（kg/s） 3cpctm4.178510(3620) 9

5、工艺结构尺寸

5.1 管径和管内流速

选用标准25×2.5mm，取管内流速ui= 0.5m/s L=3m

5.2 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

‘A29.36Ns125≈126（根）

3.140.02533.140.023所以按双程设计即可， NT=126（根）

5.3计算换热器的实际换热面积和总传质

S01263.140.02530.128.68

Qt3.6105K0353

28.6835.S0tm传热管排列和排列

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。取管

心距Pt=1.25d0，则Pt=1.25×25=32(mm) 5.4壳体内径

管外径的确定 Dt(nc1)2d D— 外壳直径，m t— 管中心距

nc— 位于管束中心线上的管束

d—管束中心线上最外层的中心至壳体内壁的距离，一般取b=(1～1.5)do,m。

nc有下面公式估算；

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管子按正三角形排列

nc1.1n1.112612 d=1.5d0=1.5×0.025=0.0375 t=0.032m

D=0.032(12-1)+2×0.0375=0.427 圆整到标准值450mm 5.5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%

折流板间距:1/5DNB传热管长/折流板间距-13000-19块 300折流板圆缺面水平装配. 6、换热器核算 6.1 热流量核算

6.1.1壳程表面传热系数

0.55用克恩法计算：00.36Re0Pr3dew10.14

当量直径，由正三角排列得：

4(de=

3223Ptd0)4(0.03220.7850.0252)2420.02（m）

d03.140.025壳程流通截面积：

S0BD(1d00.025)0.2250.45(1)0.02215(m2） t0.032壳程流体流速及其雷诺数分别为：

u0qm,hh0950000000.2443（m/s）

700036008660.02215Re0Re=

0.020.2443866=9299

0.00045511

cpu1.911034551066.83；粘度校正：普朗特数：Pr=0.1273w0.140.95

0=0.3610.127392990.556.8330.950.14=657.3〔W/(m2·K) 〕 0.026.1．1管内表面传热系数

i0.023diRe0.8Pr0.4

管程流体流通截面积：Si=0.785×0.022×24/4=0.001884（m2） 管程流体流速及其雷诺数分别为：

ui=0.5（m/s）

Rei=

0.020.51000996.21.184104

0.8417cpu4.174103841.71065.72 普朗特数：Pr=

0.624i=0.023×

0.8417118400.85.720.4=3527〔W/ (m2·K)〕 0.026.1.2污垢热阻和管壁热阻 查有关文献知可取：

管外侧污垢热阻 Rsi=1.7410-4 m2·K/W 管内侧污垢热阻 Rso=3.44104m2·K/W 6.1.3计算传热系数

K11110.0250.0253.441041.74104657.30.0235270.020RsoRsid0d0diidi=410.3

K计算410.31.162 K选353 12

故所选择的换热器是合适的，安全系数

410.3-353100%16.2%

3536.2.1管程流体阻力

计算公式如下

pi(p1p2)FtNSNp

其中NS1=1,NP2，FS1.4;

由Re=11840,属于湍流，传热管相对粗糙度取0.2／20=0.01，差莫荻图得

i=0.041

3996.20.52lu2756.8Pa P1=i=0.0410.022di2P23ui2C2996.20.523373.575Pa

2pi(p1p2)FtNSNp=(756.8373.575)1.4123165.05Pa50kPa

管程流体阻力在允许范围之内。

6.2.2壳程压力降

pop2)FSNS Fs=1.15 (p1Ffonc(NB1)；NS=1 ；p1huo22

管子为正三角形排列，F=0.5

nc1.1n1.112612.35,取nc13 1根据，DzD 取z等于3m

5NBL31-19 z0.313

壳程流通面积A0z(Dncd0)0.3(0.45130.025)0.0424m2

uoqm,h13194.440.0998m/s

8660.04243600hA0Reodouohh0.0250.09988664748.73

0.455103f05.0Reo.2285.04748.73o.2280.73

Ffonc(NB1)p1huo2228660.09982=0.50.7313(9+1)=204.pa

222zhu020.38660.09982p2NB(3.5)（93.5-）84.1pa

D20.452pop2)FSNS=（204.+84.1）×1.15×1=332.051<50kPa (p1计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计条件 7、设计评述

本次化工课程设计是对列管式换热器的设计，通过查阅有关文献资料、上

网搜索资料以及反复计算核实，本列管式换热器的设计可以说基本完成了。下面就是对本次设计的一些评述。

本设计所需要的换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，故本次设计确定选用浮头式换热器。易析出结晶、沉淀、淤泥及其他沉淀物的流体，最好通入比较容易进行机械清洗的空间，而浮头式换热器的管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内管束可以在壳体内自由伸缩，不会产生热效应力。对于浮头式换热器，一般易在管内空间进行清洗。所以选择浮头式换热器较合适。本设计选择了冷却水走管程，煤油走壳程的方案。由于本设计所要冷却的煤油的流量不是很大，故选择所需的换热器为单壳程、单管程，可以达到了设计的要求，且设计的列管式换热器所需的换热面积较合适，计算得的面积裕度也较合适，这样所损耗的热量相对来说不会很大。至于本设计能否用在实践中生产，或者生产的效率是否会很低，这些只有在实践中才能具体的说明。

通过本次设计，我学会了如何根据工艺过程的条件查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料，根据资料确定主要工艺流程，主要设备，及计算出主要设备及辅助设备的各项参数及数据。了解到了工艺设计计算过程中要进行工艺参数的计算。通过设计不但巩固了对主体设备图的了解，还学习到了工艺流程图的制法。通过本次设计不但熟悉了化工原理课程设计的流程，加深了对冷却器设备的了解，而且学会了更深入的利用图书馆及网上资源，对前面所学课程有了更深

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的了解。但由于本课程设计属我第一次设计，而且时间比较短，查阅的文献有限，本课程设计还有较多地方不够完善，不能够进行有效可靠的计算。

8、主要符号说明

P——压力，Pa ; Q——传热速率，W； R——热阻，㎡·K/W； Re——雷诺准数； S——传热面积，㎡； tT——热流体温度，℃； uqm——质量流速，㎏/h; ——有限差值； ——粘度，Pa·s; ——校正系数。 rH——扬程，m A——实际传热面积，m2 PrNB——板数，块 Kqv——体积流量 NtNp——管程数 lKC——传热系数，W/(m·K) 9、参考文献

——冷流体温度，℃； ——流速，m/s;

h——表面传热系数W/(㎡·K);

——导热系数，W/(m·K);

 ——密度，㎏/m3;

——转速，n/(r/min)

(NPSH)r——必须汽蚀余量，m ——普郎特系数

——总传热系数，W/(㎡·K)

——管数，根

——管长，m

△tm——平均传热温差，℃

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