甲苯换热器课程设计

武汉长江工商学院

化工原理课程设计

甲苯换热器设计

系：环生系 班级：09402班 姓名 ：岳彪 学号 ：09040042

完成时间：2011年11月30日

课程设计任务书

某厂用循环冷却水甲苯从80°冷却到50°C，甲苯年处理能力为18000t／a，压力为6.5MPa,循环冷却水的入口温度为25°C，出口温度为35°C，要求冷凝器允许压降不大于500000Pa,试设计一台管壳式卧式换热器完成该生产任务。每年按330天计算，每天按24小时连续运行。

设计要求

（1）换热器工艺设计计算 （2）换热器工艺流程图 （3）换热器设备结构图 （4）设计说明

目录

一、标题页····························································3

二、方案设计···························································4

三、确定设计方案························································4

四、确定物性数据························································4

五、计算总传热系数·····················································4

六、计算传热面积·························································5

七、工艺结构尺寸计算······················································5

八、换热器核算···························································7

九换热器主要结构参数和设计结果一览表····································10

十、对本设计的评价·····················································11

十一、自设计使用该换热器的工艺流程图····································12

十二、参考文献··························································12

二、方案设计

某厂在生产过程中，需将甲苯从80℃冷却到50℃。甲苯年处理能力为18000t／a。压力为6.5Mpa，冷却水入口温度25℃，出口温度35℃。要求冷凝器压降不大于500KPa。试设计能完成上述任务的管壳式换热器。 三、确定设计方案

（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50℃冷流体。冷流体进口温度25℃，出口温度35℃。

由于管壁与壳壁的温差低于60℃—70℃，而且考虑到制作简单便宜，因此采用逆流，初步确定选用固定管板式换热器。

（2）流动空间及流速的确定

由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用25×2mm的碳钢管，管内流速取ui=0.94m/ｓ。

四、确定物性数据

定性温度：可取流体进口温度的平均值。 甲苯的定性温度为：T=﹙80+50﹚／2=65℃ 冷却水的定性温度为： t=﹙25+35) ／2=30℃ 根据定性温度，由已知图表数据提供可得： 甲苯在70℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo=886kg/m3

比热容 cpo=1.91kJ/(kg·℃) 热导率 λo=0.1273 W/(m·℃) 粘度 μo=0.000445Pa·s

冷却水在30℃下的物性数据： 密度 ρi=994.3kg/m3

定压比热容 cpi=4.174kJ/(kg·℃) 热导率 λi=0.624 W/(m·℃) 粘度 μi=0.000742 Pa·s

五．计算总传热系数 （1）热流量

由甲苯的年处理能力18000t／a可知：甲苯的流量为18000000／﹙330×24﹚=2272.73㎏／h Qo=Lcp1Δt1=2272.73×1910×(80-50)/3600 =36174.24kW (2) 冷却水用量 qm2= Qo/cp2Δt2=36174.24/19100×3600=6818.18kJ/h 3）平均传热温差△Tm=[﹙80-35﹚－﹙50－25﹚] ／㏑[﹙80-35﹚／﹙50－25﹚]=34.03℃（4）初算传热面积

查表可得：假设K=600 W/m2 . oC

A=Q／（KΔTm﹚=1.772m² 取安全系数1.3，A=2.3 m²

5、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速及管长

选用25×2mm传热管(碳钢)，管长取2m，则需要管字数为N N=A／（πdl﹚=2.3／﹙3.14×0.025×2﹚=15﹙根﹚ 为了便于铺管，一般取管程的倍数，即N=16﹙根﹚

（3）平均传热温差校正及壳程数

平均传热温差校正系数

1408060R6

403010

40301P

1403011

按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得 平均传热温差

'

tmttm0.980772.1470.75℃

（4）传热管排列和分程方法

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。取管心距t=1.25 d0，则 t=1.25×19=25(mm)

隔板中心到离其最近一排管中心距离按式，计算 Z=t÷2+6=18.5mm

各程相邻管的管心距为37mm 横过管束中心线的管数

NC1.8610.711根

（5）壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为

D1.05t

N



1.0586

291mm 0.7

圆整可取D＝325mm （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＝0.25×325＝81.25mm，故可取h＝82 mm。

取折流板间距B＝0.3D，则B＝0.3×325＝97.5mm，可取B为100。 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=2000/100-1=19(块) 折流板圆缺面水平装配。 （7）接管

壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u＝1..0 m/s，则接管内径为

d1

4V410000（/36001097.58）

0.05678m u3.141.0

圆整后可取管内径为60mm

管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u＝2 m/s，则接管内径为

d2

425590（/3600994.3）

0.0675m

3.142

圆整后可取管内径为70mm

6．换热器核算 （1）热量核算

①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式

o0.36



de

Reo

0.55

/3Pr1（

0.14

） w

当量直径，由正三角形排列得

4(de

322tdo)4(0.02520.0192)24240.0173m do3.140.019

壳程流通截面积

SoBD（1

do19

）100325（1）0.0078m t25

壳程流体流速及其雷诺数分别为

uo

10000（/36001097.58）

0.324m/s

0.0078

0.3240.101731097.58Reo12000

0.00051

普兰特准数 p=6.449 粘度校正 （

0.14

）1 w

0.138

143000.556.4491/31936W（/m2℃） 0.0173

②管程对流传热系数

o0.36

i0.023

i

di

Re0.8Pr0.4

管程流通截面积

Si0.7850.015286/20.00759m2 管程流体流速

25590（/3600994.3）

0.942m/s

0.00759

0.0150.942994.3Rei18934

0.000742ui

普兰特准数

4.1741030.000742Pr4.96

0.624 0.624

i0.023189340.84.960.44795W/(m2℃）

0.015

③传热系数K

K

1

dodbd1

＋Rio＋o＋Rso＋idididmo

1



0.0190.0190.0020.0191

＋0.000344＋＋0.000176＋

47950.0150.015450.01692936509W（/m2℃）

④传热面积S

S''

Q296700

8.10m2 Ktm50972.14

该换热器的实际传热面积Sp

SpdolN3.140.01928610.3m2 该换热器的面积裕度为

S''10.31.267 S8.10

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 （2）换热器内流体的压力降

①管程流动阻力

∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=1.5

lu2u2

P，P2 1i

d22

由Re＝18934，传热管相对粗糙度0.01/15＝0.0067，查莫狄图得λi＝0.0028

W/m·℃，

流速ui＝0.942m/s，ρ＝994 .3kg/m3，所以

2994.30.9422

P10.0281.647kPa

0.0152994.30.9422

P231.32kPa

2

（1.6471.32）1.428.3kPa＜40kPaPi

管程压力降在允许范围之内。

②壳程压力降

P

o

（P1'P2'）FtNs

Ns1,Ft1.15

流体流经管束的阻力

2

uo'

P1Ffonc(NB1)

2

F0.5

fo5120000.228

nc11,NB19,uo0.324

1097.580.3242

P0.5511(191)3.453kPa

2

流体流过折流板缺口的阻力

2

2huo'

P2NB(3.5)

D2

h0.082m,D0.3m

'1

2

2huo20.082197.580.3242'

P2NB(3.5)19(3.5)3.177kPa

D20.32

总压力降Po（3.4533.177）11.157.62＜40kPa

壳程压力降也比较适宜。

三、设计结果一览表

表格 1

四、对设计的评述

初次接触化工原理课程设计，还荒谬地以为是像其他课程一样是实验类的，听课的时候也一头雾水，根本不知道该做什么，该怎么做，无从下手，只是觉得好难。有一段时间都在观望。

所以自己设计的时候只能是根据老师提供的模板，用新的数据代替旧的数据，其他的公式完全照抄，花了一天时间，终于把计算部分完成了。裕度15％，在合理范围内，但是，一看压力降，彻底崩溃了，12多千帕，天啊，完全不合理。再细看模板和自己的设计的时候，发现了很多问题，我的设计根本是行不同，

果真用这设计的话，也是谋财害命。

所以我决定重新来过。这时离交作业还有三天，做出来的裕度居然一直都在50％以上，重新分析计算的过程中也出现了几次错误，由于急于求成，算出来后的结果偏离太多，检查才发现部分数据出现了错误，而且老师给的模板里面也有一些错误，这样照搬下去的一些公式就除了问题了，只好静下来认真地理解和消化原有的一些公式，这样又一次重新算过。

因此，有花了一天的时间在计算上。

那么接下来就是画图了，由于学过机械制图，以为画图比较简单，5个小时左右可以完成，谁知道，画图更难，这主要是因为在设计的时候，没有兼顾考虑到画图，因此设计出来的管数很难安排，冥思苦想了好久，换了好多方案，查了好多资料，换了多种排列方法，还是行不通。

最终，只好把管数安排成易于排列的数目，才解决了这个问题。

其实，在整个过程中，虽然遇到了很多问题，也犯了不少错误，但是自己真的学到了很多东西，比如word文档公式的运用，比如如何使自己的设计更加合理，这就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法，才能达到事半功倍的效果。我觉得，如何查找数据也很重要，假如自己查不到数据，接下来的工作完全没办法做，假如查的数据是错误的，那设计出来的东西也是错误的，而且很可能导致严重的后果。

六、参考文献

《化工原理》，王志魁 编，化学工业出版社，2006.

《化工设备设计》，潘国吕，郭庆丰 编著，清华大学出版社，1996. 《化工物性算图手册》，刘光启等 编著，化学工业出版社，2002. 《生物工程专业课程设计》，尹亮，黄儒强 编. 《石油化工基础数据手册 》《化学化工工具书》等.

七、主要符号说明

列管式换热器设计说明书

表格 2

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