制藥化工原理課程設(shè)計(jì)舉例參考模板

1、一設(shè)計(jì)題目某生產(chǎn)過程的流程如圖所示，反應(yīng)器的混合氣體經(jīng)與進(jìn)料物流患熱后，用循環(huán)冷卻水將其從130進(jìn)一步冷卻至60之后，進(jìn)入吸收塔吸收其中的可溶組分。已知混和氣體的流量為51500/h，壓力為2MPa ,循環(huán)冷卻水的壓力為0.4MPa ，循環(huán)水的入口溫度為37，出口溫度為40 ，試設(shè)計(jì)一臺(tái)列管式換熱器，完成該生產(chǎn)任務(wù)。二.確定設(shè)計(jì)方案1 選擇換熱器的類型兩流體溫的變化情況：熱流體進(jìn)口溫度130 出口溫度60；冷流體進(jìn)口溫度37，出口溫度為40，該換熱器用循環(huán)冷卻水冷卻，冬季操作時(shí)，其進(jìn)口溫度會(huì)降低，考慮到這一因素，估計(jì)該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。2 管程安

2、排 從兩物流的操作壓力看，應(yīng)使混合氣體走管程，循環(huán)冷卻水走殼程。但由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，若其流速太低，將會(huì)加快污垢增長(zhǎng)速度，使換熱器的熱流量下賤，所以從總體考慮，應(yīng)使循環(huán)水走管程，混和氣體走殼程。 三 .確定物性數(shù)據(jù) 定性溫度：對(duì)于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進(jìn)出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為 T= =95 管程流體的定性溫度為t= 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。對(duì)混合氣體來(lái)說，最可靠的無(wú)形數(shù)據(jù)是實(shí)測(cè)值。若不具備此條件，則應(yīng)分別查取混合無(wú)辜組分的有關(guān)物性數(shù)據(jù)，然后按照相應(yīng)的加和方法求出混和氣體的物性數(shù)據(jù)。混和氣體在95下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下（來(lái)

3、自生產(chǎn)中的實(shí)測(cè)值）： 密度 /m3 定壓比熱容 =1.4kJ/kg 熱導(dǎo)率 =0.0317w/m粘度 循環(huán)水在38.5 下的物性數(shù)據(jù)： 密度=992.725/m3定壓比熱容=4.18kj/kg 熱導(dǎo)率 =0.63245w/m粘度 四.估算傳熱面積1 熱流量 Q1=51500×1.4×(130-60)=1401.94kw2.平均傳熱溫差 先按照純逆流計(jì)算，得 =3.傳熱面積 由于殼程氣體的壓力較高，故可選取較大的K值。假設(shè)K=280W/(k)（參照表5-4,p142）則估算的傳熱面積為 Ap=4.冷卻水用量 m=五.工藝結(jié)構(gòu)尺寸1管徑和管內(nèi)流速 一般1.0-1.5ms（p40

4、6參照附錄20）。選用25×2.5較高級(jí)冷拔傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速u1=1.1m/s2管程數(shù)和傳熱管數(shù) 可依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) Ns=按單程管計(jì)算，所需的傳熱管長(zhǎng)度為 L= 3.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù) 平均溫差校正系數(shù)按式（5-97）和式（5-98）有 R= P=按單程結(jié)構(gòu)，查附錄22（p409）得 平均傳熱溫差 （公式5-95p145）4.傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法,即每程內(nèi)均按正三角形排列,隔板兩側(cè)采用正方形排列。見圖5-13（p130）。 取管心距t=1.25d0，則 t=1.25×25=31.2532隔板中心到離其最.近一排管中心距離

5、按下列公式計(jì)算S=t/2+6=32/2+6=22（6為隔板厚度）.各程相鄰管的管心距為22。管數(shù)的分成方法，每程各有傳熱管326根，其前后關(guān)于隔板設(shè)置和介質(zhì)的流通順序按圖3-14選取。5殼體內(nèi)徑 采用多管程結(jié)構(gòu)，殼體內(nèi)徑可按式（3-19）估算。取管板利用率=0.75 ，則殼體內(nèi)徑為 D=1.05t按卷制殼體的進(jìn)級(jí)檔，可取D=750mm解釋：殼截面積乘以修正系數(shù)1.05.6折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為 H=0.25×750=187.5m，故可取h=200mm取折流板間距B=0.3D，則 B=0.3×750=225mm，可取

6、B為250mm。折流板數(shù)目NB=7接管殼程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)氣體流速為u1=10m/s，則接管內(nèi)徑為圓整后可取管內(nèi)徑為310mm。管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)液體流速u2=2.5m/s，則接管內(nèi)徑為圓整后去管內(nèi)徑為240mm六.換熱器核算1 熱流量核算Nu=f(Re,Pr,Gr) 5-38（具體見p126）（1）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用克恩法計(jì)算，見p131 有折流板式5-54 無(wú)折流板式5-52 當(dāng)量直徑正三角形排列 公式5-56 =正方形排列 公式5-55 =殼程流體流過管間最大截面積，依式5-57（p131） 得 （1-d/t）總截面中空隙的比例殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為 普朗特?cái)?shù)

7、粘度校正 （2）管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 按式5-42至式5-51（p127）計(jì)算 低粘度流體在圓形直管內(nèi)作強(qiáng)制湍流有 管程流體流通截面積管程流體流速 普朗特?cái)?shù) （3）污垢熱阻和管壁熱阻 按附錄24查壁面污垢熱阻（p412），可取管外側(cè)污垢熱阻 管內(nèi)側(cè)污垢熱阻管壁熱阻按式3-34計(jì)算，依表3-14，碳鋼在該條件下的熱導(dǎo)率為50w/(m·K)。所以（4） 傳熱系數(shù)依式5-86有 （5）傳熱面積裕度 依式3-35可得所計(jì)算傳熱面積Ac為該換熱器的實(shí)際傳熱面積為Ap該換熱器的面積裕度為傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。2 壁溫計(jì)算 因?yàn)楣鼙诤鼙?，而且壁熱阻很小，故管壁溫度可按?-42計(jì)

8、算。由于該換熱器用循環(huán)水冷卻，冬季操作時(shí)，循環(huán)水的進(jìn)口溫度將會(huì)降低。為確?？煽?，取循環(huán)冷卻水進(jìn)口溫度為19，出口溫度為40計(jì)算傳熱管壁溫。另外，由于傳熱管內(nèi)側(cè)污垢熱阻較大，會(huì)使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計(jì)算中，應(yīng)該按最不利的操作條件考慮，因此，取兩側(cè)污垢熱阻為零計(jì)算傳熱管壁溫。于是，按式4-42有 式中液體的平均溫度和氣體的平均溫度分別計(jì)算為 0.4×40+0.6×19=27.4 (130+60)/2=95 5360w/·k 651.1w/·k傳熱管平均壁溫 殼體壁溫，可近似取為

9、殼程流體的平均溫度，即T=95。殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 。 該溫差較大，故需要設(shè)溫度補(bǔ)償裝置。由于換熱器殼程壓力較大，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。3換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力（1）管程流體阻力 殼程數(shù), 管程數(shù) , Fs=1.5管程結(jié)垢校正系數(shù)（正三角形排列）, 由Re=32330，傳熱管相對(duì)粗糙度0.01，查圖1-29（p29）得，流速u=1.100m/s,所以， 換熱管直管內(nèi)阻力 換熱接著拐彎處阻力 管程流體阻力在允許范圍之內(nèi)。（3）換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果見下表：參數(shù)管程殼程流率402470.8151500進(jìn)/出口溫度/37/40130/60壓力/MPa0.42物性定性溫度/3

10、8.595密度/（kg/m3）992.72518.94定壓比熱容/kj/（kgk）4.181.4粘度/（Pas）0.67553×2.17×熱導(dǎo)率（W/mk） 0.632450.0317普朗特?cái)?shù)4.460.6625設(shè)備結(jié)構(gòu)參數(shù)形式浮頭式殼程數(shù)1殼體內(nèi)徑/750臺(tái)數(shù)1管徑/25×2.5管心距/32管長(zhǎng)/4000管子排列管數(shù)目/根326折流板數(shù)/個(gè)15傳熱面積/102.36折流板間距/250管程數(shù)1材質(zhì)碳鋼主要計(jì)算結(jié)果管程殼程流速/（m/s）1.10018.4表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)/W/（k）5360651.1污垢熱阻/（k/W）0.00060.0004阻力/ MPa0.009910.00480熱流量/KW1401.94傳熱溫差/K 49.1傳熱系數(shù)/W/（K）336裕度/% 20.45%七參考文獻(xiàn)1 劉積文主編，石油化工設(shè)備及制造概論，哈爾濱；哈爾濱船舶工程學(xué)院出版社