苯冷卻器設計

1、河西學院HexiUniversity化工原理課程設計題目:苯冷卻器 設計學院:化學化工學院專業(yè):_化學工程與工 藝學號:2014210006姓名:郭生金指導教師:馮敏2016年11月 20日化工原理 課程設計任務書一、設計題目苯冷卻器的 設計二、設計任務及操作條件1.設計任務生產能力 （進料量）：5萬噸 /年操作周期：每年330天，每天24小時運行2.操作條件苯：入口溫度70，出口溫度45，常壓冷卻介質：循環(huán)水，入口溫度25 ，出口溫度40，壓力0.3MPa允許壓強降：不大于105Pa。3.設備型式：管殼式換熱器4.廠址：張掖地區(qū)三、設計內容1.設計方案的選擇及流程說明2.換熱器的工藝計算3.

2、主要設備工藝尺寸設計4.輔助設備選型與計算5.設計結果匯總6.繪制流程圖及換熱器設備工藝條件圖7.對本設計進行評述目錄IIIIII苯冷卻器的 設計郭生金摘要：換熱器是化工生 產中重要的 設備之一，它是一種冷 熱流體間傳遞熱量的設備，其中管殼式換熱器應用最為廣泛。本設計采用單殼程、四管程的固定管板式換熱器，管程介質為水，殼程介質為苯，選用252.5mm 傳熱管，殼徑為 325mm,管長 6m，管子數量為 36 根，折流擋板數 39 塊。經過 核算該型號換熱器，總傳熱系數為 391.2W/m2，在傳熱任務所規(guī)定的流動條件下，計算出的 S0 為 13.5m2 其面積裕度為 12.5%，管程和殼程 壓

3、強降均小于允 許壓強降。關鍵詞：苯 ，換熱器，管殼式換熱器設計概況1.1 熱量傳遞的概念與意 義熱量傳遞的概念熱量傳遞是指由于溫度差引起的能量 轉移，簡稱傳熱。由熱力學第二定律可知，在自然界中凡是有溫差存在 時，熱就必然從高溫 處傳遞到低溫處，因此傳熱是自然界和工程技 術領域中極普遍的一種 傳遞現象。1.2 化學工業(yè)與熱傳遞的關系化學工業(yè)與傳熱的關系密切。這是因為化工生產中的很多 過程和單元操作，多需要進行加熱和冷卻，例如：化學反應通常要在一定的溫度 進行，為了達到并保持一定溫度，就需要向反 應器輸入或輸出熱量；又如在1蒸發(fā)、蒸餾、干燥等單元操作中，都要向這些設備輸入或輸出熱量。此外，化工設備

4、的保溫，生產過程中熱能的合理利用以及 廢熱的回收利用等都涉及到傳熱的問題。由此可見，傳熱過 程普遍的存在于化工生 產中，且具有極其重要的作用。 總之，無論是在能源，宇航，化工，動力，冶金，機械，建筑等工 業(yè)部門，還是在農業(yè)，環(huán)境等部門中都涉及到 許多有關傳熱的問題。應予指出，熱力學和傳熱學既有區(qū) 別又有聯(lián)系。熱力學不研究引起 傳熱的機理和 傳熱的快慢，它僅研究物質的平衡狀 態(tài)，確定系統(tǒng)由一個平衡狀態(tài)變成另一個平衡狀 態(tài)所需的總能量；而傳熱學研究能量的 傳遞速率，因此可以 認為傳熱 學士熱力學的擴展。1.3 傳熱的基本方式根據載熱介質的不同，熱傳遞有三種基本方式：1）熱傳導（又稱導熱）物體各部分

5、之 間不發(fā)生相對位移，僅借分子、原子和自由 電子等微觀粒子的熱運動而引起的 熱量傳遞稱為熱傳導 。熱傳導 的條件是系 統(tǒng)兩部分之間存在溫度差。2）熱對流（簡稱對流）流體各部分之 間發(fā)生相對位移所引起的 熱傳遞過 程稱為熱對流。熱對流僅發(fā)生在流體中，產生原因有二：一是因流體中各 處溫度不同而引起2密度的差 別，使流體質點產生相對位移的自然 對流；二是因泵或攪拌等外力所致的 質點強制運動的強制對流。此外，流體流過固體表面 時發(fā)生的對流和熱傳導聯(lián) 合作用的 傳熱過程，即是熱由流體傳到固體表面（或反之）的過程，通常稱為對流傳熱。3）熱輻射因熱的原因而 產生的電磁波在空 間的傳遞稱為熱輻射。熱輻射的特點

6、是：不僅有能量的 傳遞，而且還有能量的 轉移。1.4 換熱器的種類換熱器種類很多，但根據冷、熱流體熱量交換的原理和方式基本上可分三大類，即間壁式、混合式和蓄熱式。在三類換熱器中，間壁式換熱器應用最多。1.4.1 間壁式換熱器的類型夾套式換熱器這種換熱器是在容器外壁安裝 夾套制成，結構簡單；但其加熱面受容器壁面限制，傳熱系數也不高。為提高傳熱系數且使釜內液體受 熱均勻，可在釜內安裝 攪拌器。當夾套中通入冷卻水或無相 變的加熱劑時，亦可在夾套中設置螺旋隔板或其它增加湍 動的措施，以提高夾套一側的給熱系數。為補充傳熱面的不足，也可在釜內部安裝蛇管。 夾套式換熱器廣泛用于反應過程的加熱和冷卻。沉浸式蛇

7、管 換熱器3這種換熱器是將金屬管彎 繞成各種與容器相適 應的形狀，并沉浸在容器內的液體中。蛇管 換熱器的優(yōu)點是結構簡單，能承受高壓，可用耐腐蝕材料制造；其缺點是容器內液體湍 動程度低，管外給熱系數小。為提高傳熱系數，容器內可安裝 攪拌器。噴淋式換熱器這種換熱器是將換熱管成排地固定在 鋼架上，熱流體在管內流 動，冷卻水從上方 噴淋裝置均勻淋下，故也稱 噴淋式冷卻器。噴淋式換熱器的管外是一層湍動程度較高的液膜，管外給熱系數較沉浸式增大很多。另外，這種換熱器大多放置在空氣流通之 處，冷卻水的蒸發(fā)亦帶走一部分 熱量，可起到降低冷卻水溫度，增大 傳熱推動力的作用。因此，和沉浸式相比，噴淋式換熱器的傳熱效

8、果大有改善。套管式換熱器套管式換熱器是由直徑不同的直管制成的同心套管，并由U 形彎頭連接而成。在這種換熱器中，一種流體走管內，另一種流體走 環(huán)隙，兩者皆可得到 較高的流速，故傳熱系數較大。另外，在套管換熱器中，兩種流體可為純逆流，對數平均推 動力較大。套管換熱器結構簡單，能承受高壓，應用亦方便 (可根據需要增減管段數目)。特別是由于套管 換熱器同時具備傳熱系數大，傳熱推動力大及能 夠承受高壓強的優(yōu)點，在超高壓生產過程4(例如操作 壓力為 3000 大氣壓的高壓聚乙烯生產過程)中所用的 換熱器幾乎全部是套管式。管殼式換熱器管殼式 (又稱列管式 ) 換熱器是最典型的 間壁式換熱器。管殼式換熱器主要

9、有殼體，管束，管板和封 頭等部分組成，殼體多呈圓形，內部裝有平行管束，管束兩端固定于管板上，在管殼 換熱器內進行換熱的兩種流體，一種在管內流 動，其行程稱為管程；一種在管外流動，其行程稱為殼程。管束的壁面即 為傳熱面。為提高管外流體 給熱系數，通常在殼體內安裝一定數量的橫向折流檔板，折流檔板不 僅可防止流體短路，增加流體速度， 還迫使流體按 規(guī)定路徑多次 錯流通過管束，使湍動程度大為增加。常用的檔板有圓缺形和圓盤形兩種，前者應用更為廣泛。流體在管內每通 過管束一次稱為一個管程，每通過殼體一次稱 為一個殼程。為提高管內流體的速度，可在兩端封 頭內設置適當隔板，將全部管子平均分隔成若干 組。這樣

10、，流體可每次只通 過部分管子而往返管束多次，稱 為多管程。同樣，為提高管外流速，可在殼體內安裝 縱向檔板使流體多次通 過殼體空間，稱多殼程。在管殼式 換熱器內，由于管內外流體溫度不同，殼體和管束的溫度也不同。如兩者溫差很大，換熱器內部將出 現很大的熱應力，可能使管子彎曲，斷裂或從管板上松脫。因此，當管束和殼體溫度差超 過 50時，應采取適當的溫差補償措施，消除或減小熱應力。51.4.2 混合式換熱器混合式熱交換器是依靠冷、熱流體直接接觸而 進行傳熱的，這種傳熱方式避免了 傳熱間壁及其兩 側的污垢熱阻，只要流體間的接觸情況良好，就有較大的傳熱速率。故凡允許流體相互混合的 場合，都可以采用混合式熱

11、交換器，例如氣體的洗滌與冷卻、循環(huán)水的冷卻、汽-水之間的混合加 熱、蒸汽的冷凝等等。它的 應用遍及化工和冶金企 業(yè)、動力工程、空氣調節(jié)工程以及其它 許多生產部門中。1.4.3 蓄熱式換熱器蓄熱式換熱器用于進行蓄熱式換熱的設備。內裝固體填充物，用以貯蓄熱量。一般用耐火磚等砌成火格子（有時用金屬波形 帶等）。換熱分兩個階段進行。第一階段，熱氣體通過火格子，將熱量傳給火格子而 貯蓄起來。第二階段，冷氣體通過火格子，接受火格子所 儲蓄的熱量而被加 熱。這兩個階段交替進行。通常用兩個蓄熱器交替使用，即當熱氣體進入一器時，冷氣體進入另一器。常用于冶金工 業(yè)，如煉鋼平爐的蓄 熱室。也用于化學工業(yè)，如煤氣爐中

12、的空氣 預熱器或燃燒室，人造石油廠中的蓄 熱式裂化爐。1.5 列管式換熱器設計一般要求根據換熱任務和有關要求確定 設計方案；初步確定 換熱器的結構和尺寸；核算換熱器的傳熱面積和流動阻力；確定換熱器的工藝結構。61.6 流體通道的 選擇原則不潔凈和易結垢的流體宜走管程，以便于清洗管子；腐蝕性流體宜走管程，以免管束和殼體同 時受腐蝕，而且管內也便于檢修和清洗；高壓流體宜走管程，以免殼體受 壓，并且可節(jié)省殼體金屬的消耗量；飽和蒸汽宜走殼程，以便于及 時排出冷凝液，且蒸汽 較潔凈，不易污染殼程；被冷卻的流體宜走殼程，可利用殼體散 熱，增強冷卻效果；有毒流體宜走管程，以減少流體泄漏；粘度較大或流量 較小

13、的流體宜走殼程，因流體在有折流板的殼程流動時，由于流體流向和流速不斷改 變，在很低的雷諾數（Re1530/(m/s)殼程0.21.50.531513表 3管殼式換熱器中易燃、易爆液體的安全允 許速度液體名稱乙醚、二硫甲醇、乙丙酮化碳、苯醇、汽油安全允許速1231150500100351黏/mPa.s5000500100351最大0.0.751.11.51.82.4流速（m/s）63.1 管徑和管內的流速選用 252.5mm傳熱管，由流速范圍可設 ui=0.5m/s 3.2 管程數和 傳熱管數2由V = ui4di ni可求得單管程管子根數：V1.289 (根)ni =3.1422ui4di99

14、5.7 0.5 40.02則按單管程計算,所需的傳熱管長數為:S13.6單管程設計 ,傳熱 管過Li = 19.2 md0ni3.14 0.025 9長,宜采用多管程 結構。現取傳熱管長 L= 6m，則該換熱 器管程數 為：14LI19.2Np = = 3.2L6圓整為 4傳熱管總根數 :N=4 9=36(根)3.3 傳熱管排列和分程方法采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。取管心距 a=1.25d0則 a = 1.25 25 = 32mm橫穿過管束中心 線管數Nc = 1.1 n = 1.1 36 = 7將這些管子進行排列有 圖如下：圖 3正三角形排列3.4 殼體

15、內徑采用多管程 結構，取管板利用率 =0.7則殼體內徑：N= 1.05 32 36D = 1.05a = 241.0mm0.7圓整后取 325mm153.5 折流板 :采用弓形折流板，取弓形折流板 圓缺高度為殼體內徑的 25%，則切去的圓缺高度為 h = 0.25 325 = 81.25mm取圓整后 100mm取折流板 間距 B=0.3D,則 B=0.3325=97.5mm，可取 B 為 150mm折流板數傳熱管長6000Nb = 折流板 間距 - 1 =（ ）150 -1=39 塊折流板圓缺面水平裝配。3.6 接管換熱器中流速 u 的經驗值可取為：對液體 u=1.5-2m/s對蒸汽 u=20

16、-50m/s殼體流體 進出口，出口接管內苯流速 為 u=1.5m/s 則接管內徑 為：d14V41.754=836.6= 42mm(50mm 2.5mm)u3.14 1.5管程流體 進出口，出口接管內循 環(huán)水流速為 u=1.5m/s 則接管內徑為：d =4V=4 1.28= 33mm(38mm 2.5mm)u995.73.141.52據此初選固定管板式 換熱器規(guī)格尺寸為下表：圖 5工藝尺寸殼徑325m管 子 尺252.5mm16Dm寸管 程4管 長 L6m數 N p管子總管子排列36正三角形數 n方法換熱器核算4.1 熱量核算4.1.1 管程對流傳熱系數 i0.8Pr0.4= 0.023 Re

17、idii管程流通截面 積363.1422: Si = 4 40.02 = 0.0028 m管程流體流速 :Vs1.28ui = si= 997.5 0.0028 = 0.5 m/sdi ui 0.02 997.5 0.5Re = =0.8007 10 - 3= 12458Cp 4.174 103 0.8007 10 - 3Pr = =0.6176= 5.4110.4i= 0.023diRe0.8Pri0.6176()0.80.4W (2)= 0.023 0.02 124585.411= 2637m174.1.2 計算殼程對流傳熱系數 0換熱器中心附近管排中流體流通截面積為：S0 = BD (1

18、 - d0)= 0.15 0.325 (1 - 0.025)= 0.01 m2t0.032由正三角形排列得：4(3 2230.0322 -3.140.0252)a -d4 40)(242de =d0=3.14 0.025= 0.02 mVS1.754u0 = S0= 836.6 0.01 = 0.21m sdeuo 0.02 0.21 836.6Reo = =0.381 10- 3= 9222oCpoPro =o01.828 103 0.381 10 - 3= 4.6120.15110.140.1511= 0.36deRe0.55Pro3(w)= 0.36 0.02 92220.55 4.61

19、231 = 685W2 )(m 4.1.3 傳熱系數 K 0因為苯為有機物，管子材料選用不 銹鋼 ，取其導熱 系數 為 = 45wm2，總傳熱系數 K 0 為：K 0=1dobdo do10 + Rso + Rsidi+ dm + idi=110.0250.0025 0.0250.025685.8 + 0.00017 + 0.000344 0.020 +45 0.0225+ 2637 0.0218W2 )= 391.2(m 4.1.4 傳熱面積Q80158S= K ?t=391.2 17.05 = 12.0m20m實際傳熱 面積S0 = ndL = （36 - 7）3.14 0.025 （6

20、- 0.06）= 13.5m2該換熱器的面積裕度為H =S0-S13.5 - 12.0100% =100% = 12.5%S12.0由前面 計算可知，該型號換熱器，總傳熱 系數為 391.2W/m2 ，在傳熱任務所規(guī)定的流動條件下，計算出的 S0 為 13.5m2 其面積裕度為 12.5%，故所選擇的換熱器是合適，能夠完成生產任務。4.2 核算壓強降4.2.1 計算管程壓強降?Pi = (?P1 + ?P2)FtNPNs前面已算出：ui = 0.5m s Ft = 1.4NS = 1NP = 4由 Re=16810, 傳熱管相對粗糙度 0.01/20=0.005， 查莫狄圖得 i=0.030，

21、所以：?P1l u2995.7 6 0.52= = 0.030 = 1120.2Pad 20.02 222ui995.7 0.5?P2=3 2 =32= 373.4Pa19?Pi = (1120.2 + 373.4) 1.4 4 1 = 8364.16Pa 105Pa4.2.2 計算殼程壓強降?P0 = (?P1 + ?P2)FtNs其中2Fs = 1.15,NS = 1?P1Fsf0nc(NB + 1)(u0)=2管子為正三角形排列，取 F=0.5f 0 = 5.0 9222 - 0.228 = 0.623?P1 = Ffonc(NB+ 1)u22= 0.5 5 9222 - 0.228 7

22、 (39 + 1) 836.6 0.212= 1608.9Pa22 = NB(3.5 -2?P2hD)u2= 39 (3.5 -20.3250.15)836.620.212= 1853.9PaP= （?P1 + ?P2）FtNs = （1608.9 + 1853.9） 1.15 1 = 3982.2Pa 105Pa由上面計算可知，該換熱器管程與殼程的 壓強均滿足題目要求，故所選換熱器合適。設計結果一覽表項目管程（循殼程（苯）20環(huán)水）流量，Kg /s1.2801.754溫度，（進/出）25/4070/45定性溫35.557.5物度，密度，Kg995.7836.6性/m3比熱，KJ/4.1741

23、.828粘度，Pas0.8007-30.318 1010-3導熱系數，0.61760.151KJ/m普蘭特數5.4114.612結殼體內徑，325臺數1構mm管徑，mm 25 2.5殼程數1參管長，m6管心距，32mm21數管數36管子排正三角形排列列傳熱面積，13.5折流板39m2數折流板0.15管程數4距，m材質碳鋼管主要計算結果管程殼程流速，m/s0.50.21污垢熱阻,(m2 )/W壓力降 Pa設計評述443.4 101.7 108364.163982.2通過本次課程設計，我對換熱器的結構、性能都有了一定的了解，同時，在設計過程中，我也掌握了一定的工 藝計算方法。換熱器是化工廠中重要的

24、化工 設備之一，而且種類繁多，特點不一，因此，選擇合適的換熱器是相當重要的。在本次 設計中，我發(fā)現進行換熱器的選擇和設計是要通過反復計算，對各項結果進行比較后，從中確定出比較合適的或最 優(yōu)的設計，為此，設計時應 考慮很多方面的因素。首先要滿足傳熱的要求，本次設計時，由于初設不合適，使規(guī)定條件下的 計算022結果與初設值的比值不在要求范 圍內，因此，經過多次計算，才選擇到合適的 0值為 600W/（m2）。其次，滿在足工 藝條件的前提下 選擇合適的換熱器類型，通過分析操作要求及 計算，本次設計選用換熱器為上述計算結果。再次，從壓強降來看，管程約為 8364.16Pa，殼程約為 3982.2Pa，

25、都低于要求值（ 5Pa），因此，可適當加大流速，從而加大對流傳熱系數，減少 10污垢在管子表面上沉 積的可能性，即降低污垢熱阻，然而，流速增加，流動阻力也會隨之增大， 動力消耗就增多，因此，作出經濟衡算在確定流速時是相當重要的。此外，其他因素（如加熱和冷卻介 質用量，換熱器的檢修和操作等），在設計時也是不可忽略的。根據操作要求，在 檢修和操作方面，固定管板式換熱器由于兩端管板和殼體 連接成一體，因此不便于清洗和檢修。本次設計中，在滿足傳熱要求的前提下，考 慮了其他各 項問題 ，但它們之間是相互矛盾的。如：若設計換熱 器的總傳熱 系數較大，將導致流體通過換熱 器的壓強降（阻力）增大，相應地增加了

26、 動力費用；若增加換熱器的表面積，可能使總傳熱系數或 壓強降減小，但卻又受到 換熱器所能允 許的尺寸限制，且換熱器的造價也提高了。因此，只能 綜合考慮來選擇相對合適的換熱器。然而在本次 設計中由于經驗不足，知識有限，還是存在著很多 問題。比如在設計中未考慮對成本進行核算，僅在滿足操作要求下 進行設計，在經濟上是否合理 還有待分析?？傊?，通過本次設計，我發(fā)現自己需要 繼續(xù)23學習的知識還很多，我將會認真請教老師，不斷提高自己的知 識水平，擴展自己的知 識面。參考文獻夏清 賈紹義 化工原理第二版 (上冊 )M .天津：天津大學出版社 .馬江權 冷一欣化工原理課程設計(第二版)M .北京：中國石化出

27、版社 .錢頌文換熱器設計手冊 .劉光啟，馬連湘,劉杰 .化學化工物性數據手冊（有機卷）M .化學工業(yè)出版社，2002.華南化工學院化工原理教研 組. 化工過程及設備手冊M . 華南化工學院出版社， 1986.6潘紅良.化工 過程及 設備設計 M .華南理工大學出版社，2006.8 附錄8.1 經驗公式1.管程對流傳熱系數i ，可用迪特斯和貝爾特關聯(lián)式0.3i= 0.023diRe0.8Pri2.殼程對流傳熱系數0 ，可用關聯(lián)式計算10.140 = 0.36di Re0.55Pri3(w)243.管程壓強降可用?pi = (?P1 + ?P2)FtNPNs4.殼程壓強降可用埃索法?P = (?P1+ ?P )FN02 t s8.2 符號說明Wh 熱流體質量流量，Kg/sWc 冷流體質量流量，Kg/s；qv 體積流量，m3/s；CPh 熱流體定壓比熱容 KJ/Kg ；CPC 冷流體