水蒸汽加热苯甲苯混合液卧式列管换热器的设计

课程设计题目水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计学院化学工程学院专业班级制药0903姓名指导老师2011年8月学号01209204003352课程设计任务书学生姓名：刘丽娜专业班级：制药0903班指导教师：工作单位：化学工程学院题目:水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计初始条件：设计一台卧式列管换热器，将质量流量为80吨/小时的苯-甲苯（X1=0.4）混合液从20℃加热到94℃，加热介质采用300kPa绝压的饱和水蒸汽，冷凝液在饱和温度下排出，要求换热器的管程压降小于70kPa。要求完成的主要任务:（包括课程设计工作量及其技术要求，以及说明书撰写等具体要求）1、合理的参数选择和结构设计；2、工艺计算，包括传热计算和压降计算等；3、主要设备工艺尺寸设计。时间安排：设计内容所用时间1、根据换热任务和有关要求确定设计方案；1天2、初步确定换热器的结构和尺寸；1天3、核算换热器的传热面积和流体阻力；1天4、确定换热器的工艺结构；1天5、写出设计说明书。1天指导教师签名：年月日系主任（或责任教师）签名：年月日3目录设计任务书…………………………………………………………………2绪论…………………………………………………………………………4符号说明……………………………………………………………………7工艺计算……………………………………………………………………8确定物性数据…………………………………………………………………………8确定计划方案…………………………………………………………………………9计算总传热面积………………………………………………………………………9工艺结构尺寸…………………………………………………………………………10换热器核算……………………………………………………………………………10设计数据结果一览表………………………………………………………15结束语………………………………………………………………………16参考文献……………………………………………………………………174绪论一、列管式换热器的结构和特点管壳式换热器(shellandtubeheatexchanger)又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。根据冷热流体换热方式的不同可将换热器分为混合式换热器、蓄热式换热器和间壁式换热器。其中以间壁式换热器应用最为广泛，型式也最为多样。按换热器传热面形状和结构的特点，间壁式换热器又可分为管式换热器、板式换热器和特殊式换热器三类。列管式换热器是化工生产中常用的一种换热设备,结构简单,适应性强;单位体积所具有的传热面积大并传热效果好;而且种类多,型号全。列管换热器主要特点：1、耐腐蚀性：聚丙烯具有优良的耐化学品性，对于无机化合物，不论酸，碱、盐溶液，除强氧化性物料外，几乎直到100℃都对其无破坏作用，对几乎所有溶剂在室温下均不溶解，一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使用。2、耐温性：聚丙烯塑料熔点为164-174℃，因此一般使用温度可达110-125℃。3、无毒性：不结垢，不污染介质，也可用于食品工业。4、重量轻：对设备安装维修极为方便。二、管壳式换热器的选用和设计计算步骤1、浮头式换热器结构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”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变5壳体约束，因而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。其缺点为结构复杂，造价高。浮头式换热器，管束一端的管板可自由浮动，完全消除了热应力;且整个管束可从壳体中抽出,便于机械清洗和检修。浮头式换热器的应用较广，但结构比较复杂，造价较高。浮头式换热器2、试算初步选设备规格①确定流体在换热器中的流动途径。附表一附表一列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许的安全流速液体名称乙醚、二氧化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮氢气安全流速，m/s12~310≦8②根据传热任务计算热负荷Q。③确定流体在换热器两端的温度，选择管壳式换热器的类型；计算定性温度，并确定在定性温度下的物体物性。④计算平均温度差，并根据温度校正系数不小于0.8的原则，决定壳程数。6⑤依据总传热系数的经验值范围，选定总传热系数K。⑥由mtSKQ初步算出S，并确定换热器基本尺寸。换热管规格和排列选择换热管直径越小，换热器单位容积的传热面积越大。因此对于洁净的流体可完管径可取得小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准规定采用19×2mm和25×2.5mm两种规格，管长有1.5、2.0、3.0、6.0m，排列方式：正三角形、正方形直列和错列排列，见下图。各种排列方式的优点：，给热系数大，管外流体湍流程度高等边三角形：排列紧凑热系数正方形错列：可提高给但给热效果较差正方形排列：易清洗，3、计算管程，壳程压强降初步计算管程，壳程流体的流速和压强降，检查结果是否合理，满足工艺要求。若压强降不符合要求，再确定管程数或折流板间距，或重新调整流速，再确定各种尺寸，直到压降满足要求为止。4、核算中传热系数根据流体性质选择适当的垢层热阻R，由R、1、2和计K计算，再由传热基本方程计算计A。当计A小于初选换热器实际所具有的传热面积A，则计算可行。考虑到所用换热器计算式的准确度及其他未可预料的因素，应使选用换热器面积有15%～25%的裕度，即计AA/=1.15～1.25，否则应重新估计一个估K，重复以上计算。7符号说明英文字母B——折流板间距，m;C——系数，无量纲；d——管径，m；D——换热器外壳内径，m；f——摩擦系数；F——系数；h——圆缺高度；K——总传热系数，W/（m2·℃）；L——管长，m；m——程数；n——指数；管数；程数；N——管数；程数；NB——折流板数；Nu——努赛尔准数；P——压力，Pa；因数；Pr——普兰特准数；q——热通量，W/m2；Q——传热速率，W；r——半径，m；气化热，kJ/kgR——热阻，m2·℃/W因数；Re——雷诺准数；S——传热面积，m2；t——冷流体温度，℃；管心距，m；T——热流体温度，℃；u——流速，m/s；W——质量流量，kg/s。希腊字母——对流传热系数，W/(m·℃)——有限差值；——导热系数，W/(m·℃)；——粘度，Pa·s；——密度，kg/m3；——校正系数。下标i——管内；m——平均；o——管外；s——污垢。工艺计算一、确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值壳程水蒸汽温度的定性温度为℃3.13323.1333.133T（300kPa绝压下的水蒸汽T=133.3℃）管程流体的定性温度为T=5729420℃根据定性温度，分别查取有关物性数据水蒸汽在133.3℃下的有关物性数据如下密度o=1.651kg/m3定压比热容poc=1.9735kJ/(kg·℃)导热系数o=0.0265971W/(m·℃)黏度o=1.33×10－5Pa·S液化热r=2168.1kJ/kg苯-甲苯混合液（X1=0.4）在57℃下的物性数据如下密度i=834.5295716kg/m3定压比热容pic=1.686kJ/(kg·℃)导热系数i=0.123438163W/(m·℃)黏度i=3.93×10－4Pa·s9二、确定计划方案选择换热器类型两流体温度变化情况：热流体（水蒸汽）进口温度133.3℃，出口温度133.3℃；冷流体（苯-甲苯）进口温度20℃，出口温度94℃。估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用浮头式换热器。流动空间及流速的确定由于饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出；苯-甲苯混合液走管程。三、估计总传热面积热流量WttCWQpic31191001686)2094(36001090)(312水蒸汽流量skgrQWh/43863.1102168.131191003平均传热温度℃889475.693.393.113ln3.393.113ln2121tttttm传热面积，根据流体情况，假设℃2500W/Km2'24m89.258681689475.695003119100mtKQS10四、工艺结构尺寸由浮头式（内导流）换热器的基本参数表*查得壳径/mm700管子尺寸/mm25×2.5mm公称压强/mPa2.5管长/m4.5公称面积92.1管子总数268管程数2管子排列方法正方形斜转45°若选用该型号换热器，则要求过程的总传热系数为41484.56788500mtSQK五、换热器核算1、核算压强降管程流动阻力管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。即pttNFPPP21tF为管程结垢校正系数，量纲为1，对25×2.5mm的管子可近似取1.4。管程流体通截面积*《化工原理》上册，2）浮头式（内导流）换热器的基本参数，天津大学出版社2005年版，第367页。1122262m0.04209734226802.0414.324siindA管程流体流速61m/s0.711554970.0421834.53360010903isiAVu7230219.54061093.3834.530.712020.0Re4-μiiiud设管壁粗糙度005.0201.0,1.0idmm，查图*得035.0所以74Pa1663.7169420.712834.53015.05.4035.02221udLp633.8Pa2712.053.834323222up6892.5Pa24.18.63372.166321pttNFPPP管程流动阻力小于70kPa，符合设计条件。2、热流量核算壳程对流传热系数蒸汽在水平管束外冷凝，可采用凯恩（Kern）估算式，根据两流体温度与传热系数，假设tw=115℃)4648.6W/(m0.1153.1331019.2019.0268101.216881.93302.9350.6862725.0725.0241432323413223℃tudngroo管程对流传热系数湍流30219.5Rei*《化工原理》上册，图1-27摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系，天津大学出版社2005年版，第54页。12℃254m66W/573.3640614648.611060.802.084.48025.00025.002.0025.01072.10.021067.4025.0111oomoioiiioRsdbdddRsddK普兰特准数5.368330.123438160.0003931686.1354PrμpiC℃20.40.84.08.0m1067.4W/5.368330219.502.00.123438023.0PrRe023.0iiiiid③传热系数K查表*知污垢热阻/Wm1072.124iRs，/Wm1060.825oRs管壁导热系数)W/(m85.48℃18.141484.56788566573.3640610KK25.115.1oKK故此换热器合适。*《化工原理》上册，壁面污垢的热阻125370087（污垢系数），天津大学出版社2005年版，第354页。13④传热面积裕度传热面积277.84m69.88947573.363119100mctKQA该换热器的实际传热面积A290.12