制药化工原理课程设计

1一．设计任务和设计条件某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h，压力为6.9MPa,循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。物性特征：混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：密度TTppmkg00031/90定压比热容1pc=3.297kJ/kg℃热导率1=0.0279w/m粘度Pas51105.1循环水在34℃下的物性数据：密度1=994.3㎏/m3定压比热容1pc=4.174kj/kg℃热导率1=0.624w/m℃粘度Pas3110742.02二．确定设计方案1．选择换热器的类型两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。2．管程安排从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。三．确定物性数据定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为T=260110=85℃管程流体的定性温度为t=3422939℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：密度31/90mkg定压比热容1pc=3.297kj/kg℃热导率1=0.0279w/m粘度1=1.5×10-5Pas循环水在34℃下的物性数据：密度1=994.3㎏/m3定压比热容1pc=4.174kj/kg℃热导率1=0.624w/m℃粘度1=0.742×10-3Pas3四．估算传热面积1．热流量Q1=111tcmp=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h=10416.66kw2.平均传热温差先按照纯逆流计算，得mt=K3.48296039110ln)2960()39110(3.传热面积由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/(㎡k)（参照表5-4,p142）则估算的传热面积为Ap=2316743.483201066.10416mtKQm(算出真的K后需重新计算)4.冷却水用量m=ipitcQ1=hkgskg/898560/6.2491010174.41066.10416334五．工艺结构尺寸1．管径和管内流速一般1.0-1.5m／s（p406参照附录20）。选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢）［可以根据实际情况选用不同型号的管］，取管内流速u1=1.3m/s（实际应先根据估算的需交换的热量算出冷却水流量，再根据选取的管径计算出管内流速，再根据管内流速计算出总传热系数，进一步计算出传热面积，最后核对管速）。2．管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数Ns=6123.102.0785.0)3.9943600/(898560422udVi按单程管计算，所需的传热管长度为L=mndAsop14612025.014.3674按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为Np=2714lL［实际上要管长在合理范围，并非一定要用双管程］传热管总根数Nt=612×2=12243.平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数按式（5-97）和式（5-98）有R=5293960110P=124.0291102939按单壳程，双管程结构，查附录22（p409）得96.0t平均传热温差46.448.30.96，逆mtmtt℃（公式5-95p145）由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。54.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。见图5-13（p130）。取管心距t=1.25d0［可以根据实际情况调整］，则t=1.25×25=31.25≈32㎜隔板中心到离其最.近一排管中心距离按下列公式计算S=t/2+6=32/2+6=22㎜（6为隔板厚度）.各程(由于采用的是双管程）相邻管的管心距为44㎜。管数的分成方法，每程各有传热管612根，其前后关于隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。5．壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75，则壳体内径为D=1.05tmmNT135757.0/12243205.1/按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm解释：壳截面积TTNtDNtDA/4422乘以修正系数1.05.6．折流板采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为H=0.25×1400=350m，故可取h=350mm取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。折流板数目NB=1414.5145070001折流板间距传热管长折流板圆缺面水平装配，见图3-15。7．其他附件拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。8．接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为6299.01014.3)903600/(22730144VD1圆整后可取管内径为300mm。管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为358.05.214.3)3.9943600/(89856042D圆整后去管内径为360mm六．换热器核算1．热流量核算Nu=f(Re,Pr,Gr)5-38（具体见p126）（1）壳程表面传热系数用克恩法计算，见p131有折流板式5-5414.03155.0010)(PrRe36.0wed无折流板式5-524.0PrRenCNu当量直径正三角形排列公式5-56ed=mddtoo02.0]423[422正方形排列公式5-55ed=ooddt]4[422壳程流体流过管间最大截面积，依式5-57（p131）得1378.0)32251(1400450)1(tdBDAo［（1-d/t）总截面中空隙的比例］壳程流体流速及其雷诺数分别为smAWAVusso/1.51378.0)903600/(227301612000105.1901.502.0Re5o7普朗特数773.10279.0105.110297.3Pr53pC粘度校正1)(14.0w14.03/155.014.03/155.0)(PrRe36.0)(PrRe36.0wwllNuKmwo23155.0/5.925773.161200002.00279.036.0（2）管内表面传热系数按式5-42至式5-51（p127）计算低粘度流体在圆形直管内作强制湍流有4.08.0PrRe023.0iiid管程流体流通截面积1922.02122402.0785.0422NdSi,(1224/2为双管层)管程流体流速smAWAVussi/306.11922.0)3.9943600/(89856035002)10742.0/(3.994306.102.0Re3du普朗特数96.4624.010742.010174.4Pr33kmwi./588796.43500202.0624.0023.024.08.0（3）污垢热阻和管壁热阻按附录24查壁面污垢热阻（p412），可取管外侧污垢热阻wkmRo/0004.028管内侧污垢热阻wkmRi/0006.02管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m·K)。所以wkmbRw/00005.0500025.02（4）传热系数eK依式5-86有kmwRddRddRddKoomowioiiioe2/400)1(1（5）传热面积裕度依式3-35可得所计算传热面积Ac为2315393.484001066.10416mtKQAmec该换热器的实际传热面积为Ap267312247025.014.3mlNdATop该换热器的面积裕度为%9.24539539673ccpAAAH传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。（如果传热面积不够，应该从重新计算！！！）2．壁温计算因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有ncnmcwwtTt11式中液体的平均温度mt和气体的平均温度分别计算为9mt0.4×39+0.6×15=24.6℃mT(110+60)/2=85℃ic5887w/㎡·koh925.5w/㎡·k传热管平均壁温3.32wt℃壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为7.523.3285t℃。该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。3．换热器内流体的流动阻力（1）管程流体阻力spsritFNNppp)(1sN［壳程数］,2Np［管程数］,Fs=1.5［管程结垢校正系数（正三角形排列）,Fs=1.4（正方形排列）］；22udlpiii由Re=35002，传热管相对粗糙度0.01，查图1-29（p29）得04.0i，流速u=1.306m/s,3/3.994mkg,所以，Papi4.1187123.994306.102.0704.02［换热管直管内阻力］Paupr25442306.13.9943222［换热接着拐弯处阻力］Pap432465.12)25444.11871(1管程流体阻力在允许范围之内。10（2）壳程阻力按式计算ssiosNFppp)(,1sN,1sF流体流经管束的阻力2)1(2oBTCoouNNFfpF=0.52419.05880005288.0of5.3812241.11.15.05.0TTCNN14BNsmUO/9.4op0.5×0.2419×38.5×(14+1)×29.4902=75468Pa流体流过折流板缺口的阻力2)25.3(2oBiuDBNp,B=0.45m,D=1.4m4321829.490)4.145.025.3(142ipPa（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：参数管程壳程流率898560227301进/出口温度/℃29/39110/60压力/