80完整课程设计说明书模板2

江西科技师范学院药学院课程设计说明书专业：制药工程班级：2009级制药（1）班姓名：方艳萍学号：20093181指导教师：程丹设计时间：2011年9月1日——9月14日要求与说明一、学生采用本报告完成课程设计总结。二、要求文字用钢笔或圆珠笔填写，工整、清晰。所附设备安装图用铅笔或计算机绘图画出。三、本报告填写完成后，交指导老师批阅，并由学院统一存档。1一、设计任务书设计题目：列管式换热器的设计设计条件：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换热后，用循环冷却水将其从℃进一步冷却至℃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-1，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℃，出口温度为℃，要求设计一台列管式换热器，完成该生产任务。已知该混和气体在80～100℃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Pas51105.1生产过程流程图2二、设计方案简介1.换热器类型的选择热流体混合气体的进口温度为130℃，出口温度为60℃；冷流体循环冷却水的进口温度为25℃，出口温度为39℃，用循环冷却水冷却，考虑到冬季操作时其进口温度会降低的因素，该换热器的管壁温度和壳体温度相差较大，因此初步选用浮头式换热器。2.管程的安排由于循环冷却水易结成水垢，如果水的流速太小则加快水垢增长速度，从而使换热器的热流量下降，所以应使循环水走管程，混合气体走壳程。3三、工艺计算及主要设备计算（一）化工计算1.确定物性数据定性温度：对于一般的气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进口温度的平均值。壳程混合气体的定性温度为T1=（130+60）/2=95℃管程流体的定性温度为T2=（25+39）/2=32℃混合气体在95℃下的有关物性数据如下：密度ρ1=90㎏/m³定压比热容Cp1=3.297KJ/(㎏·℃)热导率λ1=0.0279w/(m·K)粘度μ1=1.5×10-5Pa·S循环水在32℃下的物性数据如下：密度定压比热容Cp2=4.174KJ/(㎏·℃)热导率λ2=0.619w/(m·K)粘度μ2=7.7679×10-4Pa·S1.传热面积的估算（1）热流量4Q1=m1Cp1Δt1=227301/3600×3.297×(130-60)=14571.89Kw(2)平均传热温差Δtm=[(130-39)-(60-25)]/㏑[(130-39)/(60-25)]=58.6℃(3)传热面积由于壳程混合气体的压力较大，因此可选较大的K值，假设K=350w/(m²·K),则估算传热面积S=Q1/KΔtm=14571.89×10³/350×58.6=710.5m²（4）冷却水用量m=Q1/Cp2Δt=14571.89×10³/4.174×10³×(39-25)=897696㎏/h（二）工艺结构尺寸的确定1.管径和管内流速选用φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），去管内的流速υ=1.3m/s[1]化学工业出版社《化工原理》P350②冷拔无缝钢管和P174表4-62.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Ν=4ν/Πd2υ=4×897696/(3600×995.1)/(3.14×0.02²×1.3)=614按单管程计算所需换热长度为L=S/Πd0Ν=710.5/(3.14×0.025×614)=15m按单管程设计传热管过长，宜采用多管程结构，根据设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7.5m,则该换热器的管程数为5Νp=L/l=15/7.5=2（管程）传热管总根数Ν1=614×2=1228（根）3.平均传热温差校正及壳程数[2]清华大学出版社《化学工程基础》P120平均温差校正系数R=（T1-T2)/(t2-t1)=(130-60)/(39-25)=5P=(t2-t1)/（T1-T2)=(39-25)/(130-60)=0.2按单壳程，双管程结构查得εΔt=0.96平均传热温差Δtn=εΔtm=0.96×58.6=56.26℃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。4.传热管排列和分程方法[3]华东理工大学出版社《常用化工单元设备的设计》P39采用组合排列，即每程内均接正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0=1.25×25=32.25mm≈32mm隔板中心到离其最近一排管中心距离S=t/2+6=22mm各程相邻管的管心距为44mm。5.壳体内径采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板利用率η=0.75，则壳体内径为D=1.05t√Ν/η=1.05×32×√1228/0.75=1360mm按卷制壳体的进级档，取D=1400mm筒体直径校正计算:壳体的内径D1应等于或大于管板的直径，所以管板直径的计算可以决定壳体的内径，D1=t(n-1)+2e6又∵管子按正三角形排列：n=1.1√Ν=1.1×√1228=39取e=1.2d0=1.2×25=30mm∴D1=32×(39-1)+2×30=1276mm按壳体直径标准系列尺寸进行圆整：D1=1400mm6.折流板[1]化学工业出版社《化工原理》第四版P174（四）[3]华东理工大学出版社《常用化工单元设备设计》P43表2-7采用圆缺形折流板，去折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去圆缺高度为H=0.25D1=0.25×1400=350mm取折流板间距B=0.3D1=0.3×1400=420mm,取B=450mm。折流板数Νn=传热管长/折流板间距-1=7500/450-1=17-1=167.其他管件[3]华东理工大学出版社《常用化工单元设备设计》P42-P43（2.3.5.1﹑2.3.6）拉杆数量与直径选取，该换热器壳体内径为1400mm,所以直拉杆直径为φ16，拉杆数量为8，其中长度为5950mm六根，5500mm两根。壳程入口处应设置防挡板。8.接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为υ1=10m/s,则接管直径为:D0=√4ν/υ1Π=√4×227301/(3600×90)/(3.14×10)=0.299m圆整后可取管径D0=300mm管程流体进出口接管，取接管内流体流速υ2=2.5m/s，则接管内径为D1=√4ν/Πυ2=√4×897696/(3600×995.1)/(3.14×2.5)=0.357m圆整后可取接管内径D1=360mm（三）换热器核算1.热量核算（1）壳程表面传热系数用克恩法计算见[1]化学工业出版社《化工原理》第四版P175式（4-68）7α1=0.36λ1/deRe0.55Pr1/3（υ/υw)0.14当量直径de[1]化学工业出版社《化工原理》第四版P176式：管子正三角形排列时de=4[√3/2t2-（Π/4)d02]/(Πd0)=0.02壳程流通截面积[1]化学工业出版社《化工原理》第四版P176式（4-69）A=BD（1-d0/t）=0.1378㎡壳程流体流速及雷诺数分别为υ0=V/A=227301/(3600×90)/0.1378=5.09m/sRe=deυ0ρ1μ1=0.02×5.09×90/1.5×10-5=610800普朗特数Pr=Cp1μ1/λ1=3.297×10³×1.5×10-5/0.0297=1.773粘度校正(υ/υw)0.14=1α1=0.36×0.0279/0.02×6108000.55×1.7731/3=984.4w/(㎡·k)(2)管内表面传热系数[1]化学工业出版社《化工原理》第四版P132式（4-19）α2=0.023λ2/d1Re0.8Pr0.4管程流体流通截面积S1=Π/4d12N1/2=0.785×0.02²×1228/2=0.193㎡管程流体流速υ1=V/S1=897696/(3600×995.1)/0.193=1.3m/s8Re=d1υ1ρ2/μ2=0.02×1.3×995.1/7.7679×10-4=33307Pr=Cp2μ2/λ2=4.174×10³×7.7679×10-4/0.619=5.178α2=0.023×0.619/0.02×333070.8×5.1780.4=5702.7w/(㎡·k)(3)污垢热阻和管壁热阻[1]化学工业出版社《化工原理》第四版表4-6管外侧污垢热阻：R0=0.0004㎡·k/w管内侧污垢热阻：R1=0.00058㎡·k/w管壁热阻按[1]化学工业出版社《化工原理》第四版P340（十四)（1）常用金属材料热导率查得碳钢在95℃条件下热导率为50w/(㎡·k)所以Rw=0.0025/50=0.00005㎡·k/w(4)传热系数K有K=1/(d0/α2d1+R1d0/d1+Rwd0/dm+R0+1/α1)=1/[25/(5702.7×20+0.00058×25/20+0.00005×25/22.5+0.0004+1/985.4]=414w/(㎡·k)(5)传热面积裕度传热面积Ac=Q1/kΔtm=14571.89×10³/(414×58.6)=600.65㎡该换热器实际传热面积Ap=ΠlΝ1d0=3.14×7.5×1228×0.025=723㎡该换热器的面积裕H=(Ap-Ac)/Ac×100%=(723-600.65)/600.65×100%=20.4%传热面积裕度在15%-25%适宜，而该换热器的传热面积裕度为20.4%，合适，因此该换热器能够完成任务。2.壁温计算9因为管壁很薄，而且热阻很小，故管壁温度可按式t0=(T1/α1+tw/α2)/(1/α1+1/α2)T1=(130+60)/2=95℃tw=0.4×39+0.58×29=32.42℃传热管平均壁温t0=41.6℃壳体壁温可近似等于壳程流体的平均温度T1=95℃,壳体壁温和传热管壁温之差Δt=T1-t0=95-41.6=53.4℃该温差较大，故需要温度补偿装置，由于换热器壳程压力大，因此需选用浮头式换热器。3.换热器内流体的流动阻力（1）管程流体的阻力[2]清华大学出版社《化学工程基础》P361.5.3局部阻力ΔP=(ΔP1+ΔP2)NXNPFX（NX=1，NP=2,）ΔP1=λ1lρ2υ²/2d1由Re=33307，传热管相对粗糙度δ=0.01，查[1]化学工业出版社《化工原理》第四版P37得λ1=0.04w/(m·K)流速υ=1.3m/sρ2=995.1㎏/m³ΔP1=0.04×7.5/0.02×1.3²×995.1/2=12612.89PaΔP2=ξρ2υ²/2=3×995.1×1.3²/2=2522.58PaΔP=(ΔP1+ΔP2)×1×2×1.5=(12612.89+2522.58)×1×2×1.5=45406.4Pa管程流体阻力在允许范围内10（2）壳程阻力[4]天津大学出版社《化工原理》修订版上册P284式流体流经管束的阻力ΔP1=Ff0NTC(ΝB+1)ρυ02/2F=0.5f0=5.0Re-0.558=5.0×d0ρυ0/μ1=0.228NTC=1.1Ν10.5=1.1×12280.5=38.55ΝB=16υ0=5.09m/sΔP1=0.5×0.228×38.55×(16+1)×90×5.09²/2=87101.62Pa流体流过折流板缺口的阻力ΔP2=ΝB（3.5-2B/D）ρυ02/2=16×(3.5-2×4.5/1.4)×90×5.09²/2=63353.1Pa总阻力ΔP=(ΔP1+ΔP2)=87101.62+63353.1=1.5×105Pa由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也较适宜。11121314四、设计结果汇总1.换热器主要结构尺寸和计算结果汇总表参数管程壳程流量（㎏·h-1）897696227301进/出口温度（℃）29/39130/60压力（MPa）0.46.9物性定性温度（℃）3295密度（kg·m-3）995.190定压比热容[kJ/(kg·℃)]4.1743.297粘度（Pa·S）7.7679×10-41.5×1