化工原理课程的设计列管式换热器.docVIP

化工原理课程设计 ------换热器的设计 学院： 班级：化工 班 姓名： 学号： 成绩： 换热器设计任务书 - 2 - 工艺计算 - 3 - 方案一 - 3 - 方案二 - 8 - 计算结果汇总 - 13 - 分析与讨论 - 14 - 符号表 - 16 - 换热器工艺流程图 - 18 - 换热器设计任务书 一、设计任务：选一台适当型号的列管式换热器，完成冷却水冷却己烷任务 二、设计任务及操作条件： 冷却水 己烷 处理量t/d 1450 密度kg/m3 994 625 比热kJ/kg.℃ 4.174 2.428 导热系数W/m.℃ 0.625 0.1047 粘度mPa.s 0.74 0.23 换热器入口温度℃ 30 68 换热器出口温度℃ 38 44 污垢热阻 m2.℃/ W 1.7610-4 1.7610-4 允许压强降 kPa 30 30 要求： 通过多种方案计算，并分析比较（至少两种），确定 （1）管程流体和壳程流体分别是那种流体 （2）换热器的适宜型号，台数，组合方式（串联或并联） （3）比较不同方案的优劣 工艺计算 本题为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，己烷走壳程。 方案一 计算和初选换热器的规格 计算热负荷和己烷流量 计算两流体的平均温度差。 暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为 由图4-19查得： 所以： 初选换热器规格 根据流体的情况，假设 故 由于，无须考虑热补偿。据此可由换热器系列标准选定管壳式换热器。 有关参数如下表: 壳径/mm 600 管子尺寸/mm 25×2.5 公称压强/MPa 2.50 管长/m 6 公称面积/ 108 管子总数 232 管程数 2 管子排列方式 正方形斜45° 实际传热面积： 若选择该型号换热器，则要求过程的总传热系数为： 核算压强降 管程压强降： 其中=1.5 =4 管程流通面积： 设管壁粗糙度ε=0.1mm, ,查λ-Re关系图得： λ=0.034，所以 则 壳程压强降 其中Fs=1.15，Ns=1，管子为正方形斜转45°排列，F=0.4。 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。 核算总传热系数 管程对流传热系数 壳程对流传热系数 取换热器列管之中心距t=32mm。则流体通过管间最大截面积为 壳层中己烷被冷却，取 所以 污垢热阻 参考任务书，管内、外侧污垢热阻分别取为 总传热系数 管壁热阻可忽略时，总传热系数为 方案二 （一）计算和初选换热器的规格 计算热负荷和有机液流量 计算两流体的平均温度差。 暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为 由图4-19查得： 所以： 初选换热器规格 根据流体的情况，假设 故 由于，无须考虑热补偿。据此可由换热器系列标准选定型浮头式型换热器。 有关参数如下表: 壳径/mm 600 管子尺寸/mm 192 公称压强/MPa 2.50 管长/m 6 公称面积/ 114 管子总数 324 管程数 2 管子排列方式 正方形斜45° 实际传热面积： 若选择该型号换热器，则要求过程的总传热系数为： 核算压强降 管程压强降： 其中=1.5 =4 管程流通面积： 设管壁粗糙度ε=0.1mm, ,查λ-Re关系图得： λ=0.036，所以 则 壳程压强降 其中Fs=1.15，Ns=1，管子为正方形斜转45°排列，F=0.4。 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。 （三）核算总传热系数 管程对流传热系数 壳程对流传热系数 取换热器列管之中心距t=32mm。则流体通过管间最大截面积为 壳层中己烷被冷却，取 所以 污垢热阻 参考任务书，管内、外侧污垢热阻分别取为 总传热系数 管壁热阻可忽略时，总传热系数为 计算结果汇总 方案一 方案二 换热器型号 G600Ⅱ-2.5-107.5 F600Ⅱ-2.5-113.9 换热器台数 1 1 壳径/mm 600 600 公称压力/MPa 2.50 2.50 公称面积/ 107.5 113.9 管程数 2 2 管长/m 6 6 管子尺寸/mm Φ25×2.5 Φ19×2.0 中心排管数 18 21 管子总数 232 324 管子排列方法 正方形斜转45° 正方形斜转45° 折流挡板间距/m 0.3 0.3 己烷处