太原工业学院化工原理课程设计苯加热器设计系：班级：姓名：学号：完成时间：年月日课程设计任务书设计一个换热器，将纯苯液体从55℃加热到80℃。

纯苯的流量为1.4×104 kg/h。

加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。

要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa，试设计或选择合适的管壳式换热器，完成该任务。

设计要求（1）换热器工艺设计计算（2）换热器工艺流程图（3）换热器设备结构图（4）设计说明目录一、方案简介 (4)二、方案设计 (5)1、确定设计方案 (5)2、确定物性数据 (5)3、计算总传热系数 (5)4、工艺结构尺寸 (6)5、换热器核算 (7)三、设计结果一览表 (10)四、设计总结 (12)五、参考文献 (13)附图··········································································一、方案简介1、概述换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位，由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，估换热器的类型也是多种多样。

按用途特可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。

间壁式换热器的特点是冷、热流体被固定壁面间隔开，不想混合，通过间壁进行热量的交换。

此类换热器中，以列管式应用最广。

本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热。

利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。

2、换热器类型列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，主要分三大类：固定管板式、浮头式、U型管式。

（1）固定管板式换热器结构简单，成本低，壳程检修和清洗困难，壳程必须是清洁、不易产生垢层和腐蚀的介质。

（2）浮头式换热器结构较为复杂，成本高，消除了温差应力，是应用较多的一种结构形式。

（3）U型管式换热器结构简单，适用于高温和高压场合，但管内清洗不易，制造困难。

二、方案设计某厂在生产过程中，需将纯苯液体从55℃冷却到80℃。

纯苯的流量为1.4×104kg/h。

加热介质采用的三具有200 kPa的水蒸气,要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa。

试设计或选择合适管壳式换热器。

1．确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：冷流体进口温度55℃，出口温度80℃。

热流体为饱和水蒸气，温度恒为T s，查表得，200kPa的饱和水蒸气的饱和温度为T s=120℃该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体，管壁与壳壁温差较大，流体压强不高，初步确定选用固定管板式换热器，考虑到管壁与壳壁温差较大情况，因此，换热器应安装膨胀节，进行热补偿。

（2）管程安排从流体流经管程或壳程的选择标准来看，纯苯液体有毒，为减少向环境泄露的机会，苯宜走管程；水蒸气较洁净，不会污染壳程，所以饱和蒸汽宜走壳程，以便及时排除冷凝液。

综上所述，纯苯液体走管程，饱和水蒸气走壳程。

2、确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。

管程纯苯的定性温度为：℃＝＝5.6728055T +壳程流体的定性温度为： T s =120℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。

（1）纯苯在67.5℃下的有关物性数据如下： 密度 ρi =830 kg/m 3定压比热容 c pi =1.86 kJ/(kg ·℃) 热导率 λi =0.135 W/(m ·℃) 粘度 μi =0.00037 Pa ·s（2）饱和水蒸气在120.2℃下的物性数据： 密度 ρ0=1.127 kg/m 3 比汽化热 ｒ0=2.205×106 J/kg 热导率 λ0=0.686 W/(m ·℃) 粘度 μ0=0.0000133 Pa ·s3．计算总传热系数（1）热流量Q T =q m1c p1(t 2-t 1)=14000×1860×(80-55)/3600 =668500 kJ/h =1.808×105 W （2）冷却水用量 q m2= Q T /ｒ0=1.808×105×3600/(2.505×106)=259.880kg/h（3）平均传热温差℃7.51552.120802.120ln )552.120()802.120(ln't 2121=-----=∆∆∆-∆=∆t t t t m （4）初算传热面积由水蒸气冷凝有机物，有机物黏度为0.00037 Pa ·s ，查表4-7得K 值大致范围为 500～1200（W/m 2 . K ）假设K=600 W/m 2 . K ，则估算的传热面积为25m ''828.57.5160010808.1t m K Q ST =⨯⨯=∆=估4、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速选用ф19×2mm 较高级冷拔传热管(碳钢)，因流体黏度<1，最大流速为2,4 m/s ，所以取管内流速u i =0.5m/s 。

（2）管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数根535.0015.0830360014.3414000u d 4q 22o v s =⨯⨯⨯⨯⨯==πN 按单管程计算，所需传热管长度为L=S 估／（3.14d 0N s ）=5.828∕（3.14×0.019×53）=1.8 m 现取传热管长度L=2m ，则该换热器的管程数为 N P =1(管程)（3）传热管排列和分程方法采用正三角形排列取管心距P t =1.25 d 0 =1.25×19=23.75 mm ≈25mm隔板中心到离其最近一排管中心距离Z=P t ÷2+6=19mm（4）壳体内径取02.1d b ='，按三角形排列，根8008.8531.1n ≈==C 壳体内径为.6m m 22019.212)18(252)1n (P t =⨯⨯+-⨯='+-=b D C圆整可取D ＝273mm （5）折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为：h ＝0.25×273＝68.25mm ，故可取h ＝70 mm 。

取折流板间距B ＝0.5DB ＝0.5×273＝136.5mm ，可取B 为150 mm 。

折流板数N B =传热管长/折流板间距-1=2000/150-1=12.3，可取12块。

（6）接管壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u ＝1.5 m/s ，则接管内径为m 055.0.5114.3127.13600/80.82594u4d 1≈⨯⨯⨯=⋅=）（πV圆整后可取管内径为60mm管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u ＝2m/s ，则接管内径为m 074.0214.38303600/140004d 2=⨯⨯⨯=）（圆整后可取管内径为80mm5．换热器核算 （1）传热面积校核①壳程传热膜系数4/1e 2/332o )d n (725.0tg r ∆=μλραtn l d t A Q ∆=∆=0απα采用试差法估算o α值：a ．假设o α=10000 W/（m 2·℃）,C d Q t 050086.2532019.014.31000010808.1ln =⨯⨯⨯⨯⨯==∆παt w =t s -△t=120.2-2.86=117.34℃膜温t=（t s +t w ）/2=(120.2+117.34)/2=118.8℃水蒸气在118.8℃时，密度 ρ=944.1 kg/m 3导热系数 λ0=0.686 W/(m ·℃) 黏度 μ0=0.0002402 Pa ·s2.13468)86.2019.0102.2408686.081.91.94410205.2(725.04/162/3326o =⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-α W/（m 2·℃） 估算值与计算值相差较大，需再次试差。

b ．假设o α=15000 W/（m 2·℃）,C d Q t 05001.91532019.014.31500010808.1ln =⨯⨯⨯⨯⨯==∆παt w =t s -△t=120.2-1.91=118.3℃膜温t=（t s +t w ）/2=(120.2+118.3)/2=119.2℃水蒸气在119.2℃时，密度 ρ=943.7 kg/m 3导热系数 λ0=0.686 W/(m ·℃) 黏度 μ0=0.0002391 Pa ·s14912)1.91019.0101.2398686.081.97.94310205.2(725.04/162/3326o =⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-α W/（m 2·℃）估算值与计算值相差在范围之内，符合要求。

所以壳程传热膜系数为14912 W/（m 2·℃）②管程传热膜系数4.08.0iii r e d 023.0P R λα=管程流通截面积232i m 1036.953015.0785.0-⨯=⨯⨯=S管程流体流速1685800037.0830501.0015.0ud Re s/m 501.000936.08303600/14000u i i =⨯⨯===⨯=μρi 雷诺数）（普朗特数℃）⋅=⨯⨯⨯==⨯⨯==24.08.0i 3/(95610.51685802.0135.0023.010.5135.000037.01086.1r m W uc P p αλ③污垢热阻和管壁热阻 查附录19得：管外侧污垢热阻 W C R /m 108598.00240⋅⨯=⋅-管内侧污垢热阻 W C R /m 107197.1024i ⋅⨯=⋅- 管壁厚度b=0.002 m碳钢热导率为45 W/(m ·℃)℃）（＋＋＋＋＋＋＋＋⋅=⨯⨯⨯⨯⨯⨯==--244oso m o i o i i i o m /5.4647149121108598.0017.045019.0002.0015.0019.0107197.1015.0956019.011d bd d d d d 1W R R K αλα④传热面积S25m 401.57.515.464710808.1t m K Q S T =⨯⨯=∆='该换热器的实际传热面积S2o .324m 6532019.014.3l d =⨯⨯⨯==n S π该换热器的面积裕度为 17.1401.56.324=='S S 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。