设计题目：甲醇冷凝冷却器的设计系别专业：学生姓名: 学号:起迄日期: 2015年06 月 03日~2015年06 月 13 日指导教师:化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书2．对课程设计成果的要求〔包括图表、实物等硬件要求〕：图表物料甲醇水入口6430温度℃出口5040质量流量kg/h106009562设计压力(MPa)常压3．主要参考文献：柴诚敬主编化工原理（高等教育出版社）贾绍义柴诚敬主编化工原理课程设计（天津大学出版社）4．课程设计工作进度计划：序号起迄日期工作内容1设计实验内容和要求2按设计任务和条件计算实验结果3完成电子稿的设计课程设计说明书设计名称化工原理课程设计2015 年 6 月 3 日化工原理课程设计说明书目录（一）课程设计的任务和要求：设计方案 (1)（二）对课程设计成果的要求：图表 (2)（三）主要参考文献 (2)（四）课程设计工作计划进度 (2)（五）设计计算过程...................................................5~11（六）计算结果列表 (12)1、设计题目甲醇冷凝冷却器的设计2、设计任务及操作条件处理能力10600kg/h甲醇。

设备形式列管式换热器操作条件①甲醇：入口温度64℃，出口温度50℃，压力为常压。

②冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃，压力为。

③允许压降：不大于105 Pa。

④每年按330天计，每天24小时连续运作。

3、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。

设 计 方 案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：热流体进口温度64℃，出口温度50℃冷流体。

冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。

从两流体温度来看，换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用列管式换热器。

（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水易结垢，为便于清洗，应使冷却水走管程，甲醇走壳程。

另外，这样的选择可以使甲醇通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。

同时，在此选择逆流。

选用φ25mm ×的碳钢管，管内流速取u i = s 。

2、确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值。

壳程甲醇的定性温度为：6450572+T ==℃管程循环水的定性温度为：℃＝＋＝3524030t根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。

甲醇在57℃下的有关物性数据如下：密度 ρo = kg/m 3 定压比热容 c p o =(kg ·℃) 导热系数 λo =(m ·℃) 粘度 μo = Pa ·s 循环水在35℃下的物性数据：密度 ρi =994kg/m 3定压比热容 c p i = kJ/(kg ·℃) 导热系数 λi = W/(m ·℃) 粘度 μi = Pa ·s 3．计算总传热系数 （1）热流量()3o o po o 106002.629106*********W 3600Q w c t =∆=⨯⨯⨯-=（2）平均传热温差1212(6440)(5030)t '21.964-40ln ln50-30m t t t t ∆-∆---∆===∆∆℃（3）冷却水用量i 3pi i 10837336009562.3kg /c t 4.08104030O Q w h ⨯===∆⨯⨯-（）（4）总传热系数K ①管程传热系数i i i e i d u p 0.020.5994137100.000725R μ⨯⨯===4.0ii pi 8.0i i i i i i i c p u d d 023.0）（）（λμμλα=30.80.40.626 4.08100.0007250.023*******.020.626⨯⨯=⨯⨯⨯（）（⋅=m /2.2733W (m 2·℃)②壳程传热系数假设壳程的传热系数αo = 800 W/(m 2·℃)； 污垢热阻为R s i = m 2·℃/W R s o = m 2·℃/W管壁的导热系数λ=45 W/(m ·℃) ③总传热系数Koso m o i o i i i o 1d bd d d d d 1αλα＋＋＋＋R R K =1=0.0250.0250.00250.0251+0.00034++0.000172+2733.20.0200.020450.0225800⨯⨯⨯⨯=423W/(m 2·℃) 4、计算传热面积'2m 10837311.69t 42321.9Q S m K ===∆⨯考虑15％的面积裕度，S=×S'=×= 5、工艺结构尺寸（1）管径和管内流速及管长选用ϕ25mm ×传热管(碳钢)，取管内流速u i =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229562=17.02183.1436009940.0200.544s i iVn d u π==≈⨯⨯⨯⨯根按单程管计算，所需传热管长度为213.44=9.513.140.02518o s S L m d n π==⨯⨯按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。

若取传热管长L =6m ，换热器管程数为2，则13.44293.140.0256s o S n d L π===⨯⨯根每程管数为292=15根管内流速2295620.57/3.1436009940.0201544i i s V u m sd n π===⨯⨯⨯（3）平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数12216450 1.44030R t t T -T -===-- 211140300.296430t t P t --===T -- 按单壳程、双管程结构查温差校正系数图表。

可得t 0.94ϕ∆=平均传热温差'm t t 0.9411.6910.99m t ϕ∆∆=⋅∆=⨯=℃（4）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。

取管心距t= d 0，则t=×25=≈32mm横过管束中心线的管数1.196c n ===根（5）壳体内径采用双管程结构，取管板利用率η=，则壳体内径为=1.05 1.0532170.38D mm =⨯=圆整可取D ＝180mm （6）折流档板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的％，则切去的圆缺高度为h ＝％×180＝ 取折流板间距B ＝，则B ＝×180＝90mm折流板数为60001=16690B N =--=传热管长块折流档板间距折流挡板圆缺面水平装配。

（7）接管①壳程流体进出口接管取接管内甲醇流速为 u 1＝s ，则接管内径为10.038d m ===圆整后可取内径为50mm 。

②管程流体进出口接管取接管内循环水流速 u 2＝ m/s ，则接管内径为20.053d m ===圆整后可取内径为60mm 。

6．换热器核算 （1）热量核算①壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式10.550.143o oew0.36e r d o R P λμαμ=（）当量直径，由正三角形排列得22223.144()4(0.0320.025)24240.020m 3.140.025o e o t d d d ππ-⨯⨯-⨯===⨯ 壳程流通截面积2o o d 0.02510.090.1810.0035m t 0.032S BD =-=⨯⨯-=（）（）壳程甲醇流速及其雷诺数分别为o 0o 10600 1.11m /3600755.770.00350.0200.86755.77e 333310.00039o e o oV u s S d u R ρμ===⨯⨯⨯⨯===普兰特准数302.629100.00039r 5.30.1919po o oc P μλ⨯⨯===粘度校正114.0w≈）（μμ 10.5523o 0.19190.3633331 5.311851/m 0.020W α∴=⨯⨯⨯⨯=⋅（℃）②管程对流传热系数 当R e i >10000，60iLd >时可采用公式 0.80.40.023e r ii i i iR P d λα=管程流通截面积222i3.141860.0200.0019m 4242s c i n n d π--⎛⎫==⨯⨯= ⎪⎝⎭管程循环水流速及其雷诺数分别为9562 1.41m /36009940.00190.020 1.41994e 386630.000725i i i i ii iV u s S d u R ρμ===⨯⨯⨯⨯===普兰特准数30.80.42i 4.08100.000725r 4.730.6260.6260.02332356 4.735435/(0.020pi ii ic P W m μλα⨯⨯===∴=⨯⨯⨯=⋅℃）③传热系数K21d d bd 1d d d 10.0250.0250.00250.02510.0003440.00017254350.0200.020450.022********/m o o o si so i i i m oK R R W αλα==⨯⨯⨯⨯=⋅＋＋＋＋＋＋＋＋（℃）④传热面积S21083737.5t 69720.6m Q S m K ===∆⨯该换热器的实际传热面积S p2p 3.140.02560.06(18-6) 5.60o T S d LN m π==⨯⨯-⨯=（）该换热器的面积裕度为p 14.1-7.5100%100%88%7.5S S H S -=⨯=⨯=传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

（2）换热器内流体的压力降①管程流动阻力122212()=1.4=1=222i t s pt s p i i i i i i p p p F N N F N N u u L p p d ρρλξ∆=∆+∆∆=∆=∑其中，，，由R e ＝32356，传热管相对粗糙度0.10.00520d ε==，查莫狄图得λi ＝m ·℃，流速u i ＝s ，ρ＝994 kg/m 3，所以21226994 1.180.0357266a 0.0202994 1.1832076a 2P P P P ⨯∴∆=⨯⨯=⨯∆=⨯= 4572662076 1.412 1.5691010a iP Pa P ∴∆=+⨯⨯⨯=⨯<∑管程总压力降（）管程压力降在允许范围之内。

②壳程压力降''121 1.15o t ss t P P P F N N F ∆=∆+∆==∑（）其中，流体流经管束的阻力2'10.2280.2282'11(1)220.55Re 5333310.479390.86/755.770.860.50.479(391)236442o o o c Bo c B o u P Ff n N F f n N u m sP Paρ--∆=+==⨯=⨯====⨯∴∆=⨯⨯⨯+⨯=其中，，流体流过折流板缺口的阻力2'222'245o 2(3.5)20.15,0.3220.15755.770.86(3.5)39(3.5)27250a20.322725023644 1.151 5.44410<10o o B o o B u B P N D B m D mu B P N P D P Pa Paρρ∆=-==⨯⨯∴∆=-=⨯-⨯=∴∆=+⨯⨯=⨯∑其中壳程总压力降（） 壳程压力降也在允许压力降范围内。