化工单元操作课程设计目录一、设计任务书 (2)二、设计方案 (3)1、确定设计方案 (3)2、确定物性数据 (3)3、计算总传热系数 (4)4、计算传热面积 (5)5、工艺结构尺寸 (5)6、换热器核算 (7)设计任务书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（1）处理能力11000 kg/h甲醇。
（2）设备形式列管式换热器（3）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0.3MPa。
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 ×2.5mm 的碳钢管，管内流速取u i = 0.6 m/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=755.77 kg/m3定压比热容c p o=2.629kJ/(kg·℃)导热系数λo=0.1919W/(m·℃)粘度μo=0.00039 Pa·s循环水在35℃下的物性数据：密度ρi=994kg/m3定压比热容c p i=4.08 kJ/(kg·℃)导热系数λi=0.626 W/(m·℃)粘度μi=0.000725 Pa·s3．计算总传热系数（1）热流量Q0=w o c po△t0=×2.629×103×（64-50）= 112463 w （2）平均传热温差△t m′= = = 21.9 ℃（3）冷却水用量W i=== kg/h（4）总传热系数K ①管程传热系数R e===16452.44.0ii pi 8.0i i i i i i i c p u d d 023.0）（）（λμμλα==0.023××16452.40.8×（）0.4= 3162.5 W/(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 si = 0.000344 m 2·℃/W R so = 0.000172 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 ===433.1W/(m 2·℃) 4、计算传热面积s ′===11.86 m2考虑15％的面积裕度，S=1.15×S'=1.15×11.86=13.64 m 2 5、工艺结构尺寸（1）管径和管内流速及管长选用ϕ25mm ×2.5mm 传热管(碳钢)，取管内流速u i =0.6 m/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N s === 15 根按单程管计算，所需传热管长度为L === 11.6 m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 =4m ，换热器管程数为2，则n s=== 44 根每程管数为= 22根管内流速U i ===0.40 m/s（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 0.9421.920.6m 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=1.25 d 0，则t=1.25×25=31.25≈32mm 横过管束中心线的管数n c=1.19=1.19* = 8根（5）壳体内径采用双管程结构，取管板利用率η=0.7，则壳体内径为D=1.05t =1.05*32*=266.4 mm圆整可取D ＝300mm （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33.3％，则切去的圆缺高度为h ＝33.3％×300＝100mm 取折流板间距B ＝0.5D ，则B＝0.5×300＝150mm折流板数为N B= -1 = -1 =26 块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u1＝3.5m/s，则接管内径为d1=== 0.03836 m圆整后可取内径为40mm。
②管程流体进出口接管取接管内循环水流速u2＝1.2 m/s，则接管内径为d2===0.05426 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，可采用克恩公式10.550.143o o e w 0.36e r d o R P λμαμ=（） 当量直径，由正三角形排列得222233 3.144()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 0.02510.150.310.009844m t 0.032S BD =-=⨯⨯-=（）（） 壳程甲醇流速及其雷诺数分别为u 0 === 0.41 m/sR e=== 15891普兰特准数302.629100.00039r 5.30.1919po o o c P μλ⨯⨯=== 粘度校正 114.0w≈）（μμ ɑ0=0.36**158910.55*5.31/3*1=1231 W （m 2.℃）②管程对流传热系数当R e i >10000，60i L d >时可采用0.80.40.023e r i i i i i R P d λα= 管程流通截面积S i =2()=*0.022*=0.00628 m 2 管程循环水流速及其雷诺数分别为u i ===0.44 m/sR e=== 12065普兰特准数= 0.023=2468.5 W/(m 2·℃)③传热系数K oso m o i o i i i o 1d bd d d d d 1αλα＋＋＋＋R R K = ==504.4 W/(m 2·℃)④传热面积SS === 10.8 m 2该换热器的实际传热面积S pS p =πL=3.14*0.025*(4-0.06)*(44-8)=11.13 m2 该换热器的面积裕度为H =*100%==3.05%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 ＝12065，传热管相对粗糙度=，查莫狄图得λi ＝0.029 W/m ·℃，流速u i ＝0.44m/s ，ρ＝994 kg/m 3，所以=588.1 pa= 288.7 pa管程的总压力降为管程压力降在允许范围之内。
②壳程压力降''121 1.15o t s s t P P P F N N F ∆=∆+∆==∑（）其中，流体流经管束的阻力ƒ0=5*Re -0.228=5*15891-0.228=0.55n c =6 N B =39 u 0=0.41 m/s△p 1ˊ=0.5*0.55*8*(26+1)*=3773.2 pa 流体流过折流板缺口的阻力△p 2ˊ=N B (3.5-)=26*(3.5-)*=4129 pa壳程总压力降= (3773.2+4129)*1.15*1=9.09＜pa 壳程压力降也在允许压力降范围内。
经上述计算和核算，可知所选工艺参数符合条件，即设计的换热器能满足生产要求。