化工原理课程设计设计任务：换热器班级：13级化学工程与工艺（3）班姓名：魏苗苗学号：90目录化工原理课程设计任务书 (2)设计概述 (3)试算并初选换热器规格 (6)1. 流体流动途径的确定 (6)2. 物性参数及其选型 (6)3. 计算热负荷及冷却水流量 (7)4. 计算两流体的平均温度差 (7)5. 初选换热器的规格 (7)工艺计算 (10)1. 核算总传热系数 (10)2. 核算压强降 (13)设计结果一览表 (16)经验公式 (16)设备及工艺流程图 (17)设计评述 (17)参考文献 (18)化工原理课程设计任务书一、设计题目：设计一台换热器二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。
2、冷却介质：循环水，入口温度℃。
3、允许压强降：不大于50kPa。
4、每年按300天计，每天24小时连续运行。
三、设备型式：管壳式换热器四、处理能力：109000吨/年苯五、设计要求：1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。
2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。
3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图。
（要求按比例画出主要结构及尺寸）5、对本设计的评述及有关问题的讨论。
六、附表：1.设计概述热量传递的概念与意义热量传递的概念热量传Array递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。
由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。
化学工业与热传递的关系化学工业与传热的关系密切。
这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。
此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。
总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。
应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。
热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学是热力学的扩展。
传热的基本方式根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式：热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。
热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。
热对流（简称对流）流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。
热对流仅发生在流体中，产生原因有二：一是因流体中各处温度不同而引起密度的差别，使流体质点产生相对位移的自然对流；二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动的强制对流。
此外，流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程，即是热由流体传到固体表面（或反之）的过程，通常称为对流传热。
热辐射因热的原因而产生的电磁波在空间的传递称为热辐射。
热辐射的特点是：不仅有能量的传递，而且还有能量的转移。
换热器的概念、意义及基本设计要求换热器的概念及意义：在化工生产中为了实现物料之间能量传递过程需要一种传热设备。
这种设备统称为换热器。
在化工生产中，为了工艺流程的需要，往往进行着各种不同的换热过程：如加热、冷却、蒸发和冷凝。
换热器就是用来进行这些热传递过程的设备，通过这种设备，以便使热量从温度较高的流体传递到温度较低的流体，以满足工艺上的需要。
它是化工炼油，动力，原子能和其他许多工业部门广泛应用的一种通用工艺设备，对于迅速发展的化工炼油等工业生产来说，换热器尤为重要。
换热器在化工生产中，有时作为一个单独的化工设备，有时作为某一工艺设备的组成部分，因此换热器在化工生产中应用是十分广泛的。
任何化工生产中，无论是国内还是国外，它在生产中都占有主导地位。
换热器设计要求：1. 3管壳式换热器的简介概述：管壳式换热器是目前应用最为广泛的一种换热器。
它包括:固定管板式换热器、U型管壳式换热器、带膨胀节式换热器、浮头式换热器、分段式换热器、套管式换热器等。
管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。
管束是，其中换热管作为导热元件，决定换热器的热力性能。
另一个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板（或折流杆）。
管箱和壳体主要决定及操作运行的安全可靠性。
工作原理：管壳式换热器和、一样属于，其换热管内构成的流体通道称为管程，换热管外构成的流体通道称为壳程。
管程和壳程分别通过两不同温度的流体时，温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温度较低的流体，温度较高的流体被冷却，温度较低的流体被加热，进而实现两流体换热工艺目的。
主要技术特性：1、耐高温高压，坚固可靠耐用；2、制造应用历史悠久，制造工艺及操作维检技术成熟；3、选材广泛，适用范围大。
2.试算并初选换热器规格流体流动途径的确定本换热器处理的是两流体均不发生相变的传热过程，且水易结垢，根据两流体的情况，故选择循环水走换热器的管程，苯走壳程。
确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式定性温度冷却介质为循环水，入口温度为：25 ℃，出口温度为：33 ℃；苯的定性温度： 6024080=+=m T ℃； 水的定性温度：t m =（25+33）/2=29℃；两流体的温差： 5.325.2760=-=+m m t T ℃——两流体温差不大于50℃，不考虑热补偿；故选用固定管板式列管换热器。
物性数据＝苯μcp =·s＝水μcp =·s＝苯Cp0=(㎏·o C)＝水Cp(㎏·o C)＝苯λ(m·o C)水λ=(m·o C)两流体在定性温度下的物性数据如下:计算热负荷和冷却水流量热流体流量：Wh=0/(300*24)= h热负荷：Q= Wh *C苯*1000*（80-40）/3600=冷流体的质量流量:Wc =Q*3600/1000/C水/(32-25)= kg/h计算两流体的平均温度差按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为：平均温度差△t′m=（△t2—△t1）/ln(△t2/△t1)=[(80-33)-(40-25)]/ln[(80-33)/(40-25)]= ℃温度矫正系数P=(t2-t1)/(T2-T1)=(33-25)/(80-40)=R=(T1-T2)/(t2-t1)=(80-40)/(33-25)=5由《化工原理》上册P238页查图4－19可得: φ△t=所以△tm=φ△t *△t′m=*= 25.℃不需要热补偿又因为>，故可选用单壳程的列管换热器。
试算和初选换热器的规格初定K值：根据低温流体为水，高温流体为有机物（参见《化工原理》P355）有K值m·o C）, 假设K0=300W/(m2·℃)的范围：430～850W/(2单管程的管子根数：=1m/s因为水走管程且初选φ25*，L= 6m的列管，所以设ui由 i i i n d u V 24π=可求得：V= kg/h /*3600)=^3n i =4V/**= 取37根传热面积：S 0=Q/(△tm*K0)=^2单管程管长：L i =S 0/*d o *n i )=管程数：Np=L i /L=6=初选管程为Np=3 总管数：n=Np*n i =3*37=111根管心距：t=*d 0=*25=32mm横过管束中心线的管数：n=*n^1/2=13根c计算壳径：D=*t*（111/）^1/2=423mm 取整：450mm折流板：采用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=*450=，取h=110mm；折流板间距取B=150mm=传热管长/折流板间距-1=6000/150-1=39块折流板数：NB折流板圆缺面水平装配接管：壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u1=1m/s，则接管内径为d1=[4V/*u)]^1/2=[4*0/300/24/3600/]^1/2=取整d1=90mm管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u2=s,则接管内径为d2=[4V/*u)]^1/2=[4*]^1/2=取整d2=100mm将这些管子进行排列有图如下：初选固定管板式换热器规格尺寸为：实际传热面积及总传热系数：S1==*111**（）=^2若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： K1=Q/(S1*△tm)= W/(m2·℃)3 工艺核算核算总传热系数计算管程对流传热系数iUi=Vi/Ai=4*(ni**di^2)=4*(37*4*^2)=s 与假设相一致合适Re i =di*ui**10^-3)= 湍流Pr i =C 水**10^-3)/=图 壳程摩擦系数f 0与Re 0的关系所以αi =*(水λ/di)*（Re ）*=**^*^=(W/(㎡·℃)计算壳程对流传热系数0α换热器中心附近管排中流体流通截面积为：Ao=hD(1-d0/t)=**=式中 --h 折流挡板间距，取150mm ；--t 管中心距，对mm 5.225⨯Φ，mm t 32=。
因为W h = (kg/h) =(3600*=所以u 0=Vs/A 0=(3600*/= m/s由正三角形排列得：d e =4(3/2 *t 2—4 *d 02)/ d 0) =4*(3/2 *—4 */*==***=因为Re 0在～6101 范围内且壳程中苯被冷却，取 (μ/μw)= ；所以α。
= W/(㎡·℃)确定污垢热阻管内、外侧污垢热阻分别取为：Rsi=W/(㎡·℃) Rso=W/(㎡·℃) 总传热系数K2忽略管壁热阻、总传热系数K2为：()C m W d d d d R R K i i i si so ⋅=⨯+⨯⨯+⨯+=+++=--2440000/360154432191519100.2107.14841111αα= (㎡·℃) 由前面计算可知，选用该型号换热器时，要求过程的总传热系数为W/(㎡·℃)，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的为(㎡·℃)，其安全系数为：η=（—）/*100%=79.%故所选择的换热器是合适的。
回溯试算：安全系数过高，说明设计过程中材料浪费，管数是主要影响因素之一，可控制其它条件不变，适当降低管程数，减少总管数。
回溯管程计算：Np=2：K1= (W/(㎡·℃)K2= (W/(㎡·℃)η’= *100%=19.% 符合条件Np=1：K1=(W/(㎡·℃)K2=(W/(㎡·℃)η”= *100%=% 不符合条件总管数：n=Np*ni=2*37=74根管心距：=*25=32mmt=*d横过管束中心线的管数：=*n^1/2=11根nc计算壳径：D=*t*（74/）^1/2=345mm 取整：450mm折流板：采用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=*450=，取h=110mm；折流板间距取B=150mm=传热管长/折流板间距-1=6000/150-1=39块折流板数：NB折流板圆缺面水平装配接管：壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u1=1m/s，则接管内径为d1=[4V/*u)]^1/2=[4*0/300/24/3600/]^1/2=取整d1=90mm管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u2=s,则接管内径为d2=[4V/*u)]^1/2=[4*]^1/2= 取整d2=100mm将这些管子进行排列有图如初选固定管板式换热器规格尺寸为：实际传热面积及总传热系数S1==*74**（）=^2若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： K1=Q/(S1*△tm)= (W/(㎡·℃)计算管程压强降前面已算出：ui=Rei= （湍流）取不锈钢管壁粗糙度 mm 1.0=ε则相对粗糙度 ε／di=摩擦系数 λ=所以：计算得：△P1= Pa△P2= Pa对于Φ25×的管子F t = ，Ns=1，Np=2∑△Ｐi= Pa<50000Pa 满足要求计算壳程压强降管数由111根变为74根，所以：流通面积：Ａ。