化工单元操作课程设计题目甲醇冷凝冷却器的设计学院化学与化工学院专业轻化工程班级轻化11002班学号**********学生姓名李江露指导教师陈飞飞完成日期2013年01月07 日一、前言 (2)二、设计任务书 (3)三、方案简介 (4)四、选型与设计指导思想 (5)五、设计方案 (6)1、确定设计方案 (6)2、确定物性数据 (6)3、计算总传热系数 (7)4、计算传热面积 (8)5、工艺结构尺寸 (8)6、换热器核算 (11)六、设计结果一览表 (15)七、主要符号说明 (16)八、个人小结 (17)九、参考文献 (19)化工原理主要研究各单元操作的基本原理以及所用典型设备的结构和设备工艺尺寸的计算或设备选型。
化工单元操作课程设计是综合运用化工原理课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，并在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。
课程设计与平时的作业不同，在设计中需要自己做决策，主观性较强。
确定方案、选择流程、查阅资料、进行过程和设备计算，并对自己和选择作出论证和核算，经反复的分析比较，选择出最理想的方案和最合理的设计。
本次设计的主要任务是换热器的选型和设计，即对在生产过程中甲醇冷却装置的设计。
此次课程设计的主要内容是通过对甲醇和循环水的分析，确定设计方案，选择最佳流程并计算、核算、制图等一系列过程。
通过课堂理论知识的学习及课程设计的实际行动和创新，不仅有助于理解和掌握知识，更培养了分析和解决问题的能力。
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12000 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。
方案简介本设计任务是利用循环水给甲醇降温。
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。
选择换热器时，要遵循经济、传热效果优、方便清洗、符合实际需要等原则。
换热器分为几大类：夹套式换热器、沉浸式蛇管换热器、喷淋式换热器、套管式换热器、螺旋板式换热器、板翅式换热器、热管式换热器、列管式换热器等。
如表1所示，不同的换热器适用于不同的场合。
而列管式换热器在生产中被广泛利用。
它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大，尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。
表1 不同换热器特点选型与设计指导思想目前，我国已制定了管壳式换热器系列标准，设计过程中应尽可能选用系列化的标准产品，这样可以简化设计的加工。
但是实际生产条件千变万化，当系列化产品不能满足需要时，仍应根据生产的具体要求而自行设计非系列标准的换热器。
确定设计方案应遵循的主要原则为：满足工艺和操作的要求，经济效益好，确保生产安全。
此处扼要介绍列管式换热器设计计算的基本步骤：①了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能体；②由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量；③决定流体流入的空间；④计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据；⑤初算有效平均温度差，先按逆流计算，再校核；⑥选取管径和管内流速；⑦计算传热系数K值，包括管程对流传热系数和壳程对流传热系数的计算；⑧初估传热面积，考虑安全系数15%～25%；⑨选择管长L，计算管数N，确定管程数；⑩确定壳径D和壳程挡板形式及数量等；⑪校核有效平均温度差、对流传热系数及传热面积；⑫计算流体流动阻力，如阻力超过允许范围，则需调整设计。
从以上步骤可看出，换热器的传热设计是一个反复试算的过程，有时需要反复试算2～3次。
所以，换热器的设计计算实际上带有试设 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 = 0.5m/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：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/m 3 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 ·s 3．计算总传热系数 （1）热流量()3o o po o 120002.629106*********W 3600Q w c t =∆=⨯⨯⨯-=（2）平均传热温差℃9.2130-5040-64ln )3050()4064(ln 't 2121=---=∆∆∆-∆=∆t t t t m （3）冷却水用量i 3pi i 122687360010825k /c t 4.08104030O Q w g h ⨯===∆⨯⨯-（）（4）总传热系数K ①管程传热系数13710000725.09945.002.0p u d i i i i e =⨯⨯==μR4.0ii 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 2733.2W/(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 =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 12268713.2t 42321.9Q S m K ===∆⨯考虑15％的面积裕度，S=1.15×S'=1.15×13.2=15.2m 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 =0.5m/s （2）管程数和传热管数2210825=193.1436009940.0200.544s i i Vn d u π==⨯⨯⨯⨯根按单程管计算，所需传热管长度为215.2=10.23.140.02519o 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15.2323.140.0256so S n d L π===⨯⨯根 每程管数为322=16根管内流速22108250.30/3.1436009940.0203244i i s Vu m s d 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 0.9421.920.6m t ϕ∆∆=⋅∆=⨯=℃（4）传热管排列和分程方法正方形排列。
取管心距t=1.25 d0，则t=1.25×25=31.25≈32mm横过管束中心线的管数1.196cn===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=1.05 1.0532227D 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60001=139150BN=--=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u1＝3.5m/s，则接管内径为10.0401d 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 u 2＝1.2 m/s ，则接管内径为20.057d 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 0.02510.150.310.009844m t 0.032S BD =-=⨯⨯-=（）（） 壳程甲醇流速及其雷诺数分别为o 0o 120000.45m /3600755.770.0098440.0200.45755.77e 174410.00039o 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 0.19190.3617441 5.311296/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222i 3.143260.0200.004082m 4242s c i n n S d π--⎛⎫==⨯⨯= ⎪⎝⎭管程循环水流速及其雷诺数分别为108250.74m /36009940.0040820.0200.74994e 202910.000725i i i i ii iV u s S d u R ρμ===⨯⨯⨯⨯=== 普兰特准数30.80.42i 4.08100.000725r 4.730.6260.6260.02320291 4.733742/(0.020pi ii ic P W m μλα⨯⨯===∴=⨯⨯⨯=⋅℃）③传热系数K21d d bd 1d d d 10.0250.0250.00250.02510.0003440.00017237420.0200.020450.022********/m o o o si so i i i m o K R R W αλα==⨯⨯⨯⨯=⋅＋＋＋＋＋＋＋＋（℃）④传热面积S212268710.5t 56520.6m Q S m K ===∆⨯该换热器的实际传热面积S p2p 3.140.02560.06(326)12.1o T S d LN m π==⨯⨯-⨯-=（）该换热器的面积裕度为p 12.110.5100%100%15%10.5S S H S--=⨯=⨯= 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。