东南大学成贤学院课程设计报告题目冷却异丙苯换热器的设计课程名称化工原理课程设计专业制药工程班级 xx制药xx班学生姓名 xxx学号 xxxx设计地点 xxx指导教师 xxx设计起止时间：2018 年8月27日至2018 年9 月14日目录课程设计任务书 (1)一、设计条件 (1)二、设计说明书的内容 (1)1.前言 (3)2.设计方案简介 (5)2.1换热器的选择 (5)2.2流程的选择 (5)2.3物性数据 (5)3.工艺计算 (6)3.1试算及换热器选型 (6)3.1.1计算传热量 (6)3.1.3计算两流体的平均传热温度 (6)3.1.4计算P、R值 (7)3.1.5假设K值 (7)3.1.6估算面积 (8)3.1.7管径、管内流速 (8)3.1.8单程管数 (9)3.1.9总管数 (9)3.1.10管子的排列 (9)3.1.11折流板 (9)3.2核算传热系数 (10)3.2.1管程传热系数 (10)3.2.2壳程传热系数 (10)3.2.3污垢热阻 (11)3.2.4总传热系数 (11)3.2.5计算传热面积 (11)3 .2.6实际传热面积 (11)3.3压降计算 (12)1.管程压降 (12)2.壳程压降 (12)3.4核算壁温 (12)3.5附件 (13)3.5.1接管 (13)3.5.2拉杆 (13)4.换热器结果一览总表 (14)5.附图 (15)5.1符号表含义及单位 (15)5.2管子排列方式 (18)5.3换热器装置图 (19)6.参考文献： (19)7.设计结果概要及致谢 (20)7.1结果 (20)7.2致谢 (21)课程设计任务书设计题目：冷却异丙苯换热器的设计一、设计条件1、处理能力： 87万吨/年2、设备型式：自选3、操作条件：a．异丙苯：入口温度120℃，出口温度为（学号末两位+40）℃，操作压力0.3MPa（绝）b．冷却介质：自来水，操作压力0.4MPa（绝）c．允许压强降：不大于1×105Pad．每年按300天计，每天24小时连续运行4. 设计项目e．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。
f．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。
g．换热器的主要结构尺寸设计。
h．主要辅助设备选型。
i．绘制换热器总装配图。
二、设计说明书的内容1、目录；2、设计题目及原始数据(任务书)；3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择；4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直径等)；5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)；6、主体设备设计计算及说明；1.前言在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。
在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。
35％～40％。
随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。
换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。
随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。
在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。
换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。
在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。
换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。
因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。
换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。
换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。
其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器。
换热器类型很多，性能各异，从早期发展起来的列管式换热器到今年来不断出现的新型高效换热设备，各具特点。
进行换热器的设计，首先是根据工业要求选用适当的换热器类型，同时计算完成给定生产任务所需的传热面积，并确定换热器的工艺尺寸。
换热器的类型虽然很多，但计算传热面积所依据的传热基本原理相同，不同之处仅在结构设计上根据设备的特点采用不同的计算方法而已。
列管式换热器是目前应用最广泛的一种换热设备，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准。
列管式换热器在换热效率、紧凑型和金属消耗量等方面不及其他新型的换热器，但由于它有结构牢固、适应性大、材料范围广等独特的优点，因而在各种换热器的竞争发展中仍占有绝对的优势。
列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有固定板式换热器、浮头式换热器、填料函式换热器和U 形管式换热器。
对于列管式换热器，一般要根据换热器流体的腐蚀性及其他特性来选择结构与材料，根据材料的加工性能、流体的压力和温度、换热管程与壳程的温度差、换热器的热负荷、检修清洗的要求等因素决定采用哪一类型的列管式换热器。
确定列管式换热器以后，对其各项参数进行总结说明。
由于设计者水平有限，方案中难免有不妥和错误之处，希望老师给予指正。
2.设计方案简介2.1换热器的选择在水冷却异丙苯换热器设计中，由于水和异丙苯的温差较大和便于清洗壳程污垢，采用浮头式列管式换热器为宜。
浮头式换热器的优点为：管束可以拉出，便于清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热流体的温差相差较大时，不会因管束与壳体的热膨胀量不同而产生温差应力。
2.2流程的选择在列管换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，关系到设备的使用是否合理。
考虑到冷却水常用江河水或井水，比较脏，硬度较高，受热后容易结垢，在管内流体易于维持高速，可避免悬浮颗粒沉积。
所以冷却水应该走管程。
异丙苯冷物料一般走壳程，便于散热。
2.3物性数据a ．定性温度：可取流体进出口的平均值壳程间异丙苯定性温度为： 12072962T +==（℃）管程冷却水定性温度为： 2523020=+=t （℃） b.根据定性温度分别取壳程和管程流体的有关物性参数。
①异丙苯在96℃的有关物性参数如下：密度 30796.96 kg/m ρ=定压比热容 0 2.0332/()Cp kJ kg C =⋅︒导热系数 00.14264/()W m K λ=⋅粘度 00.3563 mPa S μ=⋅②冷却水在25℃下相关悟性参数：密度 3/6.995m kg i =ρ定压比热容 )·/(202.4K kg kJ Cp i = 导热系数 )·/(613.0K m W i =λ 粘度 0.8937i mPa S μ=⋅3.工艺计算3.1试算及换热器选型3.1.1计算传热量3001287000010 2.0332(12072)()11792560/3275.7130024Q W Cp T T kg h KW ⨯⨯⨯-=-===⨯3.1.2计算冷却水流量333275.7110 77.96 /280641.5 /4.2021010i i Q W kg s kg h Cp t ⨯====∆⨯⨯ 3.1.3计算两流体的平均传热温度异丙苯 120℃ → 72℃冷却水 20℃ → 30℃温差 100℃ 42℃在这里我选取逆流的方式， 则'1212100-4266.85910042m t t t C t In In t ∆-∆∆===︒∆∆3.1.4计算P 、R 值 211130-200.1120-20t t P T t -===- 1221120-72 4.830-20T T R t t -===-1ln /0.98311P R PR ψ-==-- 平均传热温度矫正66.0972ln m t C ==︒-3.1.5假设K 值由异丙苯走壳程，冷却水走管程且异丙苯μ=0.5～1mPa·s 为中有机物，查K 值大致范围表，取K=5002/()W m K 。
3.1.6估算面积323275.711097.9950066.859m Q A m K t ⨯===∆⨯估估 3.1.7管径、管内流速管径选择：选用25 2.5φ⨯传热管（碳钢） 估算管内流速：取管内流速 1.10/u m s =估3.1.8单程管数单程管数22/77.96/7960.96283.2284()0.02u0.02 1.1044W n ρππ===≈⨯⨯⨯⨯水水根3.1.9总管数管长：097.994.39 4.5 3.14 284 0.025A L m n d π===≈⨯⨯ 确定管程 按单程设计。
3.1.10管子的排列确定管子排列方法：采用正三角形排列 管心距： 0t=1.25d =1.2525=32mm ⨯穿过中心线管数：119N =≈（根）壳体内径：1.05 1.0532676.7680D mm ==⨯=≈ 则 4.56.620.68L D == 在6～10之内，符合要求。
3.1.11折流板折流板高度：0.25680170h mm =⨯= 折流板间距：0.50.345680235B D mm ==⨯≈ 板数：4500-121272B N ==块3.2核算传热系数 3.2.1管程传热系数流通截面积 220.022840.089244i i S d n m ππ==⨯⨯= 流速 77.96/995.60.88/0.0892i i i W u m s S === 雷诺系数 -40.020.88995.6Re 19606.768.93710i ii id u ρμ⨯⨯===⨯ 普朗特数 3-34.202100.893710Pr 6.130.613i iiCp μλ⨯⨯⨯===传热系数 0.140.80.40.80.420.023Re Pr 0.02330.6519606.76 6.1313954.28/()ii i i i o d w m c ωλμαμ⎛⎫= ⎪⎝⎭=⨯⨯⨯⨯=⋅ 3.2.2壳程传热系数当量直径：2222004)40.7850.025)242de=0.0203.140.025d m d ππ⨯-⨯-⨯==⨯0.032 流通截面积 ： 200d0.025(1)0.2350.68(1)0.0310.032BD m t S =-=⨯⨯-= 流速： 00120833.33/(796.963600) 1.2/0.035W u m s S ⨯=== 雷诺系数： 000040.020 1.2796.96Re 30420.08.93710d u ρμ-⨯⨯===⨯传热系数： 3400002.0332103.56310Pr 5.080.1426Cp μλ-⨯⨯⨯===普朗特数： 0.1410.55o310.5532 0.036Re Pr 0.142640.03630420.0 5.0810.0201282.55/()o o oo o d w m c ωλμαμ⎛⎫= ⎪⎝⎭=⨯⨯⨯⨯=⋅ 3.2.3污垢热阻管程 水污垢热阻 w m Ri /00021.02℃⋅= 壳程 异丙苯污垢热阻 w /000176.0o 2℃⋅=m R 3.2.4总传热系数0000001110.0250.0250.00250.02510.000210.0001723954.280.020.020450.02251282.55619i i i i m K d d bd Rs Rs d d d αλα=++++=⨯+⨯+++⨯⨯=06191.238500K K == 3.2.5计算传热面积3203275.711083.0461966.097m Q A m K t ⨯===∆⨯计3 .2.6实际传热面积00.025 4.5284100.323A d lNt ππ==⨯⨯⨯=2m 则100.323 1.2183.04A A ==计在1.15--1.25的范围之内3.3压降计算 1.管程压降()tirtpsp p p F NN ∆=∆+∆∑224.50.880.04995.63469.520.022i i i i u l P Pa d λρ∆==⨯⨯⨯=221.233995.62150.49622i i u P Pa γρ∆=⨯⨯=⨯⨯=对mm 5.225⨯φ的管子有114.1t ===p s N N F()5t4480.21493.4 1.4117867.9910P Pa ∆=+⨯⨯⨯=<∑ 2.壳程压降S S O N F P P P )(21∆+∆=∆115.1==S S N F()5.021f 201=+=∆F u N n F P oo b c ρc n 18.5321B N ===()0.2280.22805Re 530420.00.25575f --==⨯=21796.96 1.20.50.2557518.532128552.842P ⨯∆=⨯⨯⨯⨯= 222u 220.235796.96 1.23.522 3.535458.220.682O o B B P N D ρ⨯⨯⎛⎫⎛⎫∆=-⨯=⨯-⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭()5o28552.8435458.2 1.15173612.69610P Pa Pa ∆=+⨯⨯=< 3.4核算壁温12120729622o T T Tm C ++===210.40.60.4300.62024o m t t t C =+=⨯+⨯=//96/3954.2824/1788.0146.421/1/1/39540281/1788.01m c m h c h T t t αααα++===++壳体平均温度壁温与传热管平均壁温之差：96-46.42=49.58o C 3.5附件3.5.1接管a.壳程流体进出口接管 异丙苯流速0 1.2/u m s =内径0.189d ===m 取mm d 200=b.管程流体进出口接管 水流速0.88/i u m s =内径0.3367d ===m取340d mm =3.5.2拉杆壳体直径D 0.68m =查上表可得：拉杆直径12mm最少拉杆数 6 4.换热器结果一览总表5.附图5.1符号表含义及单位5.2管子排列方式256805.3换热器装置图6.参考文献：1.任晓光，《化工原理课程设计及指导》，天津大学出版社2009年1月2.王志祥，《制药化工原理》，化学工业出版社，2005年5月3.马江权，冷一欣《化工原理课程设计（第二版）》，中国石化出版社2011年1月4.付家新，王卫国《化工原理课程设计》化学工业出版社2010年11月5.申迎华，郝小刚，《化工原理课程设计》化学工业出版社2009年5月6.贾绍义，柴诚敬，《化工原理课程设计（化学传递与单元操作课程设计）》，天津大学出版社，2008年5月7.王许云，王小红，田景红等《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2012年7月7.设计结果概要及致谢7.1结果（1）估算管内流速 1.10/u m s =，在3~5.0范围内，符合要求。