188万吨年甲苯精馏冷凝冷水冷Word文档下载推荐.docx
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流量为（8000（1班）或10000（2班）+500×
学号）kg/h的甲苯蒸汽从120℃，0.14MPa（绝压）冷凝到120℃，0.14MPa（绝压）甲苯液，再冷却到30℃；
120℃甲苯汽相热焓586.2KJ/Kg，液相焓221.9KJ/Kg，30℃甲苯液相焓54.4KJ/Kg；
定性温度80℃时甲苯密度810Kg/m3,比热容1.87（KJ/Kg.℃）,绝对粘度0.32（cp），导热系数0.435（KJ/（m·
℃））。
2.冷流条件
新鲜水初始温度25℃，循环水初始温度45℃，换热后水温升15℃（1班）25℃（2班）。
水的物性数据由化原上册附录查取。
3.管壳式换热器类型提示
设计压力为1.6MPa，要求管程和壳程的压降不大于30kPa，冷凝采用浮头式，冷却采用固定管板式管壳式换热器。
三、设计要求
每个设计者必须提交设计说明书和冷凝冷却系统工艺流程图（A3）。
1．设计说明书必须包括下述内容：
封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、设计自评和符号说明、参考文献等。
2．设计计算书的主要内容应包括的步骤:
1）计算热负荷、收集物性常数。
根据设计任务作冷凝冷却系统热衡算确定流体放热速率或冷流体吸热速率，和新鲜水、循环水流率。
考虑了热损失后即可确定换热器应达到的传热能力Q；
按定性温度确定已知条件中未给出的物性常数。
2）根据换热流体的特性和操作参数决定流体走向（哪个走管程、哪个走壳程）；
计算平均温差。
3）初步估计一个总传热速率常数K估，计算传热面积A估。
4）根据A估初选标准换热器；
5）换热面积的核算。
分别按关联式求出管内、外传热膜系数，估计污垢热阻，求出总传热速率常数K核，得出所需传热面积A需，将A需与A实际进行比较，若A实际比A需大15%-25%，则设计成功；
否则重新计算。
6）管程和壳程压力降的核算。
7）接管尺寸的计算。
8）冷凝冷却系统工艺流程图说明。
9）吨油操作费用和固定资产折旧费用（新鲜水1.6元/吨，循环水0.6元/吨，6000元/平方米传热面积，换热器使用年限10年）。
3．符号说明的格式：
分为英文字母、希腊字母，要按字母排序，要写出中文名称和单位；
4．参考文献的格式：
按GB7714-87的要求。
签名
指导教师：
梁伯行
设计计算书
设计要求
1）冷却物：
甲苯流量21500kg/h
冷却剂：
水
2）冷凝：
甲苯蒸汽120℃0.14mpa——120℃0.14mpa液体
冷却：
甲苯液120℃—→30℃
3）120℃甲苯蒸汽气相热焓586.2KJ/Kg液相焓221.9KJ/Kg
30℃甲苯液相焓54.4KJ/Kg
4）定性温度80℃时
甲苯密度810Kg/m3
比热容1.87（KJ/Kg.℃）
绝对粘度0.32（cp），
导热系数0.435（KJ/（m•℃））。
5）新鲜水25℃—→70℃
计算总传热系数
1.计算热负荷
根据热量衡算有：
2.冷却水用量
所以冷却水的用量:
两流体的温差，不需要热补偿。
3.计算平均传热温度差
按单壳程，多管程结构，温差校正系数查有关图表，可得ψ=0.94
△tm=ψ
=0.94×
24.63=23.15℃
4.选取经验传热系数K值
根据管程走水，壳程走甲苯，总传热系数
，现暂取
。
5.估算换热面积
6.初选换热器规格
单程管数为：
根
单程管长为：
l=
m
选定换热器管长l=6m，则管程数Np为：
Np=
，取管程Np=6，则总管数为：
m=6×
33=198根
根据S=86.83m2,m=19根，Np=6，查附录表22-2）
（1），选用F-700-6-25-104浮头式换热器，其实际传热面积为91.70m2,有关参数如下：
公称直径DN
700mm
公称压力PN
2.5×
106Pa
传热面积S
104/103.4
管程数Np
6
管数m
224
管长l
6m
管子规格
管心距
32mm
管子排列方式：
正三角形
换热器的实际换热面积
该换热器所要求的总传热系数
7.核算总传热系数
（1）计算管程对流传热系数
（湍流）
（2）计算壳程对流传热系数
①壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式
当量直径，由正三角形排列得AA
壳程流通截面积
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普兰特准数
粘度校正
（3）确定污垢热阻
（4）总传热系数
所选换热器的安全系数为
表明该换热器的传热面积裕度符合要求。
（5）计算管程压降
①管程流动阻力
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）FtNsNp
Ns=1,Np=6,Ft=1.4
由Re＝12753.9，传热管相对粗糙度0.1/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.035W/m·
℃，
流速ui＝0.93m/s，ρ＝997kg/m3，所以
管程压力降在允许范围之内。
②壳程压力降
流体流经管束的阻力
管子按正三角形排列F=0.5nc=1.1
=1.1
15
取折流挡板间距h=0.15m
NB=L/h-1=6/0.15-1=39
壳程流通面积A0=h（D-ncd0）=0.15（0.5-15×
0.025）=0.02625m2
m/s
流体流过折流板缺口的阻力
壳程压力降也比较适宜。
由此可知，所选换热器是合适的。
经费预算（按10年的使用寿命计算）
1.新鲜水的费用：
2.换热管的使用费用：
总费用：
485.4+55=540.4万元
设计结果总汇表
换热器主要结构尺寸和计算结果见表
换热器主要结构尺寸和计算结果
换热器形式：
浮头式
换热面积/m
91.70
工艺参数
名称
物料名称
操作压力/Pa
操作温度/℃
流量/（kg/h）
管程
新鲜水
498.96
25/50
34634
壳程
甲苯
5911.6
120/300
21500
流体密度/（kg/m
）
997
886
流速/（m/s）
0.0101
0.3851
传热量/kw
93500
总传热系数/
473.5
传热系数/
0.609
0.1273
污垢系数/
0.000174
0.000172
阻力降Pa
管程数
1
推荐使用材料
碳钢
φ25×
2.5
管数186
管长6000mm
管间距/mm
32
排列方式
折流板形式
上下
间距
200mm
壳体内径/mm
600
切口高度
150mm
设计自评
通过本次课程设计，我对换热器的结构、性能都有了一定的了解，同时，在设计过程中，我也掌握了一定的工艺计算方法。
换热器是化工厂中重要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此，选择合适的换热器是相当重要的。
在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设计是要通过反复计算，对各项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的设计，为此，设计时应考虑很多方面的因素。
首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数不合适，使规定条件下的计算结果与初设值的比值不在要求范围内，因此，经过多次计算，才选择到合适的K值
其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，通过分析操作要求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。
再次，从压强降来看，管程约为498.96Pa，壳程约为5911.6Pa，都低于要求值（30kPa），因此，可适当加大流速，从而加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低污垢热阻，然而，流速增加，流动阻力也会随之增大，动力消耗就增多，因此，作出经济衡算在确定流速时是相当重要的。
本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其他各项问题，但它们之间是相互矛盾的。
如：
若设计换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；
若增加换热器的表面积，可能使总传热系数或压强降减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限制，且换热器的造价也提高了。
因此，只能综合考虑来选择相对合适的换热器。
然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。
比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。
在设计的过程中我发现板式换热器采用同一板片组成不同几何尺寸和形状的流道（非对称流道）解决了两侧水流量不等的问题，同时与对称结构相比具有相同的耐压性和使用寿命。
总之，通过本次设计，我发现自己需要继学习的知识还很多，我将会认真请教老师，不断提高自己的知识水平，扩展自己的知识面。
符号说明
—传热系数
S—传热面积
--管程数
--对流传热系数
--雷诺数
--普兰特基数
——分别为直管及回管中因摩擦阻力引起的压强降；
——结垢校正因数，量纲为1，对的管子，取1.4；
——管程数；
——串联的壳程数
——壳程压强降的结垢结垢校正因数，量纲为1，液体可取1.15。
——壳程流体的摩擦系数，当Re>
500时,
——横过管束中心线的管子数;
——折流挡板数;
——折流挡板间距，m;
——按壳程流通截面积计算的流速,m/s。
而
参考文献
[1]《化工原理上册》夏清，贾绍义主编天津：
天津大学出版社.（2012）
[2]《化工设备选型与工艺设计》王国胜大连理工出版社。
（2011）
[3]《化学化工物性数据手册》刘光启马连湘刘杰.北京化学工业出版社，2002
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