化工原理课程设计 硝基苯冷却用列管式换热器设计

硝基苯冷却用列管式换热器设计
课程设计任务书
设计一个换热器，将硝基苯液体从140℃冷却到60℃。

硝基苯的流量为16000 kg/h。

冷却水用30℃的循环水。

要求设计的换热器的管程和壳程的压降不大于40kPa。

设计要求
（1）换热器工艺设计计算
（2）换热器工艺流程图
（3）换热器设备结构图
（4）设计说明
目录
一、前言 (3)
二、方案设计 (4)
1、确定设计方案 (4)
2、确定物性数据 (4)
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)
三、设计结果一览表 (10)
四、对设计的评述 (11)
五、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）·································
六、参考文献 (12)
七、主要符号说明 (12)
附图··········································································
一、方案简介
本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。

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。

下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.
选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。

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。

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。

所以首选列管式换热器作为设计基础。

二、方案设计
某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从140℃冷却到60℃。

硝基苯的流量为16000kg/h 。

冷却水用30℃的循环水。

要求换热器的管程和壳程的压降不大于40kPa 。

试设计能完成上述任务的列管式换热器。

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140℃，出口温度80℃冷流体。

冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。

从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。

（2）流动空间及流速的确定
由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。

另外，这样的选择可以使硝基苯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ф19×2mm 的碳钢管，管内流速取ui=0.94m/ｓ。

2、确定物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。

壳程硝基苯的定性温度为：
℃＝＝
100260
140T
管程流体的定性温度为： ℃＝＋＝
352
40
30t 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。

硝基苯在110℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo =1097.58 kg/m 3 定压比热容 c po =1.72kJ/(kg ·℃) 导热系数 λo =0.140 W/(m ·℃) 粘度 μo =0.00055Pa ·s
冷却水在35℃下的物性数据： 密度 ρi =994.3kg/m 3
定压比热容 c pi =4.174kJ/(kg ·℃) 导热系数 λi =0.6265 W/(m ·℃) 粘度 μi =0.000742 Pa ·s
3．计算总传热系数
（1）热流量
Q o =Lc p1Δt 1=14000×1720×(140-60)/3600 =535111kW
(2) 冷却水用量 q m2= Q o/c p2Δt 2=[535111/（4174×10）]×3600=46152 kJ/h
（3）平均传热温差
℃14.58306040
140ln 30
4060140ln
't 2
121=--+--=∆∆∆-∆=
∆t t t t m （4）初算传热面积
假设K=540W/m 2 . o C
2m 535111
17.04t 54058.14
Q S m K =
==∆⨯估 5、工艺结构尺寸
（1）管径和管内流速及管长
选用ф19×2mm 传热管(碳钢)，取管内流速i u =1.5m/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
s 224q 461524
49d u
3.14360099
4.30.015 1.5
N π⨯=
=
=⨯⨯⨯⨯实
根
按单管程计算，所需传热管长度为
L=S 估／（3.14d 0N s ）=17.04∕（3.14×0.019×49）=6m
采用多管程结构，现取传热管长度L=3m ，则该换热器的管程数为
p L 5.82l 2.9
N === (管程)
传热管总根数 N=98 (根)
（3）平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
81080304060140==--=R
11
1301403040=--=P
按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。

可得 平均传热温差
℃98.564.15898.0t '
t m =⨯=∆⋅=∆∆m 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Pt=1.25 d 0，则 Pt=1.25×19=24(mm)
隔板中心到离其最近一排管中心距离按式，计算 Z=Pt ÷2+6=18mm
各程相邻管的管心距为36mm
（5）壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为
98
1.05 1.0524298mm 0.7
t
N
D P η
==⨯⨯
= 圆整可取D ＝300mm （6）折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20％，则切去的圆缺高度为h ＝0.2×300＝60mm ，故可取h ＝60mm 。

取折流板间距B ＝0.5D ，则B ＝0.5×300＝150mm ，可取B 为150。

折流板数 N B =传热管长/折流板间距-1=2900/150-1=19(块) 折流板圆缺面水平装配。

（7）接管
壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u ＝0.9m/s ，则接管内径为
14414000/36001097.58d 0.07m u 3.140.9
V π⨯⨯=
=≈⋅⨯（）
圆整后可取管内径为80mm
管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u ＝1.6m/s ，则接管内径为
2446152/3600994.3d 0.101m 3.14 1.6
⨯⨯=
=⨯（）
圆整后可取管内径为110mm
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
14
.0w
3/155
.0o
e
o r e d 36
.0）（
μμλ
αP R = 当量直径，由正三角形排列得
2222334()4(0.0240.019)24240.014m 3.140.019
o e o t d d d ππ
π-⨯-⨯=
==⨯ 壳程流通截面积 o o d 19
130015010.009m Pt 24
S BD =-=⨯⨯-=（）（）
壳程流体流速及其雷诺数分别为
o o 14000/36001097.58u 0.39m /0.009
0.0150.391097.58e 11674
0.00055
s
R ⨯=
=⨯⨯==（）
普兰特准数 p=6.76 粘度校正
w
μμ
=0.95 0.551/32o 0.14
0.3611674 6.7611174.69/m 0.014
W α=⨯
⨯⨯⨯=⋅（℃） ②管程对流传热系数
4.08.0i
i
i r e d 023
.0P R λα=
管程流通截面积
22i 0.7850.015490.0087m S =⨯⨯= 管程流体流速
i i 46152/3600994.3u 1.48m /s
0.0087
0.015 1.48994.3Re 29749
0.000742⨯=
=⨯⨯==（）
普兰特准数
30.80.42i 4.174100.000742r 4.94
0.62650.6265
0.02329749 4.946900/(0.015
P W m α⨯⨯===⨯⨯⨯=⋅℃）
③传热系数K
o o o i so i i i m o
21
d d bd 1d d d 1
0.0190.0190.0020.0191
0.000343940.0001719769000.0150.015510.0171174.69593/m K R R W αλα=
=
⨯⨯⨯⨯=⋅＋＋＋＋＋＋＋＋
（℃）
④传热面积S
''2m 535111
15.52t 59358.14
Q S m K =
==∆⨯
该换热器的实际传热面积Sp
2p o d l 3.140.01939817.54m S N π==⨯⨯⨯= 该换热器的面积裕度为
''17.54 1.13015.52
S S == 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
∑ΔPi=(ΔP 1+ΔP 2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=1.5
2
u 2u d l 2
22i
1⋅=∆⋅=∆ρξρλP P ， 由Re ＝29749，传热管相对粗糙度0.01，查莫狄图得λi ＝0.04W/m ·℃，
流速u i ＝1.48m/s ，ρ＝994 .3kg/m3，所以
2
12
2i 3994.3 1.480.0398.494k a 0.0152994.3 1.483 3.267k a
2
8.494 3.267 1.5235.283k a 40k a P P P P P P P ⨯∆=⨯
⨯=⨯∆=⨯=∆=
+⨯⨯=∑（）＜ 管程压力降在允许范围之内。

②壳程压力降
5
.1,1'2
'
1
o
==∆+∆=∆∑Ft Ns FtNs P P P ）（
流体流经管束的阻力
2'1
0.2282
'1(1)2
0.5
5116740.591111.111,0.324
1097.580.390.50.5911111(191) 5.427k 2
o
o c B o c o u P Ff n N F f n n u P Pa
ρ-⋅∆=+==⨯====⨯∆=⨯⨯⨯+⨯=
流体流过折流板缺口的阻力
2
'2
2
2'
2o 2B (3.5)
2
B 0.15,0.32B 20.151097.580.39(3.5)19(3.5) 5.551k a
20.32
5.427 5.55110.978k a 40k a
o
B o B u P N D m D m u P N P D P P P ρρ⋅∆=-==⋅⨯⨯∆=-=⨯-⨯=∆=+=∑总压力降＜
壳程压力降也比较适宜。

三、设计结果一览表 换热器形式：固定管板式 换热面积（m 2）:24.15 工艺参数
名称 管程 壳程 物料名称 冷却水 硝基苯 操作压力，Pa 未知 未知 操作温度，℃ 30/40 140/60 流量，kg/h
25590 14000 流体密度，kg/m 3 994.3 1097.58 流速，m/s
1.48 0.39
总传热系数，W/m 2·K 593 传热系数，W/（m 2·℃） 6900 1174.69 污垢系数，m 2·K/W 0.000344 0.000176 阻力降，kPa 35.283 10.978 程数
2 1 推荐使用材料 碳钢 碳钢
管子规格 Ф19×2 管数98 管长mm:3000 管间距，mm 25 排列方式
正三角形
折流板型式 上下 间距，mm 150 切口高度，mm 60 壳体内径，mm 300
保温层厚度，mm
未知
表格 1
四、对设计的评述
对于化工原理课程设计，刚开始的时候一头雾水，根本不知道该做什么，该怎么做，无从下手，只是觉得好难。

有一段时间一直在观望。

所以自己设计的时候只能是根据老师提供的模板，用新的数据代替旧的数据，其他的公式完全照抄，花了一天时间，终于把计算部分完成了。

接下来就是画图了，由于学过机械制图，以为画图比较简单，5个小时左右可以完成，谁知道，画图更难，这主要是因为在设计的时候，没有兼顾考虑到画图，因此设计出来的管数很难安排，冥思苦想了好久，换了好多方案，查了好多资料，换了多种排列方法，还是行不通。

最终，只好把管数安排成易于排列的数目，才解决了这个问题。

其实，在整个过程中，虽然遇到了很多问题，也犯了不少错误，但是自己真的学到了很多东西，比如word文档公式的运用，比如如何使自己的设计更加合理，这就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法，才能达到事半功倍的效果。

我觉得，如何查找数据也很重要，假如自己查不到数据，接下来的工作完全没办法做，假如查的数据是错误的，那设计出来的东西也是错误的，而且很可能导致严重的后果。

六、参考文献
《化工原理》，王志魁编，化学工业出版社，2006.
《化工设备设计》，潘国吕，郭庆丰编著，清华大学出版社，1996.
《化工物性算图手册》，刘光启等编著，化学工业出版社，2002.
《生物工程专业课程设计》，尹亮，黄儒强编.
《石油化工基础数据手册》《化学化工工具书》等.
七、主要符号说明
硝基苯的定性温度 T 冷却水定性温度 t
硝基苯密度 ρo 冷却水密度 ρi 硝基苯定压比热容 c po 冷却水定压比热容 c pi 硝基苯导热系数 λo 冷却水导热系数 λi 硝基苯粘度 μo 冷却水粘度 μi
热流量 W o 冷却水流量 i W
热负荷 Q o
平均传热温差 m 't ∆ 总传热系数 K
管程雷诺数 e R
温差校正系数 t ∆φ
管程、壳程传热系数 i α o α
初算初始传热面积 ''S
传热管数 s N
初算实际传热面积 S 管程数
p N 壳体内径 D 横过中心线管数 C N 折流板间距 B 管心距 Pt
折流板数
N B
接管内径 1d 2d
管程压力降 ∑∆i
P
当量直径 e d 壳程压力降
∑∆o P
面积裕度
H
表格 2。