化工原理管壳式换热器的课程设计！！！100分要具体过程详细要求：某焦化厂需要将甲苯液体从75℃冷却到40℃，甲苯处理量为25000kg/h.冷却介质采用28℃的循环水。要求换热器的管程和壳程压

Question

化工原理管壳式换热器的课程设计！！！100分要具体过程详细要求：某焦化厂需要将甲苯液体从75℃冷却到40℃，甲苯处理量为25000kg/h.冷却介质采用28℃的循环水。要求换热器的管程和壳程压降不大于20KPa.设计合理的管壳式换热器!3号之前弄出来有追加分！

Answer 1

这只是个模板，你还要自己修改数据，其中有些公式显示不出来。不明白的问我。qq83229427 一．设计任务和设计条件 某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h，压力为6.9MPa,循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。 物性特征： 混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度 定压比热容=3.297kj/kg℃ 热导率=0.0279w/m 粘度 循环水在34℃下的物性数据： 密度=994.3㎏/m3 定压比热容=4.174kj/kg℃ 热导率=0.624w/m℃ 粘度 二．确定设计方案 1．选择换热器的类型 两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。 2．管程安排 从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。 三．确定物性数据 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T==85℃ 管程流体的定性温度为 t=℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。 混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度 定压比热容=3.297kj/kg℃ 热导率=0.0279w/m 粘度=1.5×10-5Pas 循环水在34℃下的物性数据： 密度=994.3㎏/m3 定压比热容=4.174kj/kg℃ 热导率=0.624w/m℃ 粘度=0.742×10-3Pas 四．估算传热面积 1．热流量 Q1= =227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h=10416.66kw 2.平均传热温差先按照纯逆流计算，得 = 3.传热面积由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为 Ap= 4.冷却水用量m== 五．工艺结构尺寸 1．管径和管内流速选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/s。 2．管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns= 按单程管计算，所需的传热管长度为 L= 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为 Np= 传热管总根数Nt=612×2=1224 3.平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有R= P= 按单壳程，双管程结构，查图3-9得 平均传热温差℃ 由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。 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。见图3-13。 取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.25≈32㎜ 隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算 S=t/2+6=32/2+6=22㎜ 各程相邻管的管心距为44㎜。 管数的分成方法，每程各有传热管612根，其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。 5．壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75，则壳体内径为 D=1.05t 按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm 6．折流板采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为 H=0.25×1400=350m，故可取h=350mm 取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。 折流板数目NB= 折流板圆缺面水平装配，见图3-15。 7．其他附件 拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。 壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。 8．接管 壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为 圆整后可取管内径为300mm。 管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为 圆整后去管内径为360mm 六．换热器核算 1．热流量核算 （1）壳程表面传热系数用克恩法计算，见式（3-22） 当量直径，依式（3-23b）得 = 壳程流通截面积，依式3-25得 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普朗特数 粘度校正 （2）管内表面传热系数按式3-32和式3-33有 管程流体流通截面积 管程流体流速 普朗特数 （3）污垢热阻和管壁热阻按表3-10，可取 管外侧污垢热阻 管内侧污垢热阻 管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m•K)。所以 （4）传热系数依式3-21有 （5）传热面积裕度依式3-35可得所计算传热面积Ac为 该换热器的实际传热面积为Ap 该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2．壁温计算 因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有 式中液体的平均温度和气体的平均温度分别计算为 0.4×39+0.6×15=24.6℃ (110+60)/2=85℃ 5887w/㎡•k 925.5w/㎡•k 传热管平均壁温 ℃ 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为℃。 该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。 3．换热器内流体的流动阻力 （1）管程流体阻力 ,, 由Re=35002，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得，流速u=1.306m/s, ,所以， 管程流体阻力在允许范围之内。 （2）壳程阻力按式计算 ,, 流体流经管束的阻力 F=0.5 0.5×0.2419×38.5×(14+1)×=75468Pa 流体流过折流板缺口的阻力 ,B=0.45m,D=1.4m Pa 总阻力 75468+43218=1.19×Pa 由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。 （3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表： 参数管程壳程 流率898560227301 进/出口温度/℃29/39110/60 压力/MPa0.46.9 物性定性温度/℃3485 密度/（kg/m3）994.390 定压比热容/[kj/（kg•k）]4.1743.297 粘度/（Pa•s）0.742× 1.5× 热导率（W/m•k）0.6240.0279 普朗特数4.961.773 设备结构参数形式浮头式壳程数1 壳体内径/㎜1400台数1 管径/㎜Φ25×2.5管心距/㎜32 管长/㎜7000管子排列△ 管数目/根1224折流板数/个14 传热面积/㎡673折流板间距/㎜450 管程数2材质碳钢 主要计算结果 管程壳程 流速/（m/s）1.3064.9 表面传热系数/[W/（㎡•k）]5887925.5 污垢热阻/（㎡•k/W）0.00060.0004 阻力/MPa0.043250.119 热流量/KW10417 传热温差/K48.3 传热系数/[W/（㎡•K）]400 裕度/%24.9% 七．参考文献： 1．刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989年。 2．GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式 3．GB150——98钢制压力容器 4．机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社1992年。 5．杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980 6．化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。