正戊烷冷凝器的工艺设计.doc

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1、闽江学院课程设计题目名称设计一冷凝器冷凝正戊烷蒸汽专业班级应用化学（精细化工）学生姓名朱家林学号2指导教师张于弛2014年01月02日前言换热器是化工厂中重要的化工设备之一，换热器的类型很多，特点不一，可根据生产工艺要求进行选择。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。      换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、过热器等。 依据传热原理和实现热交换的方法可分为间壁式、混合式、蓄热式三类。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

2、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。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。生产条件1、处理能力34万吨/年2、设备形式列管式3、正戊烷冷凝温度为51.7℃，冷凝液于饱和液体下离开冷凝器4、冷却介质：水T入=20℃，T出=40℃5、⊿P<=105Pa6、每年按330天计，24小时/天连续进行。7、正戊烷的物性数据：ρ=596kg/m3；μ=1.8×10-4Pa﹒s，cp=2.34kJ/kg﹒℃，λ=0.13W/m﹒℃，r=347.5kJ/kg确定物性常数，热负

3、荷、冷却剂用量及平均温差，确定换热器类型及流体流动空间①估计传热总数，计算传热面积初值计算②选择传热管参数，并计算管程相应参数计算值与假定值相差较大③估计冷凝给热系数计算值与假定值相差较大④压降大于设计压力裕度过大或过小核算冷凝给热系数计算管内给热系数⑤总传热系数核算⑥计算值与假定值相差不大折流板计算⑦壳侧压降和管侧压降计算，并与设计压力比较⑧压降小于设计压力裕度系数校验考虑夏冬季的温度差异，改变冷流体进口温度裕度合适⑨计算换热器其余零件⑩确定换热器基本尺寸换热器的设计计算1.正戊烷液体在定性温度（51.7℃）下的物性数据（查化工原理附录）循环水的定性温度：入口温度为，出口温度

4、为循环水的定性温度为两流体的温差，故选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下物性流体温度℃密度kg/m3粘度mPa·s比热容kJ/(kg·℃)导热系数W/(m·℃)正戊烷525960.182.340.157循环水309940.8014.1750.6182.估算传热面积（1）计算热负荷（2）冷却水用量==4142.20/（4.17520）=49.607kg/s（3）计算有效平均温度差正戊烷51.751.7冷却水204031.711.7=℃（4）选取经验传热系数K值根据管程走冷却水，壳程走正戊烷，总传热系数K现暂取：（5）估算换热面积3.工艺尺寸计算（1）管径和管内流速选

5、用Φ25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=0.8m/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=(根）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，现取传热管长l=6.0m，则该换热器的管程数为=传热管总根数N=1×4=4(根）（3）平均传热温差校正及壳程数:平均温差校正系数有:R=P=单壳程，双管程结构，查得平均传热温差℃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）壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。横过管数中心线管的根数（根）卧式固定

6、管板式换热器的规格如下：公称直为：99.5mm公称换热面积S：317.5m2管程数：4管数n：199管长L：6m管子直径：管子排列方式：正三角形（5）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=0.20*99.5=19.9mm。取折流板间距B=0.3D，则B=0.3*99.5=29.9mm，可取B=30mm。折流板数N=传热管长/折流板间距-1=7000/30-1=233（块）4.面积核算（1）壳程表面传热系数（2）管内表面传热系数.，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管外侧污垢热阻管内侧污垢热阻管壁热阻计算

7、，碳钢在该条件下的热导率为50.29w/(m·K)。所以（4）传热系数依式3-21有（5）传热面积裕度:可得所计算传热面积Ap为5.压降校核（1）计算管程压降（结垢校正系数，管程数，壳程数）取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而，于是对的管子有故,管程压降在允许范围之内。（2）计算壳程压降按式计算,,流体流经管束的阻力管子为正三角形排列F=0.5D=99.5mm壳程流体流速及其雷诺数分别为：取0.5×0.335×2×(74+1)×=5979.75Pa流体流过折流板缺口的阻力,B=0.2m,D