化工设计换热器 设计.doc

目录: 化工原理课程设计任务书……………………………………… 0 概述……………………………………………………………… 1 设计方案………………………………………………………… 2 设计条件及主要物性参数……………………………………… 2 工艺设计计算…………………………………………………… 3 设计结果一览表………………………………………………… 9 设计自我评述…………………………………………………… 10 参考资料………………………………………………………… 11 主要符号………………………………………………………… 12 附录……………………………………………………………… 13 概述 换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，它不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备，通常在化工厂的建设中换热器的投资比例为11%，在炼油厂中高达44%。 由于工业生产中所用换热器的目的和要求各不相同，换热设备的类型也多种多样。按换热设备的传热方式划分主要有直接接触式、蓄热式和间壁式三类。虽然直接接触式和蓄热式换热设备具有结构简单、制造容易等特点，但由于在换热过程中，有高温流体和低温流体相互混合或部分混合，使其在应用上受到限制。因此工业上所用的换热设备以间壁式换热器居多。间壁式换热器从结构上大致可分为管式换热器和板式换热器。管式换热器主要包括蛇管、套管和列管式换热器；板式换热器主要包括型板式、螺旋板式和板壳式换热器。一般来说，板式换热器单位体积传热面较大。设备紧凑，材料耗量低，传热系数大，热损失小。但承压能力较差，处理量较小。且制造加工较复杂，成本较高。而管式换热器虽然在传热性能和设备的紧凑性上不及板式换热器，但它具有结构简单，加工制造容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等突出优点，广泛应用于化工生产中，特别是列管式换热器应用最广泛，而且设计资料和数据较为完善，技术上比较成熟。 设计方案简介 (一)设计任务和设计条件 该换热器E0401利用从第一个反应器R0401出来的完成部分变换反应的高温气体（变化气）对进入反应器前的未反应气体（炉气）进行预热，达到降低产品气体的温度，同时加热原料气体至反应温度的目的。反应用四个换热器达到换热目的。已知变化气的流量为 202686.6Nm3/h压力79.95bar 进口温度334℃ 出口温度 305℃ 炉气的流量为 202636.6Nm3/h 压力 81.45bar 进口温度 250℃ 出口温度 275℃ 试设计四台列管换热器，完成该生产任务,四台换热器采用并联方式.. (二)确定设计方案 1.选择换热器类型 两流体温度变化情况：变化气 进口温度334℃ 出口温度305℃；炉气 进口温度250 ℃出口温度275℃。初步确定浮头管式换热器。 2.流程安排 通过热流量计算 变换气大于炉气 由于壳程气体传热效果略差 所以变换气走壳程 炉气走管程 (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 壳程变换气的定性温度为 ℃ 管程炉气的定性温度为 ℃ 壳程变换气在319.5℃下的有关物性数据如下：(计算得) 密度 =27.55kg/ 定压比热容 =2.064266 kJ/(kgK) 热导率 =0.099494W/(mK) 黏度 =0.0507Pas 管程炉气在262.5℃下的有关物性数据： 密度 =27.46kg/ 定压比热容 =1.94122 kJ/(kgK) 热导率 =0.066781 W/(mK) 黏度 =0.0731 Pas (四)估算传热面积 1.热流量 变换气（壳程） ==1396004kg/h 198856KJ/h=23213.9KW 炉气（管程） ==1391100kg/h J/h=18753KW 由于壳程流体分布不均 影响传热效果 热流量计算取管程 2.平均传热温差 先按纯逆流计算 =57（K） 3.估算传热面积 查表气-气传热系数范围10-35 W/(K) 取较大K值35 W/(K) 则估算的传热面积 =9400（） (五)工艺结构尺寸 1.管径和管内流速 选用较高级冷拔传热管（不锈钢），取管内流速=25m/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 =1626（根） 按单程管计算,所需的传热管长度为 =73.64 (m) 按单程管程设计,管过长，选用多管程选取传热管长=12m 则该换热器的管程数为 =6.13 取整数 =7（管程） 传热管总根数 = 16267=11382（根） 3.平均传热温差校正及壳程数 按单