TOP28【毕业设计】水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计.doc文档免费在线阅读

传热系数查表知污垢热阻，管壁导热系数故此换热器合适。

④传热面积裕度传热面积该换热器的实际传热面积化工原理上册，壁面污垢的热阻污垢系数，天津大学出版社年版，第页。

则该换热器的面积裕度按式在范围内，传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。

故该换热器合适。

壁温核算因管壁很薄，且管壁热阻很小，故壁温可按式设管壁粗糙度，，查图得所以管程流动阻力小于为，对的管子可近似取。

管程流体通截面积管程流体流速化工原理上册，浮头式内导流换热器的基本参数，天津大学出版社年版，第页。

热器，则要求过程的总传热系数为五换热器核算核算压强降管程流动阻力管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。

即为管程结垢校正系数，量纲四工艺结构尺寸由浮头式内导流换热器的基本参数表查得壳径管子尺寸公称压强管长公称面积管子总数管程数管子排列方法正方形斜转若选用该型号换三估计总传热面积热流量水蒸汽流量平均传热温度传热面积，根据流体情况，假设苯进口温度，出口温度。

估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用浮头式换热器。

流动空间及流速的确定由于饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出苯甲苯混合液走管程。

定压比热容导热系数黏度二确定计划方案选择换热器类型两流体温度变化情况热流体水蒸汽进口温度，出口温度冷流体苯甲汽在下的有关物性数据如下密度定压比热容导热系数黏度液化热苯甲苯混合液在下的物性数据如下密度污垢。

工艺计算确定物性数据定性温度可取流体进出口温度的平均值壳程水蒸汽温度的定性温度为绝压下的水蒸汽管程流体的定性温度为根据定性温度，分别查取有关物性数据水蒸。

希腊字母对流传热系数有限差值导热系数，粘度，密度校正系数。

下标管内平均管外半径气化热，热阻因数雷诺准数传热面积冷流体温度管心距热流体温度流速质量流量，管长程数指数管数程数管数程数折流板数努赛尔准数压力因数普兰特准数热通量传热速率，新估计个估，重复以上计算。

符号说明英文字母折流板间距系数，无量纲管径换热器外壳内径摩擦系数系数圆缺高度总传热系数，计算，再由传热基本方程计算计。

当计小于初选换热器实际所具有的传热面积，则计算可行。

考虑到所用换热器计算式的准确度及其他未可预料的因素，应使选用换热器面积有的裕度，即计，否则应重，检查结果是否合理，满足工艺要求。

若压强降不符合要求，再确定管程数或折流板间距，或重新调整流速，再确定各种尺寸，直到压降满足要求为止。

核算中传热系数根据流体性质选择适当的垢层热阻，由和计各种排列方式的优点，给热系数大，管外流体湍流程度高等边三角形排列紧凑热系数正方形错列可提高给但给热效果较差正方形排列易清洗，计算管程，壳程压强降初步计算管程，壳程流体的流速和压强降对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。

为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准规定采用和两种规格，管长有，排列方式正三角形正方形直列和错列排列，见下图。

各对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。

为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准规定采用和两种规格，管长有，排列方式正三角形正方形直列和错列排列，见下图。

各种排列方式的优点，给热系数大，管外流体湍流程度高等边三角形排列紧凑热系数正方形错列可提高给但给热效果较差正方形排列易清洗，计算管程，壳程压强降初步计算管程，壳程流体的流速和压强降，检查结果是否合理，满足工艺要求。

若压强降不符合要求，再确定管程数或折流板间距，或重新调整流速，再确定各种尺寸，直到压降满足要求为止。

核算中传热系数根据流体性质选择适当的垢层热阻，由和计计算，再由传热基本方程计算计。

当计小于初选换热器实际所具有的传热面积，则计算可行。

考虑到所用换热器计算式的准确度及其他未可预料的因素，应使选用换热器面积有的裕度，即计，否则应重新估计个估，重复以上计算。

符号说明英文字母折流板间距系数，无量纲管径换热器外壳内径摩擦系数系数圆缺高度总传热系数，管长程数指数管数程数管数程数折流板数努赛尔准数压力因数普兰特准数热通量传热速率半径气化热，热阻因数雷诺准数传热面积冷流体温度管心距热流体温度流速质量流量，。

希腊字母对流传热系数有限差值导热系数，粘度，密度校正系数。

下标管内平均管外污垢。

工艺计算确定物性数据定性温度可取流体进出口温度的平均值壳程水蒸汽温度的定性温度为绝压下的水蒸汽管程流体的定性温度为根据定性温度，分别查取有关物性数据水蒸汽在下的有关物性数据如下密度定压比热容导热系数黏度液化热苯甲苯混合液在下的物性数据如下密度定压比热容导热系数黏度二确定计划方案选择换热器类型两流体温度变化情况热流体水蒸汽进口温度，出口温度冷流体苯甲苯进口温度，出口温度。

估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用浮头式换热器。

流动空间及流速的确定由于饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出苯甲苯混合液走管程。

三估计总传热面积热流量水蒸汽流量平均传热温度传热面积，根据流体情况，假设四工艺结构尺寸由浮头式内导流换热器的基本参数表查得壳径管子尺寸公称压强管长公称面积管子总数管程数管子排列方法正方形斜转若选用该型号换热器，则要求过程的总传热系数为五换热器核算核算压强降管程流动阻力管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。

即为管程结垢校正系数，量纲为，对的管子可近似取。

管程流体通截面积管程流体流速化工原理上册，浮头式内导流换热器的基本参数，天津大学出版社年版，第页。

设管壁粗糙度，，查图得所以管程流动阻力小于，符合设计条件。

热流量核算壳程对流传热系数蒸汽在水平管束外冷凝，可采用凯恩估算式，根据两流体温度与传热系数，假设管程对流传热系数湍流普兰特准数化工原理上册，图摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系，天津大学出版社年版，第页。

传热系数查表知污垢热阻，管壁导热系数故此换热器合适。

④传热据如下密度定压比热容导热系数黏度二确定计划方案选择换热器类型两流体温度变化情况热流体水蒸汽进口温度，出口温度冷流体苯甲苯进口温度，出口温度。

估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用浮头式换热器。

流动空间及流速的确定由于饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出苯甲苯混合液走管程。

三估计总传热面积热流量水蒸汽流量平均传热温度传热面积，根据流体情况，假设四工艺结构尺寸由浮头式内导流换热器的基本参数表查得壳径管子尺寸公称压强管长公称面积管子总数管程数管子排列方法正方形斜转若选用该型号换热器，则要求过程的总传热系数为五换热器核算核算压强降管程流动阻力管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。

即为管程结垢校正系数，量纲为，对的管子可近似取。

管程流体通截面积管程流体流速化工原理上册，浮头式内导流换热器的基本参数，天津大学出版社年版，第页。

设管壁粗糙度，，查图得所以管程流动阻力小于，符合设计条件。

热流量核算壳程对流传热系数蒸汽在水平管束外冷凝，可采用凯恩估算式，根据两流体温度与传热系数，假设管程对流传热系数湍流普兰特准数化工原理上册，图摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系，天津大学出版社年版，第页。

传热系数查表知污垢热阻，管壁导热系数故此换热器合适。

④传热面积裕度传热面积该换热器的实际传热面积化工原理上册，壁面污垢的热阻污垢系数，天津大学出版社年版，第页。

则该换热器的面积裕度按式在范围内，传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。

故该换热器合适。

壁温核算因管壁很薄，且管壁热阻很小，故壁温可按式计算。

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小。

计算中应按最不利的操作条件考虑，因此取两侧污垢热阻为零计热。

于是上式变为气体平均温度液体平均温度端流带入计算得与凯恩式中假设相差不