化工原理换热器课程程设计.docx
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化工原理换热器课程程设计
化工原理课程设计
换热器的设计
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1.1概述………………………………………………………………3
1.2.换热器设计任务书………………………………………………3
1.3换热器的结构类型………………………………………………4
1.4换热器材质的选择………………………………………………6
1.5设计方案简介……………………………………………………7
2.1设计参数…………………………………………………………10
2.2计算总传热系数…………………………………………………10
2.3工艺结构尺寸……………………………………………………11
2.4换热器核算………………………………………………………13
热流量核算………………………………………………13
2.4.2．换热器内流体的流动阻力……………………………15
3.1设计结果一览表…………………………………………………17
3.2主要符号说明……………………………………………………18
4.1设计心得…………………………………………………………18
5.1参考文献…………………………………………………………19
1.1概述
列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。
一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。
管束的壁面即为传热面。
其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。
为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。
折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。
列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。
若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。
1.2设计任务及操作条件
1.2.1处理能力：
356000kg/h的混合气体
1.2.2.设备形式：
列管式换热器
1.2.3.操作条件
1.2.4混合气体：
入口温度103°C出口温度42°C
1.2.5冷却介质：
自来水入口温度21°C出口温度32°C
1.2.6允许压降:
不大于100Kpa
1.2.7混合气体定性温度下的物性数据：
密度90kg/m3粘度1.5*10-5pa.s
比热容3.297kj/（kg.°C）导热系数0.0279W/m.°C
1.2.7选择适宜的列管换热器并核算
1.2.7.1传热计算
管，壳程流体阻力的计算
3计算结果表
4总结
1.3换热器的结构类型
换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。
由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样。
按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。
根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：
混合式、蓄热式、间壁式。
1）间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。
在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。
该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。
间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。
将在后面做重点介绍。
直接接触式换热器又称混合式换热器。
在此类换热器中，冷、热流体相互接触，相互混合传递热量。
该类换热器结构简单，传热效率高，适用于冷、热流体允许直接接触和混合的场合。
常见的设备有凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷凝器等。
2）蓄热式换热器又称回流式换热器或蓄热器。
此类换热器是借助于热容量较大的固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。
当蓄热体与热流体接触时，从热流体处接受热量，蓄热体温度升高后，再与冷流体接触，将热量传给冷流体，蓄热体温度下降，从而达到换热的目的。
此类换热器结构简单，可耐高温，常用于高温气体热量的回收或冷却。
其缺点是设备的体积庞大，且不能完全避免两种流体的混合。
工业上最常见的换热器是间壁式换热器。
根据结构特点，间壁式换热器可以分为管壳式换热器和紧凑式换热器。
3）紧凑式换热器主要包括螺旋板式换热器、板式换热器等。
4）这使得它在各种换热设备的竞相发展中得以继续存在下来。
使用最为广泛的列管式换热器把管子按一定方式固定在管板上，而管板则安装在壳体内。
因此，这种换热器也称为管壳式换热器。
常见的列管换热器主要有固定管板式、带膨胀节的固定管板式、浮头式和U形管式等几种类型。
1.4换热器制材的选择
在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。
流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。
当然，最后还要考虑材料的经济合理性。
一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往往成为一个复杂的问题。
在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。
至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。
1.3.2管板
管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。
管板与管子的连接可胀接或焊接。
胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显着的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。
胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4MPa，设计温度不超过350℃的场合。
1.5设计方案简介
1.5.1换热器类型的选择
根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。
以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。
这类换热器如图1-1所示。
固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。
当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。
U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。
管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。
U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。
其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。
此外，其造价比管定管板式高10%左右。
浮头式换热器的结构如下图1-3所示。
其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。
浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。
其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
填料函式换热器的结构如图1-4所示。
其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。
管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。
填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。
其缺点是填料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。
2.1设计参数
混合气体的定性温度：
水的定性温度：
定性温度下流体的物性
ρ（kg/m3）
C[kJ/（kg··℃）]
μ（Pa·s）
λ（W/m·℃）
混合气体
90
3.297
0.015
0.0279
水
996.9
4.178
0.9027
0.608
2.2计算总传热系数
Qo=m0cp0Δt0=
℃
求传热面积需要先知道K值，根据资料查得煤油和水之间的传热系数在350W/（㎡·℃）左右，先取K值为300W/（㎡·℃）计算
由Q=KA△tm得
㎡
2.3工艺结构尺寸
选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u=0.5m/s。
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=4.5m，则该换热器的管程数为
Np=
传热管总根数Nt=3379×2=6758
R=
P=
按单壳程，双管程结构得：
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。
采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列。
取管心距a=1.25d0
a=1.25×25=31.25≈32mm
横过管中心线管数b=1.1
=1.1×
=90.1取91壳体内径采用多管程结构，壳体内径应等于或稍大于关闭的直径：
式中D——壳体内径,mm；
a——管心距，mm；
b——最外层的六角形对角线上的管数；
e——六角形最外层管中心到壳体内壁距离，一般取e=（1~1.5）d，取29mm。
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=0.25×2.758=00.6895m，故可取h=0.690m
取折流板间距B=0.4D，则B=0.4×2.758=1.1032m
折流板数目NB=
2.4换热器核核算
当量直径：
=
壳程流通截面积：
㎡
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
普朗特数：
粘度校正：
：
管程流体流通截面积：
㎡
管程流体流速：
普朗特数：
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
管壁热阻按碳钢在该条件下的热导率为45w/（m·K）
：
传热面积Ac为：
换热器的实际传热面积为Ap
该换热器的面积裕度为：
结论：
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
换热器压降的计算
——为直管及回管中因摩擦阻力引起的压强降；
——结垢校正因数，量纲为1，对
的管子，取1.4；
——管程数
串联的壳程数
查表得
=（562.82+250.14）×1.4×1×2=2276.29Pa﹤100kPa
——流体横过管束的压强降（Pa）;
——流体通过折流板缺口的压强降（Pa）;
——壳程压强降的结垢结垢校正因数，量纲为1，液体可取1.15。
——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5
——壳程流体的摩擦系数，当Re>500时,
;
——横过管束中心线的管子数;
——折流挡板数;
——折流挡板间距（m）;
——按壳程流通截面积计算的流速（m/s）;
而
=（7698.05+149.24）
结论：
壳程流动阻力也比较适宜。
3.1设计结果一览表
换热器型式：
固定管板式
换热器面积（㎡）：
2387.26
工艺参数
名称
管程
壳程
物料名称
循环水
混合气体
操作压力，MPa
100
100
操作温度，℃
21/32
103/42
流量，kg/h
528.91
98.89
流体密度，kg/
996.9
90
流速，m/s
0.409
1.72
传热量，kw
19888.2
总传热系数，w/㎡·k
289.02
对流传热系数，w/㎡·k
2120
509.04
污垢系数，㎡·k/w
0.00053
0.00021
阻力将，Pa
2276.29
9024.38
程数
2
1
使用材料
碳钢
碳钢
管子规格
Φ
管数7758
管长，mm
4500
管间距，mm
32
排列方式
正三角形
折流板形式
上下
间距
1103mm
壳体内径/mm
2758
切口高度
690mm
3.2主要符号说明
P——压力，Pa;Q——传热速率，W；
R——热阻，㎡·K/W；Re——雷诺准数；
S——传热面积，㎡；t——冷流体温度，℃；
T——热流体温度，℃；u——流速，m/s;
——质量流速，㎏/h;
——表面传热系数W/（㎡·K）;
——有限差值；
——导热系数，W/（m·K）;
——粘度，Pa·s;
——密度，㎏/m3;
——校正系数。
r——转速，n/（r/min）
H——扬程，m
——必须汽蚀余量，m
A——实际传热面积，
Pr——普郎特系数
NB——板数，块K——总传热系数，W/（㎡·K）
——体积流量Nt——管数，根
Np——管程数l——管长，m
KC——传热系数，W/（m·K）△tm——平均传热温差，℃
4.1设计小结
本次化工原理课程设计是对列管式换热器的设计，通过查阅有关文献资料、上网搜索资料以及反复计算核实，本列管式换热器的设计可以说基本完成了。
本设计所需要的换热器用循环冷却水冷却，通过本次设计，我学会了如何根据工艺过程的条件查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料，根据资料确定主要工艺流程，主要设备，及计算出主要设备及辅助设备的各项参数及数据。
了解到了工艺设计计算过程中要进行工艺参数的计算。
通过设计不但巩固了对主体设备图的了解，还学习到了工艺流程图的制法。
通过本次设计不但熟悉了化工原理课程设计的流程，加深了对冷却器设备的了解，而且学会了更深入的利用图书馆及网上资源，对前面所学课程有了更深的了解。
但由于本课程设计属我第一次设计，而且时间比较短，查阅的文献有限，本课程设计还有较多地方不够完善，希望老师批评指正。
5.1参考文献
1.王志魁，刘丽英，化工原理（第四版）[M].北京：
化学工业出版社，2010
1.夏清,陈常贵.化工原理（上册）[M].天津:
天津大学出版社,2005
2.中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺35774.计手册（上册）[M].北京:
化学工业出版社,2003
3.《常用化学手册》编写组.常用化学手册[M].北京:
地质出出版社,1997
4.陈敏恒,从德滋等.化工原理（上册）[M].北京:
化学工业出出版社,2006
5.《化工原理（第三版）上、下册》谭天恩、窦梅、周明华等，化学工业出版社2006
6.《化工原理课程设计指导》.马江泉冷一欣.北京：
中国石化出版社，2009
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