用水冷却甲苯的列管式换热器设计Word格式文档下载.docx
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1.2.2类型的确定3
1.3流动路径的选择5
2换热器的工艺计算及选型5
2.1确定物性数据5
2.2初算换热器的传热面积6
2.3初选换热器规格6
3换热器核算7
3.1压力降的核算7
3.1.1管程压力降8
3.1.2壳程压力降8
3.2总传热系数的核算9
4固定管板式换热器的主要结构尺寸设计9
4.1壳体壁厚的确定9
4.2管子拉脱力计算9
4.3换热器的主要结构尺寸设计参数10
5换热器装配简图12
6设计评述12
7参考文献12
1设计方案简介
1.1工艺流程概述
由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。
如图1,甲苯经泵抽上来，经管道从接管A进入换热器壳程；
冷却水则由泵抽上来经管道从接管C进入换热器管程。
两物质在换热器中进行交换，甲苯从90C被冷却至60C之后，由接管B流出；
循环冷却水则从30C升至50C，由接管D流出。
OHC7H
PUMP
<
>
PUMP2
图1工艺流程草图
1.2选择列管式换热器的类型
列管式换热器，又称管壳式换热器，是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。
其主要优点是：
单位体积所具有的传热面积大以及窜热效果较好；
此外，结构简单，制造的材料范围广，操作弹性也较大等。
因此在高温、高压和大型装置上多采用列壳式换热器。
1.2.1列管式换热器的分类
根据列管式换热器结构特点的不同，主要分为以下几种：
⑴固定管板式换热器
固定管板式换热器，结构比较简单，造价较低。
两管板由管子互相支承，因而在各种列管式换热器中，其管板最薄。
其缺点是管外清洗困难，管壳间有温差应力存在，当两种介质温差较大时，必须设置膨胀节。
固定管板式换热器适用于壳程介质清洁，不易结垢，管程需清洗及温差不大或温差虽大但壳程压力不高的场合。
⑵浮头式换热器
浮头式换热器，一端管板式固定的，另一端管板可在壳体内移动，因而管、壳间不产生温差应力。
管束可以抽出，便于清洗。
但这类换热器结构较复杂，金属耗量较大；
浮头处发生内漏时不便检查；
管束与壳体间隙较大，影响传热。
浮头式换热器适用于管、壳温差较大及介质易结垢的场合。
⑶填函式换热器
填函式换热器，管束一端可以自由膨胀，造价也比浮头式换热器低，检修、清洗容易，填函处泄漏能及时发现。
但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不宜处理易挥发、易燃、易爆、有毒的介质。
⑷U形管式换热器
U形管式换热器，只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。
其缺点是管内不便清洗，管板上布管少，结垢不紧凑，管外介质易短路，影响传热效果，内层管子损坏后不易更换。
U形管式换热器适用于管、壳壁温差较大的场合，尤其是管内介质清洁，不易结垢的咼温、咼压、腐蚀性较强的场合。
122类型的确定
所设计的换热器用于冷却甲苯，甲苯：
入口温度90C，出口温度60C；
水:
入口温度30C，出口温度50C；
该换热器的管壁温和壳体壁温之差满足Tm-tm=75-40=35C<
50C,两流体温度差不大。
加上固定管板式换热器结构简单、造价低廉，所以本设计选用固定管板式换热器，且不需考虑热补偿。
1.3流动路径的选择
本设计为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，甲苯走壳程。
2换热器的工艺计算及选型
2.1确定物性数据
水的定性温度t二辽型=40C，甲苯定性温度T=9^-6^=75C,查得水、甲
22
苯在各自定性温度下的物性数据：
表1定性温度下各流体物性⑴
密度/（kg/m3）
比热容
/（kJ/（kg「C））
黏度/（Pa•s）
导热系数
/（w/m•C）
水
992.2
4.174
0.656X0-3
0.6338
甲苯
812.6
1.867
3
0.350X0"
0.145
2.2初算换热器的传热面积
⑴计算热负荷和冷却水流量
=13750kg/h
”110000x10
Wh
8000
Q=WhCph（T1-T2）=13750为.867X03x（90-60）/3600=213930W
W十」2139303600=9226kg/h
CpC（t2-tj4.174103（50-30）
⑵计算两流体的平均温度差。
先按单壳程单管程进行计算，逆流时的平均温度差为
At2—
Atm'
—F-
In
.也
40-30‘
34.76C
40
In-
有关参数R=
「J
t2_t1
90-60_305
50-30一20一.
50-30
90-30
-0.33
30
根据R,P值，查《化工原理》⑴P-280图4-19可读得，温度校正系数林=0.92,则平均温度差△m=4m'
=34.760.92=31.98C
⑶按经验数值初选总传热系数K0（估）
2
选取K0（估）=450W/（m•C）
⑷初算出所需传热面积S二一Q21393014.86m2
KAtm450汉31.98
2.3初选换热器规格
对于易结垢的流体，为方便清洗，采用外径为①25mm的管子。
由于Tm-tm=35C,
因此不需考虑热补偿。
再由换热面积，查《换热器设计手册》[2]P-17表1-2-1,
选定G273I-2-2.5-11.1型换热器，有关参数见下表2。
表2所选换热器结构基本参数
公称直径/mm:
300
公称压强/MPa：
1.6
公称面积/m2：
15.27
管程数：
2
管子尺寸/mm：
①25X2.5
管长/m:
6
管子总数：
37
管子排列方法：
正三角形排列
查《化工设备机械基础》[3]p-215表7-10,壳体直径为159~325时，拉杆数量为
4个。
由《换热器设计手册》⑵P-18式1-2-1,计算实际传热面积：
So=nnd（L-2$0.006）=（37-4）X3.14X.025（6-2X.05-0.006）=15.27m
若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为
3换热器核算
3.1压力降的核算
3.1.1管程压力降
刀血=（Ap1+Ap2）FtNp
其中，Ft=1.4,Np=2。
设管壁粗糙度F0.1mm,ydi=0.1/20=0.005,查《化工原理》⑴P-54图1-27第
章中入Re关系图中查得：
2=0.036，所以
Pl'
—=0.036°
^=1393Pa
d20.022
则刀如二（1393+387）x1.4X2=4984Pa
3.1.2壳程压力降
查《化工原理》[1]P-284:
管子为正三角形排列，F=0.5。
nc=1.1Vn=1.137^7
查《换热器设计手册》[2]P-14表1-2-3，取折流挡板间距h=0.2m,
Nb=—-1—1-■29
h0.2
壳程流通面积Ao=h（D-ncdo）=0.2X（0.3-7X0.025）=0.025m
13750
uo0.19m/s
3600812.60.025
doU。
t_0.0250.19812.6卩0.425汇10」
fo=5.0Reo-°
.228=5.0X9082-0.228=0.63
所以
e22
2hPuo2x0.2812.6x0.192
.：
P2~Nb（3.5）—=29（3.5）922Pa
D20.32
E4^o=（970+922）x1.15=1088Pa
计算表明，管程和壳程压强都能满足题设（不大于0.1MPa）的要求。
3.2总传热系数的核算
⑴管程对流传热系数a
Re=15430（湍流）
=4.32
pF」174103°
.656"
:
i=0.023RefPr,4=0.023（15430）0.8（4.32）042935W/（m2「C）
di0.02
⑵壳程对流传热系数a
由《化工原理》⑴P-253式4-77a计算，即
：
o=0.36（^^）。
.55（空）1/3（）0・14
Odew
查《化工设备机械基础》[3]p-208表7-5,取换热器列管之中心距t=32mm,则流体通过管间最大截面积为
A。
=hD（1--d°
）=0.2X0.3X（1-0.025^0.013m2
t0.032
Vs13750/
uo-0.36m/s
A3600812.60.013
Reo
咛二O.。
270.36严.6=22567
卜0.35"
壳程中甲苯被冷却，取（尹“95，所以
=0.360.145（22567）0'
55（4.51）1/30.95=752W/（m2「C）
0.027
⑶污垢热阻
参考《化工原理》⑴附录p-355表22,污垢系数取为0.52m2K/kW，贝U
管、内外侧污垢热阻分别为Rsi=0.000066m2•C/W,Rso=0.000112m2•C/W
⑷总传热系数Ko
管壁热阻可忽略时，总传热系数Ko为
12525
0.0001120.000066
75220293520
Ko'
1
丄+Rso+Rs2+A
odi:
idi
=513W/（m2•C）
由上面计算可知，选用该型号的换热器时要求过程的总传热系数为
438W/（mC），在规定的流动条件下，计算出的Ko'
为513W/（mC），有
KO'
513
O1.17（1.15~1.25）
KO438
故所选的换热器是合适的，其安全系数为513一438100%=17.1%。
438
4固定管板式换热器的主要结构尺寸设计
固定管板式换热器的主要构件有封头、筒体法兰、管板、筒体、折流板（或支撑板）、接管、支座等。
4.1壳体壁厚的确定
选取设计压力pc=1.6Mpa，壳体材料为Q-235B，查《化工设备机械基础》
[3]p-311附录9得，其相应的许用应力[『=113Mpa；
查《化工设备机械基础》[3]p-96
表4-8,焊缝系数••取为0.85，Di=300mm，故
计算厚度：
岁1-63002.5mm
2^丨-pc21130.85-1.6
根据《化工设备机械基础》p-97,取C2=1.0mm,负偏差C2取0.25mm。
圆整后，（n=4mm,即壳体壁厚为4mm。
4.2管子拉脱力计算
根据《化工设备机械基础》p-205,取胀接长度l=50mm;
根据《化工设备机械基础》p-295附表1-1,查地碳钢线膨胀系数
a=11.2X0-6mm/（mmC），弹性模量E取为200X103Mpa;
根据《化工设备机械基础》p-218表7-11，许用拉脱力取为4Mpa。
①在操作压力下，管子每平方米胀接周边上所受到的力
pf
二d°
l
其中，f=0.866t2d。
2=0.866322252=396mm2
44
其中，二t=一E（tt，As=dD中岔二nX308X4=3868mm2
1△，
As
22-222
At（do-di）n（25-20）37=6535mm
又因qp与qt作用方向相同，都使管子受压，贝U管子的拉脱力:
Q=qp+qt=0.06+1.31=1.37Mpav[q]=4.0Mpa
因此，拉脱力在许用范围内
4.3换热器的主要结构尺寸设计参数
表2主要结构尺寸设计参数
换热器型式：
固定管板式
换热器面积/m2：
工艺参数
名称
壳程
管程
物料名称
操作压力/MPa
0.4~0.6
操作温度/C
90（进口）/60（出口）
30（进口）/50（出口）
流量/kg/h
9226
流体密度/kg/m3
流速/m/s
0.26
「0.51
传热量/W
213930
总传热系数W/（m2-C）
513
对流传热系数W/（mC）
752
2935
污垢系数/W/（m2C）
0.000112
0.000066
压力降/Pa
1088
4984
推荐使用材料
碳钢
壳径D（DN）
300mm
管尺寸
①25x2.5mm
管程数Np
管长L
6m
管子总根数
37（拉杆4）
管排列方式
正三角形排列
中心排管数nc
7
管心距
32mm
5换热器装配简图
详见附图。
6设计评述
本次化工原理课程设计是对列管式换热器的设计，经过查阅有关文献资料，对换热器参数进行了设计及反复核算，以确保设计的准确性。
以下是对本设计的一些评述。
从工艺要求和经济性出发，选用了固定管板式换热器作为设计对象。
根据已知条件选定换热器规格后，经过很多次核算，K7K值始终达不到要求的1.15~1.25范围。
然后，通过查阅更多资料、反复再次核算，加上和同学的激烈讨论，终于取得了阶段性的胜利，基本上完成了换热器设计这块。
绘制换热器的装配图，需要对换热器有全面的认识，许多细节问题必须注意到，主视图、剖视图、局部放大图等才能较好的完成。
整个流程下来，对固定管板式换热器结构及其内部结构的选型有了更理性的认知。
通过本次设计，真的学到了很多。
首先，熟悉了化工原理课程设计的流程，学会了如何根据工艺要求查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料，继而对换热器进行准确设计；
其次，巩固了以前学习的化工知识，理解得相对更深入、透彻了些；
此外，学习时要跟同学探讨，一个思想加一个思想，或许会碰撞出更多思维的火花。
第一次做本次课程设计，我们大都是在摸索中前进，走了不少曲折的路。
加上可利用文献资源有限、时间有限，这次设计仍存在许多地方需要去改进与完善。
7参考文献
[1]夏清，陈长贵．化工原理[M]．天津：
天津大学出版社，2010．
[2]钱颂文．二换热器设计手册[M]．化学工业出版社，2002．
[3]刁玉玮，王立业，喻键良．化工设备机械基础[M]．大连：
大连理工大学出版社，2010．
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