化工原理课程设计管壳式换热器

化工原理课程设计管壳式换热器

设计一台换热器

目录

化工原理课程设计任务书

设计概述

试算并初选换热器规格

1. 流体流动途径的确定

2. 物性参数及其选型

3. 计算热负荷及冷却水流量

4. 计算两流体的平均温度差

5. 初选换热器的规格

工艺计算

1. 核算总传热系数

2. 核算压强降

经验公式

设备及工艺流程图

设计结果一览表

设计评述

参考文献

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：

设计一台换热器

二、操作条件：

1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。

2、冷却介质：循环水，入口温度35℃。

3、允许压强降：不大于50kPa。

4、每年按300天计，每天24小时连续运行。

三、设备型式：

管壳式换热器

四、处理能力：

99000吨/年苯

五、设计要求：

1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。

2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。

3、设计结果概要或设计结果一览表。

4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸）

5、对本设计的评述及有关问题的讨论。

1.设计概述

1.1热量传递的概念与意义

1.热量传递的概念

热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。

2. 化学工业与热传递的关系

化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应一般要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。另外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，

宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。

应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此能够认为传热学士热力学的扩展。

3.传热的基本方式

根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式：

（1）热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。

（2）热对流（简称对流）流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。热对流仅发生在流体中，产生原因有二：一是因流体中各处温度不同而引起密度的差别，使流体质点产生相对位移的自然对流；二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动的强制对流。

另外，流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程，即是热由流体传到固体表面（或反之）的过程，一般称为对流传热。

（3）热辐射因热的原因而产生的电磁波在空间的传递称为热辐射。热辐射的特点是：不但有能量的传递，而且还有能量的转移。1.2换热器的概念及意义

在化工生产中为了实现物料之间能量传递过程需要一种传热设备。这种设备统称为换热器。在化工生产中，为了工艺流程的需要，往往进行着各种不同的换热过程：如加热、冷却、蒸发和冷凝。换热器就是用来进行这些热传递过程的设备，经过这种设备，以便使热量从温度较高的流体传递到温度较低的流体，以满足工艺上的需要。它是化工炼油，动力，原子能和其它许多工业部门广泛应用的一种通用工艺设备，对于迅速发展的化工炼油等工业生产来说，换热器尤为重要。换热器在化工生产中，有时作为一个单独的化工设备，有时作为某一工艺设备的组成部分，因此换热器在化工生产中应用是十分广泛的。任何化工生产中，无论是国内还是国外，它在生产中都占有主导地位。

【表】换热器设计要求

3、管壳式换热器的简介

管壳式换热器是当前应用最为广泛的一种换热器。它包括:固定管板式换热器、U 型管壳式换热器、带膨胀节式换热器、浮头式换热器、分段式换热器、套管式换热器等。管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。管束是管壳式换热器的核心，其中换热管作为导热元件，决定换热器的热力性能。另一个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板（或折流杆）。管箱和壳体主要决定管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全可靠性。

1）工作原理：

管壳式换热器和螺旋板式换热器、板式换热器一样属于间壁式换热器，其换热管内构成的流体通道称为管程，换热管外构成的流体通道称为壳程。管程和壳程分别经过两不同温度的流体时，温度较高的流体经过换热管壁将热量传递给温度较低的流体，温度较高的流体被冷却，温度较低的流体被加热，进而实现两流体换热工艺目的。

2）主要技术特性：

一般管壳式换热器与其它类型的换热器比较有

以下主要技术特性：

1、耐高温高压，坚固可靠耐用；

2、制造应用历史悠久，制造工艺及操作维检技术成熟；

3、选材广泛，适用范围大。

二试算并初选换热器规格

1.流体流动途径的确定

本换热器处理的是两流体均不发生相变的传热过程，且均不易结垢，根据两流体的情况，故选择苯走换热器的管程，循环水走壳程。

2.确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式

冷却介质为循环水，取入口温度为：25℃，出口温度为：（25＋5～10）℃

苯的定性温度： 60240

80=+=

m T ℃ 水的定性温度： 5.272

30

25=+=m t ℃

两流体的温差： 5.325.2760=-=+m m t T ℃

由于两流体温差不大于50℃，故选用固定管板式列管换热器. 查《化学工程手册》——化工基础数据 化学工业出版社 P265图4－21表4－33 可有： ＝苯μ0.381cp =0.381mPa ·s ＝水μ0.825cp =0.825mPa ·s P238图4－15表4－16 可有：

＝苯Cp 0=1.828KJ/(㎏·o

C) ＝水Cp 4.176KJ/(㎏·o C)

P274图4－28(2)液体导热系数 可有：

＝苯λ0.151W/(m·o C) 水λ=0.613W/(m·o C)

查《化工手册》上卷 山东科学技术出版社

两流体在定性温度下的物性数据如下:

3．计算热负荷和冷却水流量

h kg t t Cp Q W c /4.15)

2530(10176.43600

322000(3

)12=-??=-=

()W T T C W Q ph h 538

211022.33600/)4080(10828.124

3001014.1?=-?????=-=

4．计算两流体的平均温度差

暂按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为： ()()

()C t t

t t t m ο07.29)2540(3080ln 25403080ln 1

2

12=-----=???-?=

?，

而 091.025

8025

301212=--=--=T T t t P

825

3040

801221=--=--=

t t T T R

由《化工原理》上册232P 页查图4－19可得:82.0=Φ?t 因此C t t m t m ο9.2707.2996.0=?=?Φ=??，

又因为0.96>8.0，故可选用单壳程的列管换热器。

5．试算和初选换热器的规格

根据低温流体为水，高温流体为有机物（参见《化工原理》P355）

有K 值的范围：430～850W/(2m ·o

C ）, 假设()2400/K W m C

=?o

又因为苯走管程且初选mm .219?Φ，L= 4.5m 的列管，因此设 s m u i /9.0=

由 i i i

n d u V 24

π

= 可求得：

单管程的管子根数： 22

1153694

283002436000.015 3.140.9

4

i i

i V

n u d π

?=

==?????根

5

200 3.221028.8540027.9

m Q S m K t ?==??

82.3439

025.014.36

.10600=??==

i i n d S L π

管程数： 66

82.34===

L L N i p 因此 428108p i n N n =?=?=根 将这些管子进行排列有图如下：

据此初选固定管板式换热器规格尺寸为：

实际传热面积289.225.4015..014.3108m L d n S =???==πο

若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：

?=??=?=K 25

/(4335

.3289.221022.3m W t S Q m ℃）

三 工艺计算 1. 核算总传热系数

1）计算管程对流传热系数i α

222

04770.04

4150.010844m d n A i i =???=

??=ππ s m A V u i s i 925.0325

.99636002430000477.0114000000

=????==

（与假设相一致 合适）

()湍流43

106225.110

852.0325

.996925.0015.0Re ?=???=

=

-μ

ρ

i i i u d

8.5613

.010852.010176.4Pr 33=???==

-λ

μ

p i C

图 壳程摩擦系数f 0与Re 0的关系

因此

()()

C

m W d i i

i ο?=????

==24

.08.043

.08.0/44328.5)106225.1(015

.0613.0023.0(Pr Re 023

.0苯被加热）

λ

α 2）计算壳程对流传热系数0α

换热器中心附近管排中流体流通截面积为： 2

000244.0032.0019.014.015.01m t d hD A =??

? ??-??=??? ?

?-

= 式中 --h 折流挡板间距，取300mm ； --t 管中心距，对mm 5.225?Φ，mm t 32=。 因为 h kg W C /4.15=

因此

s m A V u s /22.00244

.06.86324300360011400000000=????==

由正三角形排列得：

m d d t d e 05.0019

.014.3)019.0414.3032.023(4)423(4220202=??-??=-=

ππ2415410

381.06

.83622.005.0Re 3

00=???=

=

-μ

ρ

苯

u d e 因为 0Re 在3102?～6101?范围内，故可用下式计算0α

()()

μ

λ

αΦ?

=3

1055

.000Pr Re 36.0e

d 6.4151

.010381.010828.1Pr 330=???==

-λ

μ

p C

壳程中水被加热，取 05.1=Φμ，

因此 48405.1)6.4()24154(05

.0151

.036.031

55.00=???

=α()C m W ο?2/ 3）确定污垢热阻

管内、外侧污垢热阻分别取为：

（井水）有机液体），W C m R W C m R so si /00017.0(/0002.022οο?=?=4

）总传

热系数0K

因为苯为有机物，管子材料选用不锈钢，取其导热系数为

/5.16W w =λ(m·o

C)，总传热系数0K 为：

()

C

m W d d d d R R K i

i i si

so ο?=?+??+?+=

+++=

--244000

0/360154432191519100.2107.148411

1

1

αα

由前面计算可知，选用该型号换热器时，要求过程的总传热系数为()C m W ο?2/443，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的0K 为

()C

m W ο?2/526，其安全系数为：

100360

360

443?-％=2.20％

故所选择的换热器是合适的。

2. 核算压强降

1）计算管程压强降

()Ns N F P P P p t i 21?+?=?∑

前面已算出：s m u i 925.0=， 4106225.1Re ?=i （湍流）

取不锈钢管壁粗糙度 mm 1.0=ε 则

0067.015

1

.0==

i

d ε

，由《化工原理》

上册第一章P54的Re --λ关系图中查得： 033.0=λ8

因此 ()Pa u d L P i i 43222

925.0325.996015.05.4033.022

2

1=???=?=?ρλ ()Pa u P i 51152

925.0325.996323

2

2

2=??==?ρ

对于mm 219?Φ的管子 4，Ns=1

()Pa P i 52847144.151154322=???+=?∑

2）计算壳程压强降 ()Ns F P P P s ，，210?+?=?∑

其中 ()

2

1115.12

001

u N n Ff P Ns F B c s ρ+=?==，

，，

管子为正三角形排列，取F=0.4 121081.119.1=?==n n c 取折流挡板间距 m h 15.0= 折流挡板数：29115

.05.41=-=-=

h L N B 壳程流通面积 ()()200025.0019.0124.015.0m d n D h A c =?-?=-= s m A V u s /2.0025.06.83624300360011400000000=????==

834410381.06

.8362.0019.0Re 3

000=???=

=

-μ

ρ

u d ＞500

64.083440.5Re 0.5228.0228.000=?==--f

因此 ()Pa P 77102

2.06.8361291264.04.02

1

=??

+???=?， ()Pa u D h N P B 133422.06.8364.015.025.329225.32

2

02=??

??

? ??

?-?=??? ??-=?ρ，

()Pa P 10401115.1133477100

=??+=?∑

由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强均满足题目要求，故所选换热器合适。

四. 设计结果一览表

五．经验公式

1.管程对流传热系数i α，可用迪特斯和贝尔特关联式： 3

.08.0Pr Re 023

.0i

i

i d λ

α=

2.壳程对流传热系数0α，可用关联式计算：

()()

μλ

αΦ?

=3

1055

.000Pr Re 36.0e

d

3.管程压强降可用： ()Ns N F P P P p t i 21?+?=?∑

4.壳程压强降可用埃索法： ()s s N F P P P ，，210?+?=?∑ 六．设备及工艺流程图

七．设计评述

经过本次课程设计，我对换热器的结构、性能都有了一定的了解，同时，在设计过程中，我也掌握了一定的工艺计算方法。

换热器是化工厂中重要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此，选择合适的换热器是相当重要的。在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设计是要经过重复计算，对各项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的设计，为此，设计时应考虑很多方面的因素。

首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数不合适，使规定条件下的计算结果与初设值的比值不在要求范围内，因此，经过多次计算，才选择到合适的K 值为C m W ο?2/443，计算结果为

C m W ο?2/360，安全系数为

16.8%，满足要求。

其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，经过分析操作要求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。

再次，从压强降来看，管程约为10401Pa ，壳程约为4432Pa ，都低

于要求值（50kPa），因此，可适当加大流速，从而加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低污垢热阻，然而，流速增加，流动阻力也会随之增大，动力消耗就增多，因此，作出经济衡算在确定流速时是相当重要的。

另外，其它因素（如加热和冷却介质用量，换热器的检修和操作等），在设计时也是不可忽略的。根据操作要求。

在检修和操作方面，固定管板式换热器由于两端管板和壳体连接成一体，因此不便于清洗和检修。

本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其它各项问题，但它们之间是相互矛盾的。如：若设计换热器的总传热系数较大，将导致流体经过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能使总传热系数或压强降减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限制，且换热器的造价也提高了。因此，只能综合考虑来选择相对合适的换热器。

然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。在设计的过程中我发现板式换热器采用同一板片组成不同几何尺寸和形状的流道（非对称流道）解决了两侧水流量不等的问题，同时与对称结构相比具有相同的耐压性和使用寿命。总之，经过本次设计，我发现自己需要继

学习的知识还很多，我将会认真请教老师，不断提高自己的知识水平，扩展自己的知识面。

八．参考文献

[1] 柴诚敬编著.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社， .03.01

[2] 夏清、陈常贵主编.化工原理（上册）.天津：天津大学出版社， .01

[3]