化工原理课程设计

新疆工程学院

化工原理课程设计说明书

题目名称：8.78×103kg/h合成氨厂变换气

列管式换热器设计

系部：化学与环境工程系

专业班级：环境科学与工程15-1

学生姓名：张鑫

指导教师：杨智勇

完成日期：2018-1-12

格式及要求

1、摘要

1)摘要正文

(小四，宋体)

摘要内容200～300字为易，要包括目的、方法、结果和结论。

2）关键词 XXXX；XXXX；XXXX (3个主题词)

(小四，黑体)

2、目录格式

目录(三号，黑体，居中)

1 XXXXX（小四，黑体） (1)

1.l XXXXX(小四，宋体) (2)

1.1.1 XXXXX(同上) (3)

3、说明书正文格式：

1. XXXXX (三号，黑体)

1．1 XXXXX(四号，黑体)

1.1.1 XXXXX(小四，黑体)

正文：XXXXX(小四，宋体)

（页码居中）

4、参考文献格式：

列出的参考文献限于作者直接阅读过的、最主要的且一般要求发表在正式出版物上的文献。参考文献的著录，按文稿中引用顺序排列。

参考文献内容(五号，宋体)

示例如下：

期刊——[序号]作者1，作者2…，作者n．题(篇)名，刊名(版本)，出版年，卷次(期次)。

图书——[序号]作者1，作者2…，作者n．．书名，版本，出版地，出版者，出版年。

5、.纸型、页码及版心要求：

纸型： A4，双面打印

页码：居中，小五

版心距离：高：240mm(含页眉及页码)，宽：160mm

相当于A4纸每页40行，每行38个字。

6、量和单位的使用：

必须符合国家标准规定，不得使用已废弃的单位。量和单位不用中文名称，而用法定符号表示。

摘要

按照设计任务要求，回收合成氨厂流量为8.78×103kg/h变换气的热量，以提高温度为126℃的进饱和塔热水,要求热水温度升高8℃。通过热量衡算确定估算出传热面积。确定水走管程，变换气走壳程。选定固定管板式换热器G600-Ⅰ-10-60。进一步核算总传热系数、换热面积及其裕度和压力降，符合设计要求。绘制了简单的工艺流程图。

关键词：热量衡算传热系数传热面积

新疆工程学院

课程设计任务书

17/18学年上学期2018年1 月8日

目录

第一章绪论 (5)

1列管式换热器类型的选择 (5)

2流体流程的选择原则 (5)

第二章工艺过程设计 (7)

2工艺过程设计 (7)

2.1估算传热面积 (7)

2.1.1估算传热面积所需条件 (7)

2.1.2传热计算（热负荷计算） (7)

2.2平均温差的计算 (8)

2.2.1有效平均温差的计算 (8)

2.2.2有效平均温差的计算 (8)

2.3按经验值初选总传热系数 (9)

2.4初算出所需的传热面积 (9)

2.5流体通道的选择 (9)

2.6试选型号 (9)

2.7核算管称、壳称的流速及R E (9)

2.7.1壳程流通截面积、流速、雷诺数的确定 (9)

2.7.2壳程流通截面积、流速、雷诺数的确定 (10)

2.8对流给热系数的计算 (11)

2.8.1计算管程对流给热系数 (11)

2.8.2计算壳程对流传热系数 (11)

2.9总传热系数K的校验 (12)

2.10校核换热面积 (12)

2.10.1实际传热面积的确定 (12)

(12)

2.10.2生产所需换热器传热面积

2.11对所选定换热器的校核 (13)

2.12压力降的计算 (13)

2.12.1 管程压力降 (13)

2.12.2 壳程的压力降 (13)

2.12.3对管、壳程压降的核验 (14)

2.13计算结果汇总 (15)

2.14换热器工艺简图 (16)

3参考文献 (17)

4总结 (18)

5致谢 (19)

第一章绪论

1列管式换热器类型的选择

列管式换热器主要由壳体、管板(又名花板)、管束和管箱或封头等部件构成。管束平行装于圆简形的壳体内,管束的两端分别固定在管板上。换热器在进行热交换时，一种流体由封头的连接管处进人,经由管内流动，称为管程;另一种流体在管束和壳体闻的空隙内流动,称为壳程。

根据热补偿方式的不同，管板的形式不同，列管式换热器可分为三种类型:固定管板式、浮头式和U形管式。

固定管板式换热器的特点：耗量低，造价低，便于清洗，有膨胀节可利用进行温差补偿。

2流体流程的选择原则

流体流经管程还是壳程，应根据流体的性质，从有利于传热,减少污垢，耐用。降低压力损失及便于清洗维护等方面加以考虑。一般选择原则如下：

(1)易结垢或不洁净的流体流经易于清洗的一侧。对于固定管板式、浮头式这种管束为直管的换热器，应使易结垢或不洁净流体流经管程，而对于U 形管式换热器，则应走壳程。

(2)有腐蚀性的流体应走管程，以节省耐腐蚀材料的用量，降低换热器制造成本。

(3)有毒性的流体走管程,以减少泄漏机会。

(4)压力高的流体走管程。因为管子直径小，承受高压能力好,同时还能避免采用耐压的壳体和高压密封措施。

(5) 为了保证较高的传热系数，有时需要提高流体的流速。需要提高流速以增大其传热膜系数的流体应走管程，因为管程流通截面积较小，而且易于采用多管程结构以增大流速。

(6) 有饱和蒸汽冷凝的换热器，饱和蒸汽一般走壳程,以便于冷凝液的排出。

(7) 被冷却的流体一般走壳程，便于散热。

(8) 粘度大的流体应走壳程，因为壳程一般都装有折流挡板，流体要不断地改变流动方向,在较低的雷诺数下就可达到湍流状态，以便提高传热膜系数。

以上原则有时无法同时顾及到,甚至可能是相互矛盾的，在实际设计时,应考虑主要方面，如流体的压力、腐蚀性及是否便于清洗等，然后再考虑其他方面的要求。

第二章 工艺过程设计

2工艺过程设计

2.1估算传热面积

2.1.1估算传热面积所需条件 已知条件如下：

表1 变换气的相关参数

由题目知温度升高8℃，所以水出管程的温度为134℃， 水的定性温度()1302134126=+ ℃；

变换气的平均压力()a MP 625.0265.06.0=+；

查得水的物性参数如下：

表2 水的物性参数

2.1.2传热计算（热负荷计算）

热负荷：)(1211t t c q Q p m -= ；)(2122T T c q Q p m -= 式中：

；

kg/h 的质量流量，)水(—管程中流体—q

m1

kg/h ）的质量流量，—壳程中流体（变换气—q m2

1p c ——水的定压比热容，11--??K kg KJ ； 2p c ——变换气的定压比热容，11--??K kg KJ ； 21,T T ——热流体（变换气）的进、出口温度，℃；

21,t t ——冷流体（水）的进、出口温度，℃

()()h t t c q Q p m /KJ 1055.1126134266.41045.5631211?=-???=-= 故，h Q /KJ 1055.16?=

所以13686

.11078.81055.12303

6

2212=???-=-=p m C q Q T T ℃ 此数值与上述温度134℃相近，为了达到理想效果， 故取变换气出换热器的温度为134℃。

2.2平均温差m t ?的计算

2.2.1有效平均温差m

t '?的计算 选取逆流流向，这是因为逆流比并流的传热效率高。其中：

C t C t o

o 81261349613423021=-=?=-=?，

式中：1t ?——为较大的温度差；

2t ?——为较小的温度差。

因为

22

1

>??t t ，故采用对数平均温度差，则 41.358ln 8

96ln 2

1

21=-=??-?='?t t t t m

C 2.2.2有效平均温差m t ?的计算

()()12126134134230T T R 2

221=--=--=

t t ()()077

.01262301261341122=--=--=

t T t t P

R ，P ——为两参数；

ψ——温差校正系数，ψ=ξ（R ，P ） 根据R 和P 可查得：ψ=0.90＞0.8，可行。

87.3141.3590.0t =?=?=?m m t ψC

，

故逆流时的平均温差87.31=?m t C

2.3 按经验值初选总传热系数K 估

查表选得K 估=20012--??C m W

2.4 初算出所需的传热面积A

23

6m 5.6778

.313600*********.1t K Q A m =????=?=

2.5流体通道的选择

合成氨厂换热器为了减少热损失和充分利用变换气的热量，同时因变换气的流量比水大得多，易提高α值，所以采用水走管程，变换气走壳程。

2.6试选型号

根据A 初选为5.225?φ的碳钢管，带膨胀节的固定管板式换热器，所选管板式换热器G600-Ⅰ-10-60的规格参数如下表

表3 G600-Ⅰ-10-60的规格参数

2.7.1壳程流通截面积、流速、雷诺数的确定 管程流通面积：

222

1

10845.01

269

02.044

m N N d A P T =??==

ππ

管程内水的流速：

13

111116.00845.08.9343600105.453600-?=???==s m A q u m ρ；

管内流体雷诺数：

;1037.110

718.28

.93416.002.0e 44

1

1

111?=???=

=

-μρu d R 上式中：1A ——管程流通截面积，2m ；

T N ——管数； P N ——管程数；

1u ——管程内水的流速，1-?s m ； 1d ——管程传热管的内径，m ； 1Re ——管内流体雷诺数。

2.7.2壳程流通截面积、流速、雷诺数的确定

壳体内径的确定 对于正三角形排列：

,04.182691.11.1===T c N n 取整数=c n 19 ()02d n D h A c -=

上式中：2A ——壳程流通截面积，2m ；

c n ——管束中心线上管排的管数;

h ——折流板间距，m;

D ——壳体公称直径，m ；

0d ——传热管外径，m 。

取折流板间距h=600mm,

所以，()(),075.0025.0196.06.0202m d n D h A c =?-?=-= 故，壳程流通截面积2A =0.0752m 。 壳程变换气的流速：

13

222291.10075.098.236001078.83600-?=???==s m A q u m ρ

当量直径e d ：

()(),0202.0025

.0)025.04032.023

(

4)423(4d 220212m d d t e =?-=-=

ππππ 壳程流体（变换气）雷诺数：

;1082.310

717.198.291.100202.0e 4

5

2

2

22?=???=

=

-μρu d R e 2.8对流给热系数1α的计算

2.8.1计算管程对流给热系数1α

35.1106.68108.21710266.4Pr 2

631

1

11=????==

--λμp c ，

,

10814.135.1)1037.1(02.0106.68023.0Pr Re 023

.01234

.08.042

3

.018.011

11---???=?????==K m W d λα

2.8.2计算壳程对流传热系数2α

壳程采用弓形折流挡板，故对流传热系数14

.055

.02

22)(

Pr Re 0.3631

2W

e

d μμλα= 408.00783

.010717.186.1Pr 52

2

22=??==

-λμp c

()

,3431408

.01082.30202

.00783

.036.0)(Pr Re 0.361

23

1

55

.04

14

.055

.02223

12

--??=?????==K

m W d W

e μμλα

上式中，

1α——分别为管程流体（水）的传热膜系数，12--??K m W ；

2α——为壳程流体（变换气）的传热膜系数，12--??K m W ； e d ——是传热管当量直径，m ；

11Pr ,Pr ——分别为管程和壳程的普朗特常数；

W μμ,2——分别定性温度和壁温下流体的粘度，S Pa ?；

2.9总传热系数K 的校验

管壳式换热换热器面积是以传热管外表面为基准，则在利用关联式计算总传热系数也应以管外表面积为基准，因此总传热系数K 的计算公式如下：

1

101010221

1d d d d R d bd R K s m w S αλα++++= 式中：K ——总传热系数，1

2--??K m W ；

1α、2α——分别为管程和壳程流体的传热膜系数，12--??K m W ；

1s R 、2s R ——分别为管程和壳程的污垢热阻，12-??W K m ；

o d 、m d ——分别是传热管外径、平均直径，m ； w λ——传热管壁材料导热系数，12--??K m W ；

b ——传热管壁厚，m 。

取污垢热阻0002.01=s R 12-??W K m ，0004.02=s R 12-??W K m ，查得钢管

w λ1145--??=K m W ；

11231

101010220043.02010814.125

20250002.05.2245250025.00004.034311

1-??=??+?+??++=

++++=W K m d d d d R d bd R K s m w S αλα 故8.241=K 1

2--??K m W ，与所估算值相近。

2.10校核换热面积

2.10.1实际传热面积的确定

实际传热面积20*35.633025.014.3269A m l d n =???==π 2.10.2生产所需换热器传热面积

所需传热面积2

6387.553600

87.318.241101055.1m t K Q A m o =????=?=；

2.11对所选定换热器的校核

校核：134.187

.5535

.630*== A A ；

为了保证换热器的可靠性，一般应使换热器的面积裕度大于或等于10%--25%，由上可知所选换热器面积满足要求。

2.12压力降的计算

2.12.1 管程压力降i P ?

管程压力降可按下式进行计算：

()p s t i N N f P P P 21?+?=?

其中：1P ?——流体流过直管因摩擦阻力而产生的压力降a ；

2P ?——流体流过弯管中因摩擦阻力而产生的压力降，Pa ；

t F ——结垢校正因数，无因次，对25 2.5mm Φ?的管子，取为1.4；

p N ——管程数； s N ——壳程数。

由411052.2e ?=R 得到传热管的相对粗糙度为

005.020

01

.0=， 查莫狄图得101m 036

.0--??=C W λ 2

2

1

111

1u d l P ρλ=? 232

1

12u P ρ=?

Pa u d l 51.100216

.08.934302.03036.023P P 2

1121=????? ??+?=???

? ??+=?+?ρλ 管程压力降Pa P 72.14051.100114.1i =???=?； 2.12.2 壳程的压力降s P ?

()s s s s s N F P P P 21?+?=?

上式中：

1

s P ?——流体横过两折流板之间的阻力降，Pa ；

2

s P ?——流体流过折流板时的阻力降，Pa ；

s F ——壳程结垢阻力校正系数，对于气体Fs=1.0；

其中，

4

16

.031=-=-=

h l N B ()()

()()Pa

u N n F P B c s 05.380098

.22

91.1014191082.30.55.0212

228

.042

201=??

+?????=+=?-ρ

λ

()Pa u D h N P B s 106498.2291.106.06.025.34225.32

22=????

? ??

?-?=??? ??-=?ρ 故，

()() Pa 16.486410.11064

05.380021=??+=?+?=?s s s s s N F P P P 上式中：

B N ——折流挡板数;

h ——折流挡板间距，m;

F ——管子排列对压降的校正系数，对于正三角形F 取0.5；

0λ——壳程摩擦因数，当500Re ≥ 时，

-0.22800Re 0.5?=λ；

s N ——壳程数。

2.12.3对管、壳程压降的核验

由以上计算得管程压力降,72.140i Pa P =?壳程的压力Pa P s 16.4864=?经查，可知每台换热器合理的压力降应小于等于0.035MPa ，由此可知上述压力降s i P P 和??符合要求。

2.13计算结果汇总

所选 G600-Ⅰ-10-60型换热器计算结果如下表

表4 G600-Ⅰ-10-60型换热器计算结果

主要参数计算结果主要参数计算结果

气体终温（℃）

传热温差（℃）

热负荷（KJ/h）

估算传热面积（m2）管内液体流速（m/s）管外气体流速（m/s）管内液体雷诺数

管外气体雷诺数

外壳直径（mm）

公称面积（m2）

管子尺寸φ（mm）管程数

管长（mm）

管数N

管子排列方式

136

31.87

1.55×106

67.3

0.16

10.91

1.37×104

3.82×104

600

60

25×2.5

1

3000

269

三角形

当量直径（mm）

总传热阻（W·m-2·℃-1）

管心距t（mm）

管程通道截面积（m2）

折流板间距（mm）

壳称流通截面积（m2）

管内液体压降Pa

管外气体压降Pa

管内液体对流给热系数

（W·m-2·℃-1）

管外气体对流给热系数

（W·m-2·℃-1）

总传热系数（W·m-2·K-1）

所需传热面积（m2）

所选换实际面积（m2）

0.0202

231.8

32

0.0845

600

0.075

140.71

4864.16

1.81×103

343

241.8

55.87

63.35

2.14换热器工艺简图

3参考文献

[1]王志魁、刘丽英、刘伟主编，化工原理，第4版，化学工业出版社，2017年

[2]刘雪媛、汤景凝主编，化工原理课程设计，中国石油大学出版社，2008年

[3]姚玉英、陈常贵、柴诚敬主编，化工原理学习指南，天津大学出版社，2003年

[4]兰州石油机械研究所编，换热器，北京：烃加工出版社，1998

[5]大连理工大学化工机械系编，化工设备设计，换热器设计，1989

[6]《化工工程手册》编辑委员会编，化学工程手册，北京：化学工业出版社，1991

[7]大连理工大学编，化工原理课程设计，大连：大连理工大学出版社，1994

[8]化工设备设计全书编辑委员会编，换热器设计，上海：上海科学技术出版社，1998

考虑到实际成产中物料本身的性质及化工生产的经济性等问题，本次设计主要采用列管式换热器，对换热器采用逆流操作。首先，由于列管式换热器具有结构简单、坚固耐用、适用性强、制造材料广泛等独特有点，因而在换热设备中仍占有重要的地位。特别是在高温、高压和大型换热设备中仍占绝对优势。故本次设计采用列管式换热器；其次，根据逆流的平均温差比并流的大可以节省冷却剂或加热剂的用量，本次设计流程采用并联逆流操作。总的来说，根据所求的数据结果可以看出所确定的实验方法还是可以实行的。

课程设计需要设计者作出决策，自己确定实验方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备的计算，并要对自己的选择作出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是增强工程观念、培养提高学生独立工作能力的有益实践。

通过本次的化工原理课程设计，我们学到了很多知识，不仅把我们以前所学的理论知识好好的整理了一下，同时也增强了我将理论应用于实际创新的能力，培养了我们思考的能力，即每设计一件东西都要好好地思考，尽量全面地全方位的考虑周全。在做设计的过程中，也培养了团队合作的能力；同时也体会到了共同努力、团队合作的乐趣！

本课题在选题及进行过程中得到杨智勇老师的悉心指导。论文行文过程中，杨老师多次帮助我分析思路，开拓视角，给予了我极大的指导和鼓励。杨老师严谨求实的治学态度，踏实坚韧的工作精神，将使我终生受益，再多华丽的言语也显苍白。在此，谨向杨老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意！

同时，也感谢小组同学的积极配合和帮助。