化工原理课程设计--列管式换热器设计

课程设计

课程名称化工原理课程设计

题目名称列管式换热器设计

专业班级10级食品科学与工程（1）学生姓名fff

学号

77777

指导教师

赵大庆

二O一二年十二月二十八日

目录

1 化工原理课程设计任务书 (1)

2 概述与设计方案简介 (2)

3 确定设计方案 (6)

3.1 选择换热器的类型 (6)

3.2 管程安排 (6)

4 确定物性数据 (6)

5 估算传热面积 (7)

5.1 热流量 (7)

5.2 平均传热温差 (7)

5.3 传热面积 (7)

5.4 冷却水用量 (7)

6 工艺结构尺寸 (8)

6.2 管程数和传热管数 (8)

6.3 传热温差校平均正及壳程数 (8)

6.4 传热管排列和分程方法 (10)

6.5 壳体内径 (10)

6.6 折流挡板 (10)

6.7 其他附件 (10)

6.8 接管 (10)

7 换热器核算 (10)

7.1 热流量核算 (10)

7.2 壁温计算 (13)

7.3 换热器内流体的流动阻力 (13)

8 结构设计 (15)

9参考文献 (16)

10 主要符号说明 (17)

设计任务与条件

某生产过程中，反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混合气体的流量为6.3×104kg/h，压力为6.9Mpa。循环冷却水的压力为0.4Mpa，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。经查得混合气体在85℃下有关物性数据：

=90kg/m3,

密度ρ

1

定压比热容C

=3.297kJ/(kg*℃)；

p1

=0.0279W/(m*℃)；

热导率λ

1

=1.5×10-5pa*s。

粘度ц

1

循环水在34℃下的物性数据：

ρ=994.3㎏/m3

密度

1

定压比热容

c=4.174kJ/kg*K

1p

λ=0.624w/m*K

热导率

1

μ=0.742×10-3Pa*s

粘度

1

设计说明书

概述与设计方案简介

换热器的类型

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。

2.1换热器

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。

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。

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。

紧凑式换热器主要包括螺旋板式换热器、板式换热器等。

管壳式换热器包括了广泛使用的列管式换热器以及夹套式、套管式、蛇管式等类型的换热器。其中，列管式换热器被作为一种传统的标准换热设备，在许多工业部门被大量采用。列管式换热器的特点是结构牢固，能承受高温高压，换热表面清洗方便，制造工艺成熟，选材范围广泛，适应性强及处理能力大等。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。

2.2设计方案简介

2.2.1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。

1．固定管板式换热器

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。

2.U型管换热器

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。

3. 浮头式换热器

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。

4.填料函式换热器

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。

1.3 设计方案的选定

1.3.1 设计任务题目

反应器的混合气体列管式换热器设计

1.3.2 设计任务和设计条件

反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃ 进一步冷却至 60℃ 之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混合气体的流量为 39000㎏∕h，压力为 6.9 MPa ，循环冷却水的压力为 0.4 MPa ，循环冷却水的入口温度为 29℃，出口温度为 39℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。

列管式换热器工艺设计

一． 确定设计方案

1.选择换热器的类型

两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。 2.管程安排

从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。

但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，应使循环水走管程，混和气体走壳程。

二、计算定性温度，确定流体特性

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T=2

60

110+ =85℃ 管程流体的定性温度为

T=

34229

39=+℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。

混和气体在85℃下的有关物性数据如下： 密度 31/90m kg =ρ 定压比热容 1p c =3.297kJ/kg*℃

热导率 1λ=0.0279w/m*℃ 粘度 1μ=1.5×10-5Pa*s 循环水在34℃ 下的物性数据： 密度 1ρ=994.3㎏/m 3 定压比热容 1p c =4.174kJ/kg*K 热导率 1λ=0.624w/m*K 粘度

1μ=0.742×10-3

Pa*s

三、计算热负荷和载热体用量 1.热负荷：

Q=1

11t c m p ?

=23000×3.297×(110-60)=3791000kJ/h =105300kw

2.冷却水用量W c =Q/c pc (t 2-t 1)=

3.791×106÷[

4.174×(39-29)]=91000kg/h 四、按逆流初算传热平均温度差

m t ?1=

K 3.4829

6039110ln

)

2960()39110(=-----

五、初选传热系数和计算传热面积

1.由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K 值。 假设K=320W/(㎡k)

2.22222估算的传热面积为：

A 1=Q ÷（K △t m1）=68.1m 2 考虑 10%~20%的安全系数 A=A 1×1.1=74.8m 2 六、工艺结构尺寸

1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5传热管（碳钢），取管内流速u 1=1.2m/s 。 2．管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

Ns=

9.801

02.0785.0)

3.9943600/(101.94

2

42

=????=u

d V

i π

按单程管计算，所需的传热管长度为 L=

m n d A s

o p

1281

025.014.38

.74≈??=

π

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=3m ，则该换热器的管程数为 Np=3

12=

=4 传热管总根数 N T =81×4=324 根

3.传热温差校平均正及壳程数 平均温差校正系数： R=

529

3960

110t t T -T 1221=--=- P=

124.029

11029

39t T t t 1112=--=-- 按单壳程，双管程结构，查【国防工业出版社《化工原理》（第二版）】：图4-25（a ）得：

96.0=?t ε

平均传热温差 46.448.30.961=?=?=??m t m t t εK

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。

4.传热管排列和分程方法

采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见【化学工业出版社《传热应用技术》】：P86图1-80。

取管心距a=1.25d 0，则 a=1.25×25=31.25≈32㎜ 管束最外层管子的中心与壳体内表面的距离： S=a/2+6=32/2+6=22㎜

各程相邻管的管心距为44㎜。见【化学工业出版社《传热应用技术》】：P8表1-21 管程数的确定，每程各有传热管114根，其前后管程中隔板设置和介质的流通顺序按【化学工业出版社《传热应用技术》】：P87图1-81选取。 横过管中心线的管数：Nc=1.19

324=21根

5．壳体内径 采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径 为：

D=1.05a

mm N T 70457.0/3243205.1/=?=η

按卷制壳体的进级档，可取D=800mm

筒体直径校核计算：

壳体的内径i D 应等于或大于（在浮头式换热器中）管板的直径，所以管板直径的计算可以决定壳体的内径，其表达式为：

b'21n t D c i +-=）

（

取b'=1.20d =1.2?25=30mm

∴i D =32 ?（21-1）+2 ?32=704mm 按壳体直径标准系列尺寸进行圆整：

i D =800mm

6．折流挡板 采用圆缺形折流挡板，去折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为

h=0.25×800=200m ，故可取h=200mm

取折流板间距B=0.3D ，则 B=0.3×800=240mm ，可取B 为240mm 。 折流板数目

【化学工业出版社《传热应用技

术》】：P88 七． 换热器核算 1热流量核算

（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见式【国防工业出版社《化工原理》（第二版）】：式（4-41b ）： 14

.031

55

.00

1

0)(

Pr Re 36

.0w

e

d μμλα= 当量直径，依【国防工业出版社《化工原理》（第二版）】：式（4-43）得

e d =m d d t o

o 02.0]423[

42

2=-ππ 壳程流通截面积：

0547.0)32

25

1(0.125.0)1(=-?=-

=t d hD A o 壳程流体流速及其雷诺数分别为

s m A Vs u o /2.20547

.0)903600/(39000≈?==

26400010

5.190

2.202.0u d Re 5

0e =???=

=-1

μρ

o 普朗特数

773.10279

.0105.110297.3c Pr 53p -???==λμ

粘度校正

1)(

14

.0≈w

μμ K m w o ?=???

=23155.0/7.582773.126400002

.00279

.036.0α （2）管内表面传热系数： 4.08.0Pr Re 023

.0i

i

i d λα=

管程流体流通截面积：

0358.05

570

02.0785.02=?

?=i S 管程流体流速： s m u i /2.10358

.0)

3.9943600/(154049≈?=

雷诺数： 32161)10742.0/(3.9942.102.0Re 3≈???=-

普朗特数：

96.4624

.010742.010174.4Pr 3

3=???==-λμ

p C

K /550296.43216102

.0624

.0023.024.08.0?=???=m w i α

（3）污垢热阻取：

管外侧污垢热阻 w k m R o /0004.02?= 管内侧污垢热阻w k m R i /0006.02?=

【化学工业出版社《传热应用技术》】：P56表1-6

管壁热阻按【国防工业出版社《化工原理》】：附录11查得碳钢在该条件下的热导率为50w/(m ·K)。所以w k m R w /00005.050

0025

.02?== （4） 传热系数e K 有：

K

/33062510004.05.222500005.020250006.020*******

)1

(

12?≈?

?

? ??

++?+?+?=

++++=

m w R d d R d d R d d K o

o m o w i o i i i o e αα

【化学工业出版社《传热应用技术》】：P55

（5）传热面积裕度：

计算传热面积Ac ：

23

193.4194

.46330106430m t K Q A m e c =??=?=

该换热器的实际传热面积为

p

A ：

292.422)28570(94.9025.014.3m lN d A T o p =-???==π

该换热器的面积裕度为：

%7.093

.41993

.41992.422=-=

-=

c

c

p A A A H

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 3.壁温计算 0

0αααα++=

i i w t

T t

式中液体的平均温度T 和气体的平均温度分别计算为 T=(39+29)/2=34℃ t=(110+60)/2=85℃ =i α5502w/㎡·K =o α583w/㎡·K 传热管平均壁温

39=w t ℃

壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 463985=-=?t ℃。

该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。 1．换热器内压力降的计算 （1）管程流体阻力 t p s i F N N p p p )(21?+?=?

1=s N , 5=Np , 2

2

1u d l p ρλ

=?

由Re=32161，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图:【化学工业出版社《流体输送与非均相分离技术》】：P78图1-82得04.0=λ，流速 u=1.3m/s,

3/3.994m kg =ρ, 所以：

Pa p 93.134422

3

.9943.102.0804.021=???=? Pa u p 55.25202

3.13.994322

2

2=??==?ρζ

对于Φ25×2.5传热管，F t =1.4

Pa p i 7.446974.121)5.5252093.13442(=???+=?

管程流体阻力在允许范围之内。 （2）壳程阻力： 按式计算（埃索法）

s s i o s N F p p p )(?+?=? , 1=s N , 1=s F

流体流经管束的阻力

2

)

1(2

o B TC o o u N N Ff p ρ+=?

F=0.5

2419.05880005228

.0=?=-o f

(fo----壳程流体的摩擦系数，当Re ＞500时，)

349251.11.15.05

.0=?==T

TC N N

19=B N s m /2.5

u 0= =?o p 0.5×0.2419×36×(19+1)×2

1.36902

?=724.82Pa

流体流过折流板缺口的阻力

2

)25.3(2

o

B i u D B N p ρ-=? , B=0.267m , D=0.89m 08.45862

1.3690)89.0267.025.3(192

=???-?=?i p Pa

总阻力

=?s p 724.82+4586.08=5311.62Pa>10kpa

由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适

宜。

换热器主要结构尺寸和计算结果

参考文献

[1] 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计[M].北京：化学工业出版社，2010.

[2] 郑津洋,董其伍,桑芝富. 过程设备设计[M].北京：化学工业出版,2010.

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[5] 王松汉.石油化工设计手册[M].北京：化学工业出版社,2002.

[6] 黄嘉琥.压力容器材料实用手册[M].北京：化学工业出版社,1997.

[7] 黄载生.化工机械力学基础[M].北京：化学工业出版社,1990.

[8] 李世玉，桑如苞.压力容器工程师设计指南[M].北京：化学工业出版社,1995.

[9] 贺匡国.压力容器分析设计基础[M].北京：机械工业出版社,1995.

[10]James R.Farr . Maan H.Jawad.Guidebook for the Design of ASME Section Ⅷ

Pressure Vessels[M].New York:ASME Press,2001.

[11]Maan H.Jawad. Design of plate and shell structures[M]. New York:ASME

Press,2001.

[12]Ramesh K.Shah, Dusan P. Sekulic . Fundamentals of heat exchanger design[M].

John Wiley & Sons,Inc.,2003.

11. 主要符号说明

英文字母

B——折流板间距，m；

C——系数，无量纲；

d——管径，m；

D——换热器外壳内径，m；f——摩擦系数；

F——系数；

h——圆缺高度，m；

K——总传热系数，W/(m2·℃)；L——管长，m；

m——程数；

n——指数；

管数；

程数；

N——管数；

程数；

N B——折流板数；

Nu——努塞尔特准数；

P——压力，Pa；

因数；

Pr——普兰特准数；q——热通量，W/m2；

Q——传热速率，W；

r——半径，m；

气化潜热，kJ/kg；

R——热阻，m2·℃/W；

因数；

e——雷诺准数；

S——传热面积，m2；

t——冷流体温度，℃；

管心距，m；

T——热流体温度，℃；

u——流速，m/s；

W——质量流量，kg/s，

V——体积流量，m3/s。

希腊字母

α——对流传热系数，W/(m2·℃)；Δ——有限差值；

λ——导热系数，W/(m·℃)；μ——粘度，Pa·S；

ρ——密度，kg/m3；

ψ——校正系数。下标

c——冷流体；h——热流体；i——管内；m——平均；o——管外；s——污垢。