换热器课程设计说明书Word格式文档下载.docx
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5.11附件13
5.12换热器流体流动阻力14
第六部分设计结果17
第七部分总结18
第八部分主要参考文献20
第九部分附录21
第一部分确定设计方案
1.1选择换热器的类型
两流体温度变化情况：
热流体进口温度130℃，出口温度40℃。
冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差很大，因此初步确定选用浮头式列管换热器，而且这种型式换热器管束可以拉出，便于清洗；
管束的膨胀不受壳体约束。
1.2流动空间及流速的确定
由于煤油的粘度比水的大，井水硬度较高，受热后易结垢，因此冷却水走管程，煤油走壳程。
另外，这样的选择可以使煤油通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。
同时，在此选择逆流。
选用ф25×
2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.75m/s。
第二部分确定物性数据
定性温度：
可取流体进、出口温度的平均值。
壳程煤油的定性温度为：
T=（130+40）/2=85℃管程冷却水的定性温度为：
t=（30+40）/2=35℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
煤油在90℃下的有关物性数据如下：
密度ρo=810kg/m3
定压比热容cpo=2.3kJ/（kg·
℃）
导热系数λo=0.13W/（m·
粘度μo=0.00091Pa·
s
冷却水在32℃下的物性数据：
密度ρi=994kg/m3
定压比热容cpi=4.187kJ/（kg·
℃）
导热系数λi=0.626W/（m·
粘度μi=0.000727Pa·
第三部分工艺流程图
第四部分计算总传热系数
4.1热负荷的计算
以煤油为计算标准算它所需要被提走的热量：
8
23910
Q=qcΔt=23910x2.22x（130-40）=7.034x106KJ/h=1953.8KW
33024
4.2平均传热温度
计算两流体的平均传热温差，暂按单壳程、多管程计算逆流时：
煤油：
130℃→40℃，
自来水：
40℃←30℃，
此时，
P=4030=0.10，R=13040=9.00，由公式易算得ψ=0.84>
0.8,符130304030
合要求。
4.3估K值
估算传热系数为450W/（m2·
4.4由K值估算传热面积
取传热系数为450W/（m2·
℃），则由公式可得传热面积为
=93.88m2
3
1953810Ap=
4504625
4.5冷却水用量
忽略热损失，由公式易得，冷却水用量为：
Q==46.81kg/s=168516kg/h。
第五部分换热器工艺结构尺寸
已知两流体允许压降均不大于35KPa，与煤油相比，水的对流传热系数一般较大。
由于循环冷却水易结垢，会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，考虑到散热降温方面的因素，应该让循环自来水走管程，煤油走壳程。
5.1
管径，管长，管数
列管式换热器内的适宜流速范围
则初步选择φ25×
2.5mm的碳钢管，管内径di=25-2.5x2=20mm，管内流速取ui=1.2m/s。
若按照单管程设计，则管长过长，不宜使用，故采用多管程设计。
取传热管长为5m，则换热器管程数应为Np=2，传热管总数为Nt=125×
2=250根。
5.2管子的排列方法
管子在管板上的排列方式最常用的如下图（a）（b）（c）（d）所示，包括正三角形排列（排列角为300）、同心圆排列、正方形排列（排列角为900）、转角正方形排列（排列角为450）。
当管程为多
程时，则需采取组合排列，如下右图
采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
换热管中心距查表如下（mm）：
则横过管束中心线的管束为n=1.1NT=1.1250=17.39≈18
5.3壳体内径的计算
采用多管程设计，取管板利用率为η=0.7，则壳体内径为
NT250
D=1.05tT=1.05×
32×
250=634.9mm
η07
按卷制壳体的进级档可取D=700m。
m
5.4折流板
折流板间距多为100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。
折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，如下表（mm）：
支承板厚度一般不应小于上表数据，支承板不允许的最大间距参考下表：
经选择，采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=25%×
700mm=175m。
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×
700mm=210m，m可取B=200m，m
因而查表可得，折流板厚度为5mm，支承板厚度为8mm，支承板允许不支承最大间距为1800mm。
折流板数为Nb=5000-1=24块。
200折流板圆缺面水平装配。
5.5计算壳程流通面积及流速
壳程流通截面积：
BD（1-do）0.20.71So=t
壳程流体最小流速为：
qv0qm014001000
A0A0243600624.890.0489
30176.8/（3600825）
5.6计算实际传热面积
该换热器的实际传热面积为：
Sp=doLN=3.14×
0.025×
5.0×
250
=98.125m
5.7传热温度差报正系数的确定
P==0.10，R==9.00，查温差校正系数图
=0.84>
0.8,符合要求。
5.8管程与壳程传热系数的确定
管程传热系数：
管道流通面积：
Si=0.785×
0.022×
125=0.0393m2管程流体最小流速：
168516/（3600995.7）
1.196m/sui=0.0393
雷诺准数为
0.021.196995.7
29734Rei=0.000801
普兰特准数为：
41740.000801
5.42
Pri=0.6167
管内表面传热系数：
i0.0230.6167297340.85.420.45284.142
i0.02W/m2℃
壳程传热系数：
对圆缺形的折流板，可采用克恩公式：
计算壳程当量直径，由正三角形排列可得：
co
Pro=o
雷诺准数为：
douoo
Reo=o
0.020.328257384
0.000715
22200.00071811.34
0.14
1，将数值代入上式：
1
Nu=0.3678340.5511.343=112.08
oNuoo
do=112.080.140.02=784.57W/m2℃
5.9传热系数K0的确定
根据冷热流体的性质及温度，选取污垢热阻：
管外侧污垢热阻：
Rsi=0.00058m℃/W，管内侧污垢热阻：
2
Rso=0.00017m2℃/W管壁的导热系数：
=45m℃/W
管壁厚度：
b=0.0025
内外平均厚度：
dm=0.0225在下面的公式中，代入以上数据，可得
5.12换热器流体流动阻力
因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。
5.12.1管程流动阻力核算
管程压力降的计算公式为：
pi（p1p2）NsNpFs
已知此情况下Rei=29734，为湍流
0.2
0.2mm,相对粗糙度为0.01
取绝对粗糙度di20
查Re关联图，可得摩擦因数:
0.035，
另外，式子中：
壳程数Ns=1
管程数Np=2代入公式中，有：
pi（p1p2）NsNpFs
=（6231+2136）×
1×
2×
1.5
=25101Pa<
35kpa，故符合要求。
5.12.2壳程流动阻力
由于壳程流体的流动状况比较地复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。
下面以埃索法计算壳程压力降：
壳程压力降埃索法公式为：
P0（P1+P2）FsNs
p1——流体横过管束的压力降，Pa；
p2——流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；
Fs——壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，
对于气体取1.0；
Ns——壳程数；
'
u0.228
P1'
Ff0N（cNB+1）0，其中F0.5，f05Re0.228，Nc23
而2=0.656，nc=1.1×
2500.5=17.39，NB=24,uo=0.33m/s。
代入数值得：
0.332
p1'
=0.5×
0.656×
17.39×
25×
×
2=5139.4Pa
p2'
N（B3.5-而
2h）u02
D2，其中h=0.2m，d=0.7m，NB=29,
D——壳径，m
h——折流挡板间距，mdo——换热器外径，m
P0（P1+P2）FsNs=1.15×
1×
（5139.4+2634.5）=8939.9Pa<
35kpa。
经过以上的核算，管程压力降和壳程压力降都符合要求。
第六部分设计结果
换热器型式：
浮头式列管换热器
换热器面积（
㎡）：
93.88
工艺参数
名称
管程
壳程
物料名称
水
煤油
操作压力，Pa
25101
8939.9
进、出口温度，℃
30/40
130/40
流量，kg/h
68777
17000
流体密度，kg/m3
997.7
825.0
流速，m/s
1.196
0.330
传热量，kw
1953.8
总传热系数，w/㎡·
k
595.24
对流传热系数，w/㎡·
k
5240
494
污垢系数，㎡·
k/w
0.00058
0.00017
阻力将，Pa
65230
12841
程数
4
使用材料
碳钢
管子规格
Φ
252.5
管长，5000mm
管间距，mm
200
排列
方式
正三角形
壳体内径，mm
700
管数，根
第七部分总结
列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。
这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型，由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。
壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。
进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；
另一种在管外流动，称为壳程流体。
为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。
挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。
换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。
等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；
正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。
流体每通过管束一次称为一个管程；
每通过壳体一次称为一个壳程。
为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。
这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。
同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。
多管程与多壳程可配合应用。
由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。
如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。
因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。
进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：
①不洁净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较方便；
②腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；
③压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；
④饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液容易排出；
⑤若两流体温度差较大,选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。
固定管板式换热器由管箱、壳体、管板、管子等零部件组成，其结构较紧凑，排管较在相同直径下面积较大，制造较简单，最后一道壳体与管板的焊缝无法检测。
它的优点是：
（1）传热面积比浮头式换热器大20%～30%；
（2）旁路漏流较小；
（3）锻件使用较少，成本低20%以上；
（4）没有内漏。
它的缺点；
（1）壳体和管子壁温差t<
50℃,当t>
50℃时必须在壳体上设置膨胀节；
（2）管板与管头之间易产生温差应力而损坏；
（3）壳程无法机械清洗；
（4）管子腐蚀后造成连同壳体报废，壳体部件寿命决定于管子寿命，相对较低；
（5）壳程不适用于易结垢场合。
第八部分主要参考文献
[1]换热器原理与设计教学书
[2]王志魁.化工原理，化学工业出版社，2006
[3]潘永亮.化工设备机械基础，科学出版社，2006
[4]任晓光.化工原理课程设计手册[S].第三版,北京：
化学工业出版社，2005
[5]柴诚敬主编，化工原理课程设计，天津大学出版社，2002
[6]谭天恩，麦本熙，丁惠华编著，化工原理（上、下册），化工出版社，1998
[7]王莲琴编，物性数据的计算与图表，化工出版社，1992
[8]国家医药管理局上海医药设计院编，化工工艺手册，上、下册，化工出版社，1986
[9]华南理工大学教研室编，化学工业出版社，1986
[10]王荷琴，化学工程手册，化学工业出版社，1982
[11]天津大学化工原理教研室编,《化工原理》天津大学出版社.（1999）
[12]秦叔经、叶文邦等，《换热器》化学工业出版社（2003）
[13]谭天恩、窦梅、周明华等，《化工原理（第三版）上、下册》化学工业出版社（2006）
[14]华南工学院化工原理教研室,《化工过程及设备设计》（1987）
[15]贾绍义等，《化工原理课程设计》天津大学出版社（2003）
第九部分附录
重要符号说明
符号
意义
单位
T
温度
℃
Q
热负荷
W
q
质量流量
Kg/s
C
定压比热容
J/（Kg·
A
面积
2m
管长
mm
K
传热系数
W/（m2·
u
流体流速
m/s
a
管心距
D
壳体内径
h
切去圆缺高度
折流板数
块
B
相邻折流板间距
对流传热膜系数
λ
流体导热系数
W/（m·
管外径
管内径
当量直径
R
污垢热阻
（m2·
℃）/W
5.10传热面积
由K0计算传热面积S'
S'
K'
Qtm折=5599527.13729444573318.9604.04769.2588.47904.6**9m5m2
5.11附件
水泵，电动调节阀，蝶阀。
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