化工原理课程设计换热器设计.docx
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化工原理课程设计换热器设计
化工原理
课
程
设
计
设计任务：
换热器
班级：
13级化学工程与工艺（3）班
姓名：
***
学号：
**********
化工原理课程设计任务书················································2
设计概述···································································3
试算并初选换热器规格···················································6
1.流体流动途径的确定·················································6
2.物性参数及其选型····················································6
3.计算热负荷及冷却水流量············································7
4.计算两流体的平均温度差············································7
5.初选换热器的规格····················································7
工艺计算·································································10
1.核算总传热系数·····················································10
2.核算压强降··························································13
设计结果一览表·························································16
经验公式·································································16
设备及工艺流程图·······················································17
设计评述·································································17
参考文献·································································18
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32.5℃。
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：
109000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。
出口温度
40.5℃
壳体内部空间利用率
70%
选定管程流速u（m/s）
1
壳程流体进出口接管流体流速u1（m/s）
1
管程流体进出口接管流体流速u2（m/s）
1.5
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。
六、附表：
1.设计概述
1.1热量传递的概念与意义
1.1.1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。
1.1.2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：
化学反应通常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。
此外，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，因此可以认为传热学是热力学的扩展。
1.1.3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：
1.1.3.1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。
1.1.3.2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。
此外，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，通常称为对流传热。
1.1.3.3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：
不仅有能量的传递，而且还有能量的转移。
1.2换热器的概念、意义及基本设计要求
1.2.1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，通过这种设备，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，原子能和其他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。
1.2.2换热器设计要求：
序号
特别要求
1
对事故工况的校核
2
对管箱隔板强度的校核
3
各部件吊耳安装位置的校核
4
浮头式和U形管束固定管板外径延伸，使管板兼作试压法兰时的强度校核
5
管板的刚度校核
6
风载荷和地震载荷的校核
7
进出口接管承受管线载荷的校核
8
叠装换热器中，底下那台换热器的校核
9
鞍式支座的校核
10
外表油漆干膜厚度的检测
11
封头热压成形时，终压温度的检测
12
壳体直线度的检测
13
氢工况的判别及材料要求
1.3管壳式换热器的简介
1.3.1概述：
管壳式换热器是目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。
1.3.2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。
管程和壳程分别通过两不同温度的流体时，温度较高的流体通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。
1.3.3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。
2.试算并初选换热器规格
2.1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，且水易结垢，根据两流体的情况，故选择循环水走换热器的管程，苯走壳程。
2.2确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式
2.2.1定性温度
冷却介质为循环水，入口温度为：
25℃，出口温度为：
33℃；
苯的定性温度：
℃；
水的定性温度：
tm=（25+33）/2=29℃；
两流体的温差：
℃——两流体温差不大于50℃，不考虑热补偿；故选用固定管板式列管换热器。
2.2.2物性数据
0.381
=0.381mPa·s
0.807
=0.807mPa·s
0=1.828KJ/（㎏·oC）
4.176KJ/（㎏·oC）
0.151W/（m·oC）
=0.613W/（m·oC）
两流体在定性温度下的物性数据如下:
物性
流体
密度㎏/m3
比热KJ/（㎏·oC）
粘度mPa·s
导热系W/（m·oC）
苯
836.6
1.828
0.381
0.151
水
995.7
4.176
0.807
0.613
2.3计算热负荷和冷却水流量
2.3.1热流体流量：
Wh=134000000/（300*24）=18611.11111kg/h
2.3.2热负荷：
Q=Wh*C苯*1000*（80-40）/3600=378012.3457W
2.3.3冷流体的质量流量:
Wc=Q*3600/1000/C水/（32-25）=40753.60699kg/h
2.4计算两流体的平均温度差
按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为：
2.4.1平均温度差
△t′m=（△t2—△t1）/ln（△t2/△t1）
=[（80-33）-（40-25）]/ln[（80-33）/（40-25）]=28.02℃
2.4.2温度矫正系数
P=（t2-t1）/（T2-T1）=（33-25）/（80-40）=0.145
R=（T1-T2）/（t2-t1）=（80-40）/（33-25）=5
由《化工原理》上册P238页查图4－19可得:
φ△t=0.92
所以△tm=φ△t*△t′m=0.92*28.02=25.77713598℃不需要热补偿
又因为0.92>0.8，故可选用单壳程的列管换热器。
2.5试算和初选换热器的规格
2.5.1初定K值：
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/（
·oC）,
假设K0=300W/（m2·℃）
2.5.2单管程的管子根数：
因为水走管程且初选φ25*2.5，L=6m的列管，所以设ui=1m/s
由
可求得：
V=40753.60699kg/h/（995.7*3600）=0.01137m^3
ni=4V/（3.14*0.02*0.02）=36.2取37根
2.5.3传热面积：
S0=Q/（△tm*K0）=48.88m^2
2.5.4单管程管长：
Li=S0/（3.14*do*ni）=16.83m
2.5.5管程数：
Np=Li/L=16.83/6=2.84初选管程为Np=3
2.5.6总管数：
n=Np*ni=3*37=111根
2.5.7管心距：
t=1.25*d0=1.25*25=32mm
2.5.8横过管束中心线的管数：
nc=1.19*n^1/2=13根
2.5.9计算壳径：
D=1.05*t*（111/0.7）^1/2=423mm取整：
450mm
2.5.10折流板：
采用弓形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*450=112.5mm，取h=110mm；
折流板间距取B=150mm
折流板数：
NB=传热管长/折流板间距-1=6000/150-1=39块
折流板圆缺面水平装配
2.5.11接管：
壳程流体进出口接管：
取接管内油品流速为u1=1m/s，则接管内径为d1=[4V/（3.14*u）]^1/2=[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887m取整d1=90mm
管程流体进出口接管：
取接管内循环水流速u2=1.5m/s,则接管内径为d2=[4V/（3.14*u）]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m
取整d2=100mm
2.5.12将这些管子进行排列有图如下：
2.5.13初选固定管板式换热器规格尺寸为：
壳径D
450㎜
管子尺寸
Φ25×2.5mm
管程数Np
3
管长L
6.0m
管子总数n
111
管子排列方法
正三角形
2.5.14实际传热面积及总传热系数：
S1=3.14ndL=3.14*111*0.025*（6.0-0.1）=51.40965m^2
若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：
K1=Q/（S1*△tm）=285.2506706W/（m2·℃）
3工艺核算
3.1核算总传热系数
3.1.1计算管程对流传热系数
Ui=Vi/Ai=4*0.01137/（ni*3.14*di^2）
=4*0.01137/（37*3.14/4*0.02^2）=0.979m/s与假设相一致合适
Rei=di*ui*995.7/（0.807*10^-3）=24359.7142湍流
Pri=C水*（0.852*10^-3）/0.613=5.406735751
图壳程摩擦系数f
与Re
的关系
所以
αi=0.023*（
/di）*（Re）0.8*Pri0.3
=0.023*0.613/0.02*（24359.7142）^0.8*（5.8）^0.4
=4507.304891（W/（㎡·℃）
3.1.2计算壳程对流传热系数
换热器中心附近管排中流体流通截面积为：
Ao=hD（1-d0/t）=0.15*0.45*（1-0.025/0.032）=0.014765625m2
式中
折流挡板间距，取150mm；
管中心距，对
，
。
因为
Wh=18611.11111（kg/h）=18611.11111/（3600*836.6）=
所以
u0=Vs/A0=18611.11111/（3600*836.6）/0.014765625
=0.418504475m/s
由正三角形排列得：
de=4（
/2*t2—3.14/4*d02）/（3.14d0）
=4*（
/2*0.0322—3.14/4*0.0252）/（3.14*0.025）=0.027151936m
=0.027151936*0.418504475*836.6/（0.381*0.001）=25016.99652
因为
Re0在～
范围内且壳程中苯被冷却，取（μ/μw）=0.915；
所以
α。
=799.570385W/（㎡·℃）
3.1.3确定污垢热阻
管内、外侧污垢热阻分别取为：
Rsi=0.0002W/（㎡·℃）
Rso=0.00017W/（㎡·℃）
3.1.4总传热系数K2
忽略管壁热阻、总传热系数K2为：
=513.3472272W/（㎡·℃）
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285.2506706W/（㎡·℃），在传热任务所规定的流动条件下，计算出的为513.3472272W/（㎡·℃），其安全系数为：
η=（513.3472272—285.2506706）/285.2506706*100%=79.96354787%
故所选择的换热器是合适的。
3.1.5回溯试算：
安全系数过高，说明设计过程中材料浪费，管数是主要影响因素之一，可控制其它条件不变，适当降低管程数，减少总管数。
3.1.5.1回溯管程计算：
Np=2：
K1=427.876006（W/（㎡·℃）
K2=513.3472272（W/（㎡·℃）
η’=（513.3472272-427.876006）/427.876006*100%
=19.97569858%符合条件
Np=1：
K1=855.7520119（W/（㎡·℃）
K2=513.3472272（W/（㎡·℃）
η”=（513.3472272-855.7520119）/855.7520119*100%
=-40.01215071%不符合条件
3.1.5.1总管数：
n=Np*ni=2*37=74根
3.1.5.2管心距：
t=1.25*d0=1.25*25=32mm
3.1.5.3横过管束中心线的管数：
nc=1.19*n^1/2=11根
3.1.5.4计算壳径：
D=1.05*t*（74/0.7）^1/2=345mm取整：
450mm
3.1.5.5折流板：
采用弓形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*450=112.5mm，取h=110mm；
折流板间距取B=150mm
折流板数：
NB=传热管长/折流板间距-1=6000/150-1=39块
折流板圆缺面水平装配
3.1.5.6接管：
壳程流体进出口接管：
取接管内油品流速为u1=1m/s，则接管内径为d1=[4V/（3.14*u）]^1/2
=[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887m
取整d1=90mm
管程流体进出口接管：
取接管内循环水流速u2=1.5m/s,则接管内径为d2=[4V/（3.14*u）]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m取整d2=100mm
3.1.5.7将这些管子进行排列有图如2.5.12
3.1.5.8初选固定管板式换热器规格尺寸为：
壳径D
450㎜
管子尺寸
Φ25×2.5mm
管程数Np
2
管长L
6.0m
管子总数n
74
管子排列方法
正三角形
3.1.5.9实际传热面积及总传热系数
S1=3.14ndL=3.14*74*0.025*（6.0-0.1）=34.2731m^2
若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：
K1=Q/（S1*△tm）=427.876006（W/（㎡·℃）
3.2计算管程压强降
前面已算出：
ui=0.978596533
Rei=24359.7142（湍流）
取不锈钢管壁粗糙度
则相对粗糙度ε／di=0.005
摩擦系数λ=0.034
所以：
计算得：
△P1=4863.019702Pa
△P2=1430.299912Pa
对于Φ25×2.5mm的管子
Ft=1.4，Ns=1，Np=2
∑△Ｐi=17621.29492Pa<50000Pa满足要求
3.3计算壳程压强降
管数由111根变为74根，所以：
流通面积：
Ａ。
＝0.029112123m^2
壳体流体流速：
u。
=0.212264837m/s
雷诺准数：
Re。
=11682.9449>500
∑△Ｐ。
=（△P1′＋△P2′）*Fs*Ns
取Fs=1.15Ns=1
其中：
管子为正三角形排列，
取：
F=0.5
Nc=10.23676707根取11根
NB=39
=0.59097359
所以
△P1′=2280.367627
△P2′=2082.601873
∑△P。
=5017.414926Pa<50000Pa
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。
4设计结果一览表
项目
管程（循环水）
壳程（苯）
流量，㎏/s
9.21
4.21
温度，℃（进/出）
32.5/40.5
80/40
物
性
定性温度，℃
36.5
60
密度，㎏/m3
994.0
836.6
比热，kJ/㎏℃
4.174
1.828
粘度，Pa·s
0.720×10-3
0.318×10-3
导热系数，kJ/m℃
0.628
0.151
普兰特数
5.29
5.27
结
构
参
数
壳体外径，
500
台数
1
管径，
Ф25*2.5
壳程数
1
管长，m
6
管心距，㎜
32
管数
150
管子排列
正方形斜转45°
传热面积，㎡
69.47
折流板数
39
管程数
5
折流板距，m
0.15
材质
不锈钢
主要计算结果
壳程
管程
流速，m/s
0.3064
0.983
污垢热阻,（㎡·℃）/W
1.7*10^-4
2.0×10^-4
传热系数，W/（㎡·℃）
799.570385
4507.304891
5经验公式
5.1管程对流传热系数
——迪特斯和贝尔特关联式：
5.2壳程对流传热系数
，可用关联式计算：
5.3管程压强降、：
5.4壳程压强降——埃索法：
6设备及工艺流程图
7设计评述
通过本次课程设计，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通过反复计算，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，计算结果为，安全系数为，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，通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17621.29492Pa，壳程约为5017.414926Pa，都远低于要求值（100kPa），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。
此外，其他因素（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。
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
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