化工原理课程设计用水冷却乙酸甲酯列管式换热器设计.docx
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化工原理课程设计用水冷却乙酸甲酯列管式换热器设计
化工原理课程设计一用水冷却乙酸甲酯列管式换热器设计
课程设计说明书（论文）
题目用水冷却乙酸甲酯列管式换热器设计任务书
课程名称化工原理院（系、部、中心）资环学院
业生物工程
1.符号说明
1.1物理量（英文字母）1
1・2物理量（希腊字母）1
2.设计目的1
3.设计实例2
4.确定设计方案2
4.1.1选择换热器的类型3
4・1•流动空间及流速的测定3
5.确定物性数据3
6.计算总传热系数
6・1•热流量4
6.2.平均传热温差4
6.3•冷却水用量4
6・4•总传热系数K4
7.计算传热面积5
8.工艺结构尺寸5
5.1.1管径和管内流速5
5.1.2壳程数和传热壳数6
5.13平均传热温差校正及壳程数6
5.1.4传热管排列和分程方法6
5.1.5壳体内径8
5.1.6折流板8
5.1.7接管8
9.换热器核算9
6.1.1热量核算9
6・1・2换热器内流体的流动阻力11
十.设计结果一览表12
H^一•总结13
一、符号说明：
1.1物理量（英文字母）
B
折流板间间距，m
n
指数
Cp
定压比热容，kj/（kg-°C）
N
管数
d
管径，m
S
传热面积，m
D
换热器内径，m
t
管心距，m
f
摩擦因数
u
流速，m/s
F
系数
G
重力加速度，m/s?
P
压力，pa；
1.2
物理量（希腊字母）
a
对流传热系数，W/（n）2・°C）
p
密度，Kg/m5
X
导热系数，W/（m2-aC）
A
有限差值
u
粘度Pa•s
下标
0
管外
m
平均
二、设计目的
通过课题设计进一步巩固课程所学内容,培养学生运用理论知识进行化工单元过程设计的能力，使学生能够系统的运用知识。
通过本次设计，学生应该了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调研技术资料，自行确定设计方案，独自设计计算，准确绘制图样，编写设计说明。
（三）设计实例
操作条件：
1、处理能力：
二万吨/年乙酸甲酯。
2、热流体：
入口温度88*C,出口温度429。
3、冷却介质：
循环水，入口温度28匸，出口温度369。
4、允许压强降：
不大于10kPa<,
壳程总压力降小于5kpa,管程总压力降小于lOkpa
5、每天24h连续运行。
（每年按300天计）
一年的工作日一般
300〜340天。
可以自行
（四）确定设计方案|选定。
1选择换热器的类型
两流体温度变化情况：
热流体（乙酸甲酯）进口温度88-C,出口温度429；冷流体（循环水）进口温度28°C,出口温度369。
改换热器用循环冷却水冷却,冬季操作时进口温度会降低，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较小，因此初步确定选用不带膨胀节的固定管板式换热器。
管内流体流态最好完全湍流oRe>10000,d=0<02,U=0.001,P=1000,故u&O.5m/s
2流动空间及流速的测定
由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，热水（乙酸甲酯）走壳程。
选用025X2.5的碳钢管，管内流速取Ui=0.5m/So
（五）确定物性数据
定性温度：
可取流体进口温度的平均值。
T=
88+42
=65°C
壳程乙酸甲酯的定性温度为:
管程流体的定性温度为:
根据定性温度，分别査取壳程和管程流体的有关物性数据。
乙酸甲酯在659下的物性数据
循环冷却水在329下的物性数据
密度
Po=873kg/m3
密度
P尸995.7kg/m3
定压比热
容
cpo=l.97kj/（kg•K）
定压比热容
cPi=4.174kJ/（kg・K）
导热系数
入i=0.1234W/（m・K）
导热系数
Xi=0.621W/（m・K）
粘度
Uo=0.0002435Pa•s
粘度
Ui=0.0008Pa•s
（六）计算总传热系数
1•热流量
Wo=lx20000xl000T300T24«2777.78kg/h
Qo=WocpoAto=2777.78x1.97x（88-42）=251722.22kj/h=69.923kW
2.平均传热温差
冷
3.冷却水用量
HZ,Qo,25172222
1cpiAti4.174x（36-28）
=753&40kg/〃
28
4.总传热系数K管程传热系数
乞=0.023企（土込）叫沁严
4ZAA
“023x啤x1244&.25叫（业竺竺严
0.020.621
=2642・66W/（m・°C）
壳程传热系数
假设壳程的传热系数ao=290W/（m2・9）；
0.025
2642.66x0.020
+0.000344x
0.025*
0.020
0,0025x0.025
45x0.0225
+。
・。
。
。
】72+疵
污垢热阻Rsi=0.000344m2•C/W,Rso=0.000172in2•GCAV管壁的导热系数X=45W/（m•C）
=3951V/（m-°C）
初选总传热系数395KW/（m2-9C）
（七）、计算传热面积
S69923血
KAJ395x28.96
考虑15%的面积裕度，S=1.15XS"=1.15X6.11=7.03m2
（八）、工艺结构尺寸
（1）管径和管内流速及管长
选用4）25mmX2.5mm传热管（碳钢），取管内流速ui=0・5m/s,选用管长为
L=6m
表3・1换热器常用流速的范围
流速介质
循环水
新鲜水
一般液体
易结垢液
低黏度油
高黏度油
气
体
体
管程流
1.0-
0.8〜
0・5〜
>1.0
0.8-1
0・5〜1
5〜
速，m/s
2.0
1.5
3
.8
.5
30
壳程流
0.5〜
0.5〜
0・2〜
>0.5
0.4-1
0.3-0
2〜
速，m/s
1.5
1.5
1.5
.0
.8
15
（2）管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数
S703
Ns==14.9=15根
Cd0*l3」4x0.025x6
按单程管计算其流速为
V7538.40/（3600x995.7）门“■
U=—；—=；=0.45/n/s
^dfns3.14x0.022xl5
44
（管程）
按单管程设计，传热管过长，宜采用多壳管程结构。
先取传热管长L=6nb则该
换热器壳程数为
传热管总根数N=15*l=15（根）
88-42
36-28
^=5.75
（3）平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数
P==—=0.13
88-2860
按单壳程，单管程结构，温差校正系数应査有关图表。
可得=0.96平均传热温差
Atm=^-^wr=0.96x28.96=27.80°C
（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。
取管心距7・25（lo,则
t=1.25X25=31・25~32（mm）
横过管束中心线的管数
"c=1・而=4.26^4根
、厂
A
£
I
、c
—
—
丿
转热管排列方式——正方形直列
中心管束排列4根管，即正六边形可排2层，按照管心束5计算：
扣除4根拉管，因为是单程所以不用除去中心管束，即：
1+（1+2）X6=19,19-4=15根。
六
（5）壳体内径
采用单管程结构，取管板利用率n=0.7,则壳体内径为
D=1.05ljN/q=1.05x32xJl5/0.7=155.5mm
精确公式D=t（Nc-1）+3do=32*（4-1）+3*25=171mm
圆整可取D=200mm
GB151-89《钢制管壳式换热器》（以下简称GB151）中的3.9.3.2条规定:
“折流板的最小间距应不小于圆筒内直径的五分之一，且不小于50mm。
最大间距应不大于圆简内直径，且满足表3—22的要求”。
表3—22mm
换热管外径d
10
14_
19
25
32
38
45
57
最大无支撑距
800
1100
1500
1900
2200
2500
2800
3200
（6）折流板
采用弓形折流板，取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=0.25X200=50mm,故可取h=100mm。
取折流板间距B=0.3D,则B=0.3X200=60mm,可取B为100mm。
折流板数Nb二传热管长/折流板间距-1=6000/100-1=59（块）折流板圆缺面水平装配。
（7）接管
壳程流体进出口接管：
取接管内乙酸甲酯流速为u=lm/s,则接管内径为
d.；竺42777.80/（3600x995.7）“°珈
1、5・ii\3.14x1
取标准管管径为30mmo
管程流体进出口接管：
取接管内冷却水流速u=1.5】n/s,则接管内径为
4x7538.40/（3600x995.7）^^^
3.14x1.5
1壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式a=0.36A/?
ea55Prl,3（^-）a,4
uiO
deAw
当量直径，由正三角形排列得
厂一冷盗）4（当xO.O322--O.O252）
de=——=—-_厂；=0.020m
矶3.14x0.025
取标准管管径为40mmo
（9）
（1）热量核算
图壳程摩擦系数f°与Re。
的关系
壳程流通截面积
d00?
5
S°=BD（1一丄）=0」x0・2x（l-^^）=0・004m
t0.032
壳程流体流速及其雷诺数分别为
、换热器核算
2777.80/（3600x873）=Q22m/5
0.004
0・02x0・22x873_】
普兰特准数
c1970x0.0002435o“
Pr==3.62
0.1324
粘度校正（匕）。
Jl
=0.36xx15775°目x3.62,/3x1=745W/（m2-°C）
0.02
2管程对流传热系数
a,=0.023i/?
ei08Pr04
管程流通截面积
S}=0.785X0.022xl6/l=0.005nr
管程流体流速
7538.40/（3600x995.7）=042Qm/s
0.005
0.02x0420x995.7=1Q455
0.0008
普兰特准数
n4174x0.0008「
Pr==5.4
0.621
匕=0.023x2^x10455。
"x5・4°4=2303W/（〃『・°C）
0.02
3传热系数K
K=）
乂+&主+匹+心+丄乞①d,xdm50鑫
0.025
1
4传热面积S
2Qo69923v,
S===6A\nr
KNm392.34x27.80
该换热器的实际传热面积Sp
Sp=加3=3」4X0.025x（6-0.06）xl6«7.46m?
该换热器的面积裕度为
H=x100%=7七6.41=1638%要求在10%-30%
S6.41
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
（2）换热器内流体的压力降
①管程流动阻力
EAPi=（AP1+AP2）FtNsNpNs=l,Np=l,Ft=1.4
纠=人丄佔=§£2!
_
1d2・・2
由Re=10455,传热管相对粗糙度0.01/20=0.0005,査莫狄图得入i=0.0375W/m•9,
流速Ui=0.420in/s,p=995.7kg/m3,所以
AP2=3x
995.7x0・42（）2
2
=263・5Pa
M“0375x拾x空警1=98込
工△£=（998+263.5）xl.4xl=l766.1Pa<5kpa
管程压力降在允许范围之内。
②壳程压力降
乞比=（A^+AP2）FlNs
M=1,F/=1
流体流经管束的阻力
gFf<”N小牛
F=0.5
fo=5xl5775-°Q8=o.55]9
ne=4、Nr=59,u0=0.220
.873x0.2202
=0.5x0.5519x5x（59+l）x=1749P«
流体流过折流板缺口的阻力△P,=Np（3.5-兰）匕玉
2RD2
B=0.\myD=0.2mZB、©"；“2x0.1873x0.220’Q11AD
=NrQ・5一——）=59x（3.5一）x=3116Pa
2RD20.22
总压力降工=（1749+3116）x1x1=4865pa<1Okpa
壳程压力降也在合理压力降范围内。
十、设计结果一览表
表格1
换热器形式：
固定管板式
换热面积（m2）:
6.41
工艺参数
名称
管程
壳程
物料名称
循环水
乙酸甲酯
操作压力，Pa
0.3Mpa
0.5Mpa
操作温度，-c
28/36
88/42
流量，kg/li
7538.40
2777.78
流体密度，kg/m3
995.7
873
流速，in/s
0.220
0420
传热量，kVV
69.923
总传热系数，W/m2・K
392.34
传热系数，W/（m2「C）
2303
745
污垢系数，m2・K/VV
0.000344
0.000172
阻力降，Pa
1766.1
4865
程数
1
1
推荐使用材料
碳钢
碳钢
管子规e25mm
管数15
管长mm:
6000
格mm
x2.5mm
管间距，
mm
32
排列方式
正=角形
折流板型式
上下
间距，100
mm
切口高度25%
壳体内径，mm
200
保温层厚度，mm
未知
■j■*—、总结
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。
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。
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。
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，考虑了其他各项问题，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，将导致流体通过换热器的压强降（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釆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，通过本次设计，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。
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