化工原理课程设计列管式换热器设计示例.docx

1、化工原理课程设计列管式换热器设计示例列管式换热器设计说明书设计者： 班级：姓名 ：学号 ：日期 ：指导教师 设计成绩 日期 一、方案简介3二、方案设计41、确定设计方案42、确定物性数据43、计算总传热系数44、计算传热面积55、工艺结构尺寸56、换热器核算7三、设计结果一览表10四、对设计的评述11五、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）六、参考文献12七、主要符号说明12附图一、方案简介本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需

2、要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。二、方案设计某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从93冷却到50。处理能力为1105吨/年。冷却介质采用自来水，入口温度27，出口温度37。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按300天，每天24

3、小时连续运行）1确定设计方案 （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93，出口温度50冷流体。冷流体进口温度27，出口温度37。流程安排说理要充分。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不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。（2）流动空间及流速的确定 管内流体流态最好完全湍流。Re10000，d=0.02，=0.001，=1000，故ui0.5m/由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯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252.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/。 2、确定物性

4、数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程硝基苯的定性温度为：管程流体的定性温度为： 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 硝基苯在71.5下的有关物性数据如下： 密度 o=1154 kg/m3定压比热容 cpo=1.558kJ/(kg)导热系数 o=418.430.910-50.129 W/(m)粘度 o=0.000979 Pas冷却水的定性温度，会随前面的出口温度变化而变化冷却水在32下的物性数据： 密度 i=994.3kg/m3定压比热容 cpi=4.24 kJ/(kg)导热系数 i=0.618 W/(m)粘度 i=0.000818 Pas 3计算总传热系数 （1）

5、热流量 Wo=110510003002413889kg/hQo=Wocpoto=138891.558(93-50)=930479.7 kJ/h=258.5 kW注意的计算。特别是各个温度在公式中的位置。最好绘制计算草图。（2）平均传热温差 （3）冷却水用量 （4）总传热系数K 管程传热系数 （5）壳程传热系数 假设壳程的传热系数o=290 W/(m2)； 污垢热阻Rsi=0.000344 m2/W , Rso=0.000172 m2/W管壁的导热系数=45 W/(m)4、计算传热面积 考虑 15的面积裕度，S=1.15S=1.1519.24=22.12m25、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速

6、及管长 选用252.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s，选用管长为3m。（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 按单程管计算其流速为管内流速大于0.5m/S为佳。接近0.5m/s也可。按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。则该换热器管程数为 (管程)传热管总根数 N=94 (根)（3）平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得平均传热温差（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t=1.25 d0，则 注意：管心束17时，排管数的计算，必须

7、加上弓形位置的管数。参见书中表格。t=1.2525=31.2532(mm)横过管束中心线的管数中心管束排列11根管，即正六边形可排5层。则实际排管数设为102根，其中4根拉杆，再扣除11根中心管束（隔板占据）则实际换热器为87根。（5）壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率0.7，则壳体内径为 圆整可取D400mm （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h0.25400100mm，故可取h100 mm。 取折流板间距B0.5D，则B0.3400200mm，可取B为200。 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=3000/200-1=14(块)

8、折流板圆缺面水平装配。 （7）接管 壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u1.0 m/s，则接管内径为 取标准管径DN60为65 mm3mm。 管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u1.5 m/s，则接管内径为 取76mm6.5mm无缝钢管。6换热器核算 （1）热量核算 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 当量直径，由正三角形排列得 壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普兰特准数 粘度校正 管程对流传热系数 管程流通截面积管程流体流速 普兰特准数传热系数K与假定的K值相差13%，可以接受计算结果。传热面积S该换热器的实际传热面积Sp该换热器的面积裕度为 传热面

9、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 管程流动阻力 Pi=(P1+P2)FtNsNpNs=1, Np=2, Ft=1.5由Re10064.6，传热管相对粗糙度0.01/200.005，查莫狄图得i0.037 W/m， 流速ui0.414m/s，994 .3kg/m3，所以 管程压力降在允许范围之内。壳程压力降流体流经管束的阻力 流体流过折流板缺口的阻力 注意设计要求。壳程压力降也比较适宜。 三、设计结果一览表换热器形式：固定管板式换热面积（m2）:22.2工艺参数名称管程壳程物料名称冷却水硝基苯操作压力，Pa未知未知操作温度，27/3793/50流量，kg/h21

10、945.313889流体密度，kg/m3994.31154流速，m/s0.4140.191传热量，kW258.5总传热系数，W/m2K347.5传热系数，W/（m2）2402.3866.6污垢系数，m2K/W0.0003440.000172阻力降，Pa2185.51800.8程数21推荐使用材料碳钢碳钢管子规格252.5管数98管长mm:3000管间距，mm32排列方式正三角形折流板型式上下间距，mm200切口高度25%壳体内径，mm400保温层厚度，mm未知四、对设计的评述初次接触化工原理课程设计，还荒谬地以为是像其他课程一样是实验类的，听课的时候也一头雾水，根本不知道该做什么，该怎么做，无

11、从下手，只是觉得好难。有一段时间都在观望。所以自己设计的时候只能是根据老师提供的模板，用新的数据代替旧的数据，其他的公式完全照抄，花了一天时间，终于把计算部分完成了。裕度15，在合理范围内，但是，一看压力降，彻底崩溃了，12多千帕，天啊，完全不合理。再细看模板和自己的设计的时候，发现了很多问题，我的设计根本是行不同，果真用这设计的话，也是谋财害命。所以我决定重新来过。这时离交作业还有三天，做出来的裕度居然一直都在50以上，重新分析计算的过程中也出现了几次错误，由于急于求成，算出来后的结果偏离太多，检查才发现部分数据出现了错误，而且老师给的模板里面也有一些错误，这样照搬下去的一些公式就除了问题了

12、，只好静下来认真地理解和消化原有的一些公式，这样又一次重新算过。因此，有花了一天的时间在计算上。那么接下来就是画图了，由于学过机械制图，以为画图比较简单，5个小时左右可以完成，谁知道，画图更难，这主要是因为在设计的时候，没有兼顾考虑到画图，因此设计出来的管数很难安排，冥思苦想了好久，换了好多方案，查了好多资料，换了多种排列方法，还是行不通。最终，只好把管数安排成易于排列的数目，才解决了这个问题。其实，在整个过程中，虽然遇到了很多问题，也犯了不少错误，但是自己真的学到了很多东西，比如word文档公式的运用，比如如何使自己的设计更加合理，这就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法

13、，才能达到事半功倍的效果。我觉得，如何查找数据也很重要，假如自己查不到数据，接下来的工作完全没办法做，假如查的数据是错误的，那设计出来的东西也是错误的，而且很可能导致严重的后果。五、附图（见附页）六、参考文献化工原理，王志魁 编，化学工业出版社，2006.化工设备设计，潘国吕，郭庆丰 编著，清华大学出版社，1996.化工物性算图手册，刘光启等 编著，化学工业出版社，2002.生物工程专业课程设计，尹亮，黄儒强 编.石油化工基础数据手册 化学化工工具书等.七、主要符号说明硝基苯的定性温度T冷却水定性温度t硝基苯密度o冷却水密度i硝基苯定压比热容cpo冷却水定压比热容cpi硝基苯导热系数o冷却水导热系数i硝基苯粘度o冷却水粘度i热流量Wo冷却水流量热负荷Qo平均传热温差总传热系数管程雷诺数温差校正系数管程、壳程传热系数 初算初始传热面积传热管数初算实际传热面积S管程数壳体内径D横过中心线管数折流板间距B管心距t折流板数NB接管内径 管程压力降当量直径壳程压力降面积裕度H这个隔板是不存在的。尺寸数据与计算结果不符。