化工原理换热器课程设计

1、化工原理课程设计一 化工原理课程设计任务书1 设计题目：换热器选型设计2 设计所需基础数据： 换热介质 原油 柴油 流量Kg/h 60000 入口温度 100 210出口温度 1103定性温度下有关物性数据： 密度Kg/m3 800 710 比热J/KgK 2200 2500 粘度Pas 0.0045 0.0011 导热系数w/mk 0.13 0.132 允许压降KPa 150 100 垢阻m2W 0.0006 0.00044 设计要求： （1）进行传热计算和压降计算。 （2）确定换热器的最佳型号及台数。 （3）对设计结果进行分析讨论。 （4）画出结构示意图并标出主要工艺参数。二 概述在不同温

2、度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。 换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过

3、热器等。换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等）。 完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求。（1）合理地实现所规定的工艺条件（2）安全可靠表21 传热器的结构分类类型特点间壁式管壳式列管式固定管板式刚性机构用于管壳温差较小的情况（一般50），管间不能清洗带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力

4、较高的介质内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板式可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用作回收低温热能平板式结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触蓄热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气

5、中回收热能的场合 一 试算和初选换热器规格1流径的选择 从柴油和原油的粘度与流量之比上来看，原油应流于壳内，因其粘度与流量之比大于原油，在有折流挡板的壳程内流动时，流速和流向的不断改变，在低Re值（大于100）即可达到湍流，以提高对流传热系数。2 计算热负荷和冷却流体的流出温度 Q=WhCphT1-T2=600002500210-1103600=.67W t2=Q3600WcCpc+t2=.672200+100=1553 计算两流体的平均温度差逆流时平均温度差 热流体 210 110 冷流体 155 100 t 55 110 tm=t2-t1lnt2t1=110-55ln11055=26.4

6、P=t2-t1T1-t1=155-100=0.5 R=T1-T2t2-t1=210-100=1.82由化工原理教材图4-19（d），查得 t=0.95，四壳程 校正后得tm=ttm=0.9526.4=25.084 初选换热器规格 由经验值，假设K=165，故传热面积S=QKtm=.6716525.08=1006.88m2由于壳程隔板在制造，安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而是将几个换热器串连使用，以代替壳方多程。故须串联四个单课程换热器。每个换热器的换热面积为S4=251.7m2，因柴油流量及粘度都比较大，故采用252.5传热管；为了提高管内流速采用6m长传热管，多管程

7、，但为了不至于据此，按换热器系列标准中选定G9002.5256.6有关参数见下表壳径/mm 900管子尺寸/mm 252.5公称压力/MPa 2.5管长/m 6公称面积/m2 256.6管子总数 554管程数 4管程流通面积/m2 0.0435管子排列方法 正方形斜转45度台数 4台若选此型号换热器，则要求总传热系数为Ko=QStm=.674256.625.08=161.86Wm2二 核算压力降1 管程压力降 Pi=P1+P2FtNsNp其中Ft=1.4，Ns=4，Np=4；P1=ldiui22P2=3ui22管程流通面积Ai=0.0435m2 ui=VsAi=7100.0435=0.54ms

8、 Rei=diui=0.020.547100.0011=6966(过渡流)设管壁粗糙度=0.1mm，di=0.005,由Nikuradse和karmen公式 1=2log10d+1.14解得=0.03 , 且满足条件dRe0.005,则P1=ldiui22=0.0360.028000.5422=931.662PaP2=3ui22=37100.5422=310PaPi=P1+P2FtNsNp=931.662+3101.444=27825Pa2 壳程压降 Po=P1+P2FsNs其中Fs=1.15，Ns=4，P1=FfoncNB+1uo22, P2=NB3.5-2hDuo22;管子为正方形排列并斜

9、转45，故F=0.4，nc=1.19n=1.19554=28折流挡板间距h=0.3m,折流挡板数NB=lh-1=60.3-1=19,壳程流通面积Ao=hD-ncdo=0.30.9-280.025=0.09m2,uo=8000.09=0.479msReo=douo=0.0250.4798000.0045=2128壳程流体的摩擦系数fo=5.0Reo-0.228=5.02128-0.228=0.87故P1=FfoncNB+1uo22=0.40.8728208000.47922=17885Pa P2=NB3.5-2hDuo22=193.5-20.30.98000.47922=4940Pa则 Po=P

10、1+P2FsNs=17885+49401.154=.9Pa上述计算表明，管程和壳程压力降都能满足题设的要求。三 核算总传热系数 1 管程对流传热系数ii=0.027diRe0.8Pr13式中，因为管内为热流体，因此 =0.95。Rei=6966（过渡流）Pri=cp=25000.00110.132=20.833式中为过渡流下的校正系数=1-Re1.8=0.927故i=0.0270.1320.0269660.820.833130.950.927=512.19Wm22 壳程对流传热系数oo=0.36dedeuo0.55cp13w0.14取换热器列管之中心距t=32mm。则流体通过管间最大截面积为A

11、=hD1-dot=0.30.91-0.0250.032=0.059m2uo=VsA=36000.059=0.729msde=4t2-de24do=40.0322-40.02520.025=0.027mReo=deuo=0.0270.7298000.0045=3499Pro13=cp13=4.24壳程中原油被加热，取w0.14=1.05则o=0.360.130.02734990.554.241.05=686Wm23 污垢热阻 由课程设计任务书可得，管内外污垢热阻分别为Rsi=0.0004m2WRso=0.0006m2W4 管壁热阻换热管的壁厚b=0.0025m,经查阅资料可得钢的导热系数=45W/(m).b=0.=0.m2/W5 总传热系数Ko=11o+Rso+b