化工原理课程设计(余志伟)

1、化工原理课程设计题目120万吨冷却器的工艺设计换热器的设计学 院：化学化工学院专 业：化学工程与工艺姓 名：余志伟学 号：2011133108指导教师：胡粉娥日 期：2013年10月21日摘 要列管换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，它不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备。由于工业生产中所用华北热气的目的和要求各不同，换热设备的类型也多种多样。按换热设备的传热方式划分主要有直接接触式、蓄热式和间壁式三类。虽然直接接触式和蓄热式换热设备具有结构简单、制造容易等特点，但由于在换热过程中有高温流体和低温流体相互混合或部

2、分混合，实在其作用上受到限制。而间壁式换热器的特点则是冷热流体被固体壁面隔开，不相混和，因此工业上所用换热设备以间壁式换热器居多。 列管式换热器在化工生产中主要作为加热（冷却）器、蒸发器再沸器和冷凝器使用。在这些不同的传热工程中，有些为无相变化传热，有些是有相变化传热，的传热机理，则就遵循不同的流体力学和传热规律，因此在设计上就存在着一些差别。关键词： 1) 实际化工生产过程中换热设备的作用；2) 换热设备的分类和各自的优缺点；3) 最常用和最常见的换热器；4) 进行换热器设计的重要意义；目录1概述1.1.换热器的应用- 3-1.2换热器的常见类型- 3 -1.3新型的换热器- 6-2工艺计算

3、及结构设计2.1设计任务及设计条件- 8-2.2设计方案的确定- 8-2.2.1换热器类型的选择- 8-2.2.2流程安排- 8 -2.3确定物性数据- 9 -2.4估算传热面积- 10 -2.4.1热流量- 10 -2.4.2平均传热温差- 10 -2.4.3.传热面积- 12 -2.4.4.冷却水用量- 12 -2.5换热器的选择- 12 -2.5.1管径和管内流体流速- 12 -2.5.2壳程流体流速的选择- 12 -2.5.3管长及管程数- 12 -2.5.4标准换热器的选择- 13 -2.5.5主要参数的核算- 13 -2.6结构设计- 14 -2.6.1壳体- 14 -2.6.2管

4、箱封头- 15 -2.6.3接管- 16 -2.6.4管箱分程隔板- 17 -2.6.5折流板- 17 -2.6.6其他附件- 18-2.7换热器核算- 18-2.7.1传热面积核算- 18 -2.7.2壁温计算-19-2.7.3换热器内流体的流动阻力- 20-3结论4设计过程的评述和有关问题的讨论换热器的设计1 概述1.1.换热器的应用换热器是化学、石油化学及石油冶炼工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，它不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备，通常在化工的建设中换热器投资比例为11%，在炼油厂中高达40%。按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、

5、蒸发器和再沸器等。根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。将在后面做重点介绍。直接接触式换热器又称混合式换热器。在此类换热器中，冷、热流体相互接触，相互混合传递热量。该类换热器结构简单，传热效率高，适用于冷、热流体允许直接接触和混合的场合。常见的设备有凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷凝器等。蓄热式换热器又称回流式换热器或蓄热器。此类换热器是借助于热容量较大的

6、固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。当蓄热体与热流体接触时，从热流体处接受热量，蓄热体温度升高后，再与冷流体接触，将热量传给冷流体，蓄热体温度下降，从而达到换热的目的。此类换热器结构简单，可耐高温，常用于高温气体热量的回收或冷却。其缺点是设备的体积庞大，且不能完全避免两种流体的混合。工业上最常见的换热器是间壁式换热器。根据结构特点，间壁式换热器可以分为管壳式换热器和紧凑式换热器。紧凑式换热器主要包括螺旋板式换热器、板式换热器等。管壳式换热器包括了广泛使用的列管式换热器以及夹套式、套管式、蛇管式等类型的换热器。其中，列管式换热器被作为一种传统的标准换热设备，在许多工业部门被大量采用。列管式换热

7、器的特点是结构牢固，能承受高温高压，换热表面清洗方便，制造工艺成熟，选材范围广泛，适应性强及处理能力大等。这使得它在各种换热设备的竞相发展中得以继续存在下来。使用最为广泛的列管式换热器把管子按一定方式固定在管板上，而管板则安装在壳体内。因此，这种换热器也称为管壳式换热器。常见的列管换热器主要有固定管板式、带膨胀节的固定管板式、浮头式和U形管式等几种类型。1.2换热器的常见类型根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。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 刚性结构 用于管壳温差较小的情况（一般50），

8、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

9、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，适用于从高温炉气中回收热能的场合 1.2.1 固定管板式换热器这类换热器如图1-1所示。固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱

10、开，从而发生介质的泄漏。1.2.2.U型管换热器U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。1.2.3. 浮头式换热器浮头式换热器的结构如下图1-3所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿

11、轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。1.2.4.填料函式换热器填料函式换热器的结构如图1-4所示。其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。其缺点是填料函乃

12、严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。1.3新型的换热器 螺旋折流板换热器麻花扁管换热器 麻花扁管的制造包括“压扁”和“热扭”两个工序。由于管子结构独特是管程和壳程同时处于螺旋流运动，促进了湍流。该换热器的传热系数叫现有换热器提高40%，而压力降几乎相等。特点：改进了传热，减少了污垢，真正逆流，无振动，节省空间，无折流元件，降低了成本。 Hitan绕丝花环换热器 该型换热器是英国Cal Gavin Ltd公司开发的一种新产品,采用一种称之为Hitan matrix elements的丝状花内插物,可使流体在低速下产生径向位移和螺旋流相叠加的三维复杂流动,可

13、提高诱发湍流和增强沿温度梯度方向上的流体扰动,能在不增加阻力的条件下大大提高传热系数。 内插件不仅可以促进管内流体形成湍流,同时可以扩大传热面积,提高传热效率。目前,管内内插物主要是利用各种金属的条、带、片和丝等绕制或扭曲成螺旋形,如麻花铁、螺旋线、螺旋带及螺旋片等,或冲成带有缺口的插入带。气动喷涂翅片管换热器俄罗斯提出了一种先进方法，即气动喷涂法，来提高翅片化表面的性能。其实质是采用高速的冷的或稍微加温的含微粒的流体给翅片表面喷镀粉末粒子。通常在实践中翅片底面的接触阻力是限制管子加装翅片的因素之一。采用在翅片表面喷涂AC-铝,并添加了24A白色电炉氧化铝的试验，将试验所得数据加以整理,便可评

14、估翅片底面的接触阻力。得出的结论是:气动喷涂翅片的底面的接触阻力对效率无实质性影响。气动喷涂法不但可用于成型,还可用来将按普通方法制造的翅片固定在热换器管子的表面上,也可用来对普通翅片的底面进行补充加固。可以预计,气动喷涂法在紧凑高效的换热器生产中将会得到广泛应用2工艺计算及结构设计2.1设计任务及设计条件冷凝物料：甲苯甲苯入口温度100，出口温度50冷却介质：循环水，入口温度18，出口温度42允许压降：105Pa每年按330天算，每天24小时连续运行处理1.2×106 t/a (a表示年) 2.2设计方案的确定2.2.1换热器类型的选择两流体温度变化情况：热流体进口温度100，出口

15、温度50；冷流体进口温度18，出口温度42，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差不大，满足，因此初步确定固定管板式换热器，且不需考虑补偿圈。2.2.2流程安排在浮头式换热器中，对于流体流径的选择一般可以考虑以下几点： (1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便清洗和检修。 (3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。 (4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。(5) 

16、;被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。(7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。丛两物流的操作压力看，应使甲苯走管程，循环水走壳程。但由于循环水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，甲苯走壳程。2.3确定物性数据定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体

17、，其定性温度可取流体进口温度的平均值。故管程循环水的定性温度为 （化工原理1（上）第二版（夏清、贾绍义主编）（天津大学出版社）壳程甲苯流体的定性温度为 （化工原理1（上）第二版（夏清、贾绍义主编）（天津大学出版社）根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对甲苯来说，最可靠的物性数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取定性温度下甲苯和循环水的物性数据。甲苯在75下的有关物性数据如下：物性密度o（kg/m3）比热容Cpo(kJ/(kg·0C)粘度o(Pa·s)导热系数o(W/(m·0C)甲苯812.6 1.867 0.000350.145循环冷却水在30

18、下的物性数据：物性密度i（kg/m3）比热容Cpi(kJ/(kg·0C)粘度i(Pa·s)导热系数i(W/(m·0C)水995.74.1740.00080070.61762.4估算传热面积2.4.1热流量考虑到节假日以及设备检修等，把一年的实际设备运转时间折合为，一年330天，一天24小时。甲苯流量 （化工原理1（上）第二版（夏清、贾绍义主编）（天津大学出版社） （化工原理1（上）第二版（夏清、贾绍义主编）（天津大学出版社）2.4.2平均传热温差按单壳程多管程进行计算，对逆流传热温度差进行校正根据化工原理1（上）第二版（夏清、贾绍义主编）（天津大学出版社）得逆流传

19、热温差为而 所以修正后的传热温度差为 2.4.3.传热面积由化工原理（上）P234，查得循环水与甲苯之间的传热系数在430-850w/(m2.oC)，初步设定K=520w/(m2.oC)。根据化工原理（上）P235，公式（4-43）估算的传热面积为 （化工原理1（上）第二版（夏清、贾绍义主编）（天津大学出版社）2.4.4.冷却水用量2.5换热器的选择2.5.1管径和管内流体流速选用25×2.5的传热管（碳钢管），管内径di×2=0.02，取管内流速=1.2m/s2.5.2壳程流体流速的选择由于甲苯走壳程，流速一般为0.21.5m/s，取壳程流体流速为=1.0m/s.2.5.

20、3管长及管程数根据化工原理课程设计7P62，公式3-9可依据传热内径和流速确定单程传热管数 按单管程计算，所需的传热管长度为 按单管程设计，传热管过长，现取传热管长l=7，则该换热器管程数为 热管总根数 N=105×4=420(根） 2.5.4标准换热器的选择壳 径 D900管 子 尺 寸25×2mm管 程 数 4管 长L7 m管子总数 n420管子排列方法正三角形2.5.5主要参数的核算2.5.5.1壳程表面传热系数根据式322得：当量直径，依式323b得壳程流通截面积，依式325得壳程流体流速及其雷诺数分别为：普朗特数粘度校正系数 .2 管内表面传热系数按式332和式3

21、33有管程流体流通截面积管程流体流速普朗特数2.6结构设计2.6.1壳体采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。其中，每程内的正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。由化工过程及设备课程设计图3-13取管心距t=1.25，则t=1.25×25=31.2532(mm)。采用多管程结构，取管板利用率 =0.7，由流体力学与传热P206，公式4-115，得壳体内径为 圆整可取 D=900mm。2.6.2管箱封头长轴长等于壳体直径为Dg=900mm，短轴长为+=225+40=265

22、mm，壁厚为S=12mm。公称直径Dgmm曲面高度h1mm直边高度h2mm壁厚Smm内表面积F （）容积Vm3质量GKg9002252530.9450.11222.54430.2538.06645.2752.68860.9968.54010100.9880.12179.6121297.21414113161612918181475020201.020.1271682222186242420426222282.6.3接管壳程流体进出口接管：取接管内甲苯流速为 u1.0 m/s，则接管内径为 d=0.257m经圆整采用273mm×9.5mm 热轧无缝钢管(GB8163-87) ,取标准管

23、径为273mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u1.5 m/s，则接管内径为d=0.183m 经圆整采用194m×17mm 热轧无缝钢管( GB8163-87) ,取标准管径为194mm.2.6.4管箱分程隔板采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。其中，每程内的正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。由化工过程及设备课程设计图3-13取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.2532(mm)。 由化工原理2（上）P282，公式（4-119）

24、，得横过管束中心线的管数为 由化工单元过程及设备课程设计P67页，公式（3-16），隔板中心到离其最近一排中心距离，取各程相邻管的管心距为44mm。其前后箱中隔板设置和介质的流通顺序按化工过程及设备课程设计图3-14选取。2.6.5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取折流板间距 B=0.3D，则B=0.3×900=270mm 取板间距B=270mm折流板数 2.6.6其他附件2.7换热器核算2.7.1传热面积核算2. 污垢热阻和管壁热阻按表310，可取管外侧污垢热阻管内侧污垢热阻管壁热阻按式334计算，依表311，碳钢在该条件下的热导率为

25、50W/m·K。所以传热系数Kc依式321有641.74（） 传热面积裕度依式335可得所计算传热面积Ac为：该换热器的实际传热面积Ap该换热器的面积裕度按式336计算为传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。2.7.2壁温计算因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁度可按式342计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为了确保可靠，取循环水冷却进口温度为18，出口温度为42计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应按最不利的操作条件

26、考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式442有式中液体的平均温度和气体平均温度分别按式344和345计算为传热管平均壁温44壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T75。壳体壁温和传热管壁温之差为该温差不大，故不需设温度补偿装置。由于换热器壳体液体压力较高，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。2.7.3换热器内流体的流动阻力 2.7.3.1 管程流体阻力依式347349可得Ns=1 ，Np=2由Re=2944.3，传热管对粗糙度，查莫狄图得0.04，流速u=1.299m/s，995.7kg/m3，所以管程流体阻力在允许范围之内。2.7.3.2 壳程阻力按式350354计算Ns=1，Fs=1流体