化工原理课程设计管壳式换热器汇总

1、设计一台换热器目录化工原理课程设计任务书设计概述试算并初选换热器规格1. 流体流动途径的确定2. 物性参数及其选型3. 计算热负荷及冷却水流量4. 计算两流体的平均温度差5. 初选换热器的规格工艺计算1. 核算总传热系数2. 核算压强降经验公式设备及工艺流程图设计结果一览表设计评述参考文献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35。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：99000 吨/年苯五、设计要求：1、选定管

2、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。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。1.设计概述1.1 热量传递的概念与意义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。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

3、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士热力学的扩展。3

4、.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）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。（ 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。（ 3

5、）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

6、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。【表】换热器设计要求序特别要求号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3、管壳式换热器的简介管壳式换热器是目前应

7、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）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

8、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。2）主要技术特性：一般管壳式换热器与其它类型的换热器比较有以下主要技术特性：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。二 试算并初选换热器规格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，且均不易结垢，根据两流体的情况，故选择苯走换热器的管程，循环水走壳程。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冷却介质为循环水，取入口温度为：25 ，出口温度为：（25 5 10） 苯的定性

9、温度：Tm804060 2水的定性温度：t m253027.5 2两流体的温差：Tmtm60 27.532.5 由于两流体温差不大于50，故选用固定管板式列管换热器.查化学工程手册化工基础数据化学工业出版社P265 图 4 21 表 4 33可有：苯 0.381 cp =0.381mPa · s水 0.825 cp =0.825mPa · sP238 图 4 15 表 4 16可有：oCp苯0=1.828KJ/( ·C)oCp水 4.176KJ/( ·C)P274 图 4 28(2) 液体导热系数可有：o苯 0.151W/(m ·C)o水 =0

10、.613W/(m ·C)查化工手册上卷山东科学技术出版社两流体在定性温度下的物性数据如下:物性密度 /m3o粘度 mPa·so比热 KJ/( ·C)导热系 W/(m·C)流体苯836.61.8280.3810.151水996.354.1760.8520.6133计算热负荷和冷却水流量4计算两流体的平均温度差暂按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为：而t2t13025PT1 800.091T225由化工原理上册P232 页查图 4 19可得 :t 0.82所以 tmttm，0.9629.0727.9C又因为 0.96> 0.8 ，故可选用单壳程

11、的列管换热器。5试算和初选换热器的规格根据低温流体为水，高温流体为有机物（参见化工原理 P355）有 K 值的范围：2o430 850W/( m·C）,假设 K400W / m2C又因为苯走管程且初选192.mm， L= 4.5m的列管，所以设ui 0.9m / s由 V uid i2ni 可求得：4V115369 4单管程的管子根数：根ni3002436000.01523.142820.9ui4diLi34.826管程数：N p6L所以n N pni4 28108根将这些管子进行排列有图如下：据此初选固定管板式换热器规格尺寸为：壳径 D600 管子尺寸 19× 2mm管

12、程 数 N p4管 长 L4.5 m管子总数 n108管子排列方法正三角形实际传热面积 Snd L 1083.14 0.0154.522.89m 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：Q3.22105433W /( m2）S t m22.8932.5三 工艺计算1. 核算总传热系数1）计算管程对流传热系数iVs1140000000.925 m s （与假设相一致ui0.00477 30024 3600合适）Ai996.325图壳程摩擦系数f 0 与 Re 0 的关系所以2）计算壳程对流传热系数0换热器中心附近管排中流体流通截面积为：式中 h折流挡板间距，取 300 mm；t管中

13、心距，对252.5mm， t 32mm。因为 WC15.4kg / h所以由正三角形排列得：因为 Re0 在 2103 110 6 范围内，故可用下式计算01C p330.551.828 10 0.381100.36Pr0 3Pr00Re00.1514.6d e壳程中水被加热，取1.05 ，0.1511所以00.36(24154)0.55 (4.6) 31.05 484 W / m2C0.053 ）确定污垢热阻管内、外侧污垢热阻分别取为：Rsi0.0002m2C / W (有机液体），Rso0.00017 m2C /W（井水） 4 ） 总 传 热 系 数K 0因为苯为有机物，管子材料选用不锈钢

14、，取其导热系数为为：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oK 0w 16.5W / (m·C)，总传热系数W/m2C ，在传热任务443所规定的流动条件下，计算出的K 0 为 526W / m2C ，其安全系数为：44336020.2 100360故所选择的换热器是合适的。2. 核算压强降1）计算管程压强降前面已算出： ui0.925 m s， Re i1.6225 10 4 （湍流）取不锈钢管壁粗糙度0.1mm 则0.10.0067 ，由化工原理上册第一章P54 的di15Re关系图中查得：0.033 8P1Lui24.5996.325 0.9252所以di2

15、0.0330.01524322Pa对于192mm 的管子4， Ns=12 ）计算壳程压强降其中 Fs1.15， Ns1，Ff 0 nc N Bu02P112管子为正三角形排列，取F=0.4取折流挡板间距h0.15mN BL4.5129折流挡板数：10.15h壳程流通面积A h Dnd00.150.412 0.0190.025m 20cRe0d0u00.0190.2 836.68344 5000.381103，836.6 0.22所以 P1 0.4 0.64 12 29 127710Pa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。四.设计结果一览表项目壳程（循环水）

16、管程（苯）流量， /s15.49.25温度，（进 /出）25/3080/40物定性温度，27.560性密度， /m3996.325836.6比热， kJ/4.1761.828粘度， Pa·s0.825 ×10-30.318×-310导热系数， kJ/m 0.6130.151普兰特数5.295.27结壳体外径， mm600台数1构管径， mm19×2壳程数1参管长， m4.5管心距，32数管数108管子排列正三角形排列传热面积，108.4折流板数29管程数4折流板距， m0.3材质不锈钢主要计算结果壳程管程流速， m/s0.9250.22污垢热阻 ,( &

17、#183;)/W2.0×104×1041.7传热系数， W/（ ·）104014432五经验公式1.管程对流传热系数i ，可用迪特斯和贝尔特关联式：2.壳程对流传热系数0 ，可用关联式计算：3.管程压强降可用：4.壳程压强降可用埃索法：六设备及工艺流程图七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

18、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Wm2C，计算结果为 360W / m2C ，安全系数为 16.8%，满足要求。443 /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 10401Pa， 壳程约为 4432Pa， 都低于要求值（ 50kPa），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。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