化工原理课程设计换热器设计

.化

工

原

理：13级化3）班：1320103090.

目

录述3流体流动物性参数6计算热负计算两流初选换热7算10核算总传10核算压强13式1617述17献182

化原课设任书一设题：二操条：80℃50kPa24小三设型：四处能：109000吨/五设要：式六附：出口温度40.5壳体内部空间利用率选定管程流速u（m/s）壳程流体进出口接管流体流速（m/s管程流体进出口接管流体流速（m/s

3

1.计述1.1热传递概念与义量传的概念热量传递是指由于温度差引起的量转移，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中极普遍的一种传递现象。学工与热传递的关系化学工业与传热的关系密切。这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：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要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；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学是热力学的扩展。热的本方式根据载热介质的不同，热传递有种基本方式：热物体各部分之间不发生相对位移子、原子和自由电子等微观粒子的热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差。热流）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制运动的强制对流。此外，流体流过固体表面时发生对流和热传导联合作用的传热过程，4

即是热由流体传到固体表面（或之）的过程，通常称为对流传热。热射热的原因产生的电磁波在空间的传递称为热辐射辐射的特点是：不仅有能量的传，而且还有能量的转移。1.2热器的念、意及基本设计求热器概念及意义：在化工生产中为了实现物料之间量传递过程需要一种传热设备统称为换热器生产中工艺流程的需要着各种不同的换热过程：如加热、冷却、蒸和冷凝。换热器就是用来进行这些热传递过程的设备这种设备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。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备化工炼油等工业生产来说尤为重要器化工生产中作为一个单独的化工设备作为某一工艺设备的组成部分换热器在化工生产中应用是十分广泛的何化工生产中国内还是国外产中都占有主导地位。热器计要求：序号1011

特别要求对事故工况的校核对管箱隔板强度的校核各部件吊耳安装位置的校核浮头式和束固定管板外径延伸使管板兼作试压法兰时的强度校核管板的刚度校核风载荷和地震载荷的校核进出口接管承受管线载荷的校核叠装换热器中，底下那台换热器校核鞍式支座的校核外表油漆干膜厚度的检测封头热压成形时，终压温度的检5

12131.3管壳换热器简介

壳体直线度的检测氢工况的判别及材料要求概述：管壳式换热器是目前应用最为广泛的一种换热器。它包定管板式换热器管壳换热器胀节式换热器换热器、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壳式热器的核心热管作为导热元件换热器的热力性能个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板（或折流杆要决定管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全靠性。作原理：管壳式换热器和螺旋板式换热、式换热器一样属于间壁式换热器热管内构成的流体道称为管程成的流体通道称为壳程和壳程分别通过两不同温度的流体时高的流体通过换热管壁将热量传递温度较低的流体被冷却，温度较低的流体被加热进而实现两流体换热工艺目的。要技术特性1温高压，坚固可靠耐用2、造应用历史悠久，制造工艺及操作维检技术成熟、选材广泛，适用范围大。2.算初换器格2.1体流动径的确本换热器处理的是两流体均不发相变的传热过程两流体的6

3oo3oo情况，故选择循环水走换热器的程，苯走壳程。2.2定流体定性温、物性数据并选择管换热器的式性温冷却介质为循环水，入口温度为℃出口温度为33℃；苯的定性温度：

40T60

℃；水的定性温度t=；两流体的温差：

T6027.532.5m

——两流体温差不大于℃，不考虑热补偿；故选用固定管板式列管换热器。性数

＝＝水

0.381=0.381mPa·s0.807=0.807mPa·sCp＝

0=1.828KJ/(㎏·o

C)Cp水

·

C)

＝

0.151W/(m·

C)

水0.613W/(m·

C)两流体在定性温度下的物性数据物性

导

热

系密度

比热KJ/(·C)

粘度·s流体

·C)苯水

2.3算热负和冷却流量流体量W负荷Q=）/3600=苯7

22i22i流体质量流40753.60699kg/hc水2.4算两流的平均度差按单壳程、多管程进行计算，逆时平均温度差为：均温差′m=△t2—△t1△t2/=[(80-33)-(40-25)]/ln[(80-33)/(40-25)]=℃度矫系数R=(T1-T2)/(t2-t1)=(80-40)/(33-25)=5由《化工原理》上册查图4－19可得

eq\o\ac(△,φ)所

eq\o\ac(△,以)tm=eq\o\ac(△,φ)eq\o\ac(△,*)′m=0.92*28.02=不需要热补偿又因为故可选用单壳程的列管换热器。2.5算和初换热器规格定K：根据低温流体为水体为机工原理K围：·管程管子根数：

假设·℃)因为水走管程且初选25*2.5，L=的管，所以设=1m/s由

i

i

i可求得：V=40753.60699kg/hi

取37热面：08

管程长：Li0oi程数i管数=3*37=111i心距=1.25*25=32mm0过管中心线的管数：n=1.19*n^1/2=13根c算壳：D=1.05*t*（111/0.7）^1/2=423mm

初选管程为取整采用弓形折流板圆缺高度为壳体径的切去的圆缺高度为折流板间距取折流板数=折流板间-B折流板圆缺面水平装配壳程流体进出口接管：取接管内品流速为u1=1m/s则接管内径为d1=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887md1=90mm

取整管程流体进出口接管：取接管内环水流速则接管内径为d2=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m取

整子进行排列有图如下：9

22管板式换热器规格尺寸为：壳

径

管子尺寸

Φ×2.5mm管程数管子总数

管长L管子排列方法

正三角形面积及总传热系数：S1=3.14ndL=3.14*111*0.025*）=51.40965m^2若采用此传热面积的换热器，则求过程的总传热系数为：285.2506706W/(m·℃)3艺算3.1核算传热系数算管对流传热系数iUi=Vi/Ai=4*0.01137/(ni*3.14*di^2)

与假设相一致适=di*ui*995.7/(0.807*10^-3)=i*(0.852*10^-3)/0.613=5.406735751i水

湍流10

，2，2图

壳程摩擦系数f0系所以αi=0.023*(

水

/di)*）*Pri

㎡·算壳程对流传热系数0换热器中心附近管排中流体流通面积为：0.014765625m式中挡板间距，取；

2t

管中心距，对

252.5tmm

。因为W18611.11111(kg/h)所以u=Vs/A0=0.418504475m/s由正三角形排列得：=4(/2*t—3.14/4d)011

2211sosiWmC2211sosiWmC3/20.027151936m0

e

苯

836.6

=0.027151936*0.418504475*836.6/(0.381*0.001)=25016.996520

p

4.6因为范围内且壳程中苯被冷却，取0

μw)=0.915

；0

0

0

3

所以。=W/(㎡℃)定污热阻管内、外侧污垢热阻分别取为：Rsi=W/(℃

0.00017℃

传热数K2忽略管壁热阻、总传热系数K2：1Kd0iii11513.3472272W/(9191.72.048415数为285.2506706W/(

℃

安全系为：12

（513.3472272—285.2506706故所选择的换热器是合适的。溯试：安全系数过高计过程中料浪费主要影响因素之一控制其它条件不变，适当降低管程，减少总管数。回管程计算：Np=2：(W/(㎡η’=(513.3472272-427.876006)/

符合条件Np=1

：K1=855.7520119(W/(㎡K2=513.3472272(W/(㎡η”总数：

不符合条件管距：

根=1.25*25=32mm0横管束中心线的管数：c计壳径：

根D=1.05*t*（74/0.7折板：

取整13

采用弓形折流板圆缺高度为壳体径的切去的圆缺高度为折流板间距取折流板数=折流板间-折流板圆缺面水平装配接：壳程流体进出口接管：取接管内品流速，则接管内径为

d1=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887m取整d1=90mm管程流体进出口接管：取接管内环水流u2=1.5m/s,管内径为

d2=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m取整将些管子进行排列有图如初固定管板式换热器规格尺寸为：壳

径

管

Φ管程数管子总数

74

管L管子排列方法

正三角形实传热面积及总传热系数）=34.2731m^2若采用此传热面积的换热器，则求过程的总传热系数为：427.876006㎡3.2算管程强降

Nsi2t前面已算出：ui=

（湍流）14

，，取不锈钢管壁粗糙度

0.1mm则相对粗糙度摩擦系数所以：

L24.5i0.033d2i

ui22

5115计算得：对于Φ×管子1.4t∑△3.3算壳程强降管数由变为，所以：流通面积：Ａ。壳体流体流速。=0.212264837m/s雷诺准数∑△Ｐ△P1′＋′)*Fs*Ns取Ns=1其中：

满足要求F，n0

u2

管子为正三角形排列，取：F=0.5B

取15

f5.0Re

0.228

0.228

=0.59097359所以△P1′=2280.367627△P2′=2082.601873∑

5017.414926由上面计算可知，该换热器管程壳程的压强均满足题目要求，故所选换热器合适。4计果览项

目

管（环）

壳（）流量，s

16

11温度，℃（出）定性温度，℃

80/4060物

密度，

3

性

比热，℃粘度Pa·导热系数普兰特数

0.720×

0.318×结

壳体外径，

mm

台数

构

管径，

mm

Ф25*2.5

壳程数

参数

管长管数

管心距，㎜管子排列

32正斜45°传热面积，㎡管程数主计结流速污垢热(·传热系数W/·）

壳799.570385

折流板数折流板距材质管4507.304891

39不锈钢5验式5.1管程对流传热系数i——迪特斯和贝尔特关联式：0.023i

di

Re0.8i

0.35.2程对流传热系数0可用关联式计算：0.360

d

0

0

3

5.3程压强降

Nsi2t17

，，，5.4程压强降——埃索法：

FN01s

s6备工流图7计述通过本次课程设计，我对换热器结构、性能都有了一定的