化工原理课程设计

化工原理课程设计第1页，课件共28页，创作于2023年2月列管换热器工艺设计

第2页，课件共28页，创作于2023年2月（一）概述一、换热器作用

加热（冷却）器、蒸发器、再沸器、冷凝器等。

二、换热器类型

1、板式（设备紧凑250-1500m2/m3、材耗低15kg/m3、传热系数大、热损失小。承压能力较低、工作介质的处理量小、制造加工较复杂、成本较高）

第3页，课件共28页，创作于2023年2月2、管式（结构简单、制造加工较容易、结构坚固、性能可靠、适应面广。在传热性能和设备的紧凑性上不及板式换热器）

在化工厂占投资比例约为11％在炼油厂占投资比例高达40％第4页，课件共28页，创作于2023年2月三、管式换热器设计简介

列管式换热器设计、制造、检验和验收必须遵循中华人民共和国国家标准“钢制管壳式（即立管式）换热器”（GB151）执行。

按该标准规定：换热器的公称直径DN换热器的传热面积A换热器的公称长度LN换热器的主要部件分为前端管箱、壳体、后端结构（包括管束）三部分。

第5页，课件共28页，创作于2023年2月列管式换热器型号的表示方法：×××DN－Pt/Ps－A－LN/d－Nt/NsⅠ(或Ⅱ)例：AES500－1.6－54－6/25－4I第一个字母代表前端管箱型式第二个字母代表壳体型式第三个字母代表后端结构型式公称直径mm管/壳程设计压力（MPa），压力相等时只写Pt公称换热面积，m2LN公称长度，m；d换热管外径，mm管/壳程数，单程时只写NtⅠ级换热器(或Ⅱ级换热器)第6页，课件共28页，创作于2023年2月列管换热器的工艺设计主要包括以下内容：①根据生产任务和有关要求确定设计方案；②根据计算初步确定换热器结构和尺寸；③核算换热器的传热能力和流体阻力；④确定换热器的工艺结构。第7页，课件共28页，创作于2023年2月（二）无相变列管换热器的工艺设计（冷却器）一、明确设计任务，确定设计方案1、明确设计任务（工艺任务、设计规范要求）2、选择换热器类型列管换热器类型（见下页）3、确定流程（根据流体结垢性、腐蚀性、有无相变、粘度、压力、流速等）第8页，课件共28页，创作于2023年2月固定管板式：制造方便、紧凑、造价低。管外侧不能清洗，温差大时应力大。适用于……浮头式：管束可以从壳体中抽出，便于管间清洗，还会产生应力。但结构较为复杂，造价高，制造安装要求高。适用于…..U型管式：比浮头式结构简单造价低，但管板上排列管子少，各排管子回弯处曲率不同，长度不同，故壳程流体分布不够均匀，影响传热。适用于……填料函式：

第9页，课件共28页，创作于2023年2月1、确定物性数据物料的物性数据:定性温度；密度ρ；比热容Cp热导率λ；粘度μ。载热体物性数据:进口温度=出口温度=定性温度；密度ρ；比热容Cp热导率λ；粘度μ。二、工艺结构设计

第10页，课件共28页，创作于2023年2月2、估算换热面积①热流量Q1=qm1Cp1△t1=qm2Cp2△t2

或Q1=qm1Cp1△t1=qm2r下标1表示工艺流体，下标2表示载热体。

②△Tm

确定相对流动方向，计算△Tm并流与逆流△Tm=（△t1-△t2）/ln(△t1/△t2)折流△Tm=ε△t

△Tm逆第11页，课件共28页，创作于2023年2月③A的估算估算的传热面积AP=Q/(KP△Tm)KP为假设传热系数。表K值大致范围管内（管程）管间（壳程）传热系数K（W/m2.K）水水500--1000水蒸汽1000--4000水有机物100--500第12页，课件共28页，创作于2023年2月④载热体用量qm2若工艺流体被加热，则：Q=Q1+Q2

Q2为热损失，可近似取换热器热流量的3％--5％。qm2=Q/Cp2△t2

若工艺流体被冷却，则：qm2=Q1/Cp2△t2

第13页，课件共28页，创作于2023年2月3、工艺结构尺寸①管径与管内流速表1常用换热管的规格19×2mm25×2.5mm32×3mm表2列管换热器中不同粘度液体的最大流速液体粘度（pa.s）＞1.50.5—1.00.1—0.50.035-0.10.001--0.035＜0.001烃类最大流速(m/s)0.60.751.11.51.82.43第14页，课件共28页，创作于2023年2月表3列管换热器的常用流速流体类型管内(m/s)管间(m/s)一般液体0.5—30.2—1.5海水、河水等易结垢液体＞1＞0.5气体5—303--15表4列管换热器易燃易爆液体允许的安全流速流体类型安全流速(m/s)乙醚二硫化碳苯＜1甲醇乙醇汽油＜2--3丙醇＜10第15页，课件共28页，创作于2023年2月②管程数与传热管根数先按单程计算所需管子根数和管长单程管子根数no:no=4qM内/ρπd2u（qM内管内流体质量流量）

＊按单程计算的管子太长，则应采用多管程。总管长L总:

L总=AP/πd（AP估算的传热面积）单根管长L:按（GB151）推荐单根管长为

1.0，1.5，2.0，2.5，3.0，4.5，6.0，7.5，9.0，12m。管子根数N：N=L总/L管程数m：m=N/no

(取1、2、4、6、8等)实际管子总根数Np：Np=mno

第16页，课件共28页，创作于2023年2月③平均温度差校正及壳程数一般温差校正系数值应不低于0.8。否则应考虑多壳程或多台换热器串联。(R--P1/R—PR)④传热管排列与分程方法

（管板结构尺寸：结构形式、结构尺寸、强度尺寸）

正三角形排列

(最小管间距t=1.25d)正方形排列同心圆排列⑤壳体内径对于多管程:D=1.05t(Np/η)1/2适宜的换热器长径比为6-10，竖直放置的换热器为4-6。第17页，课件共28页，创作于2023年2月⑥折流档板（切口尺寸，档板间距，排列方式，与壳体间隙，厚度，管孔，支持板）切口尺寸：常用值为壳体内径的20%-25%档板间距：最小50mm，最大不大于传热管最大无支撑跨距（且不大于壳体内径）表5最大无支撑跨距（mm）换热管外径1014192532384557最大无支撑跨距8001100150019002200250028003200第18页，课件共28页，创作于2023年2月排列方式：卧式换热器的弓形折流档板的圆缺面可水平或垂直装配。(与壳体间隙)(厚度)(管孔)支承板：具有横向折流档板的换热器不需另设支承板

⑦其它附件（管程隔板，纵向隔板，拉杆与定距管，旁路档板与防冲板）设备支座**⑥⑦两项不需具体设计计算,但工艺条件图上应有所表示.⑧接管(设置必要的接管，管径，管长，接管法兰的要求，排气排液管等)接管大小、位置(接管法兰的要求)排气、排液管第19页，课件共28页，创作于2023年2月三、换热器核算1、Aα内，α外，R垢内，R垢外，K核→A核，并与A实际比较要求:传热面积裕度>15-20%2、△tw

冷流体平均温度tm=0.4t2+0.6t1

层流时tm=0.5(t1+t2)热流体平均温度Tm=0.4T1+0.6T2

Tm=0.5(T1+T2)传热管平均壁温壳体壁温(约等于壳程流体平均温度)壳体壁温-传热管平均壁温=△tw

(大于50时要考虑热补偿)第20页，课件共28页，创作于2023年2月表6各种污垢热阻的大致数值范围(10-5m2℃

/w)水17.6(＜52℃

)35.2(＞52℃)硬水52.8(＜52℃

)88(＞52℃)水蒸汽8.8(不带油)17.6(带油)煤油17.6一般稀无机物溶液88第21页，课件共28页，创作于2023年2月3、流动阻力

管程阻力ΔP内

壳程阻力ΔP外

操作压力P＜105Pa

(绝压)阻力ΔP

＜0.1P

操作压力P=0-105Pa

(表压)阻力ΔP

＜0.5P操作压力P＞105Pa

(表压)阻力ΔP

＜5×104Pa四、确定换热器的工艺结构。换热器主要结构尺寸和计算结果表：表7换热器主要结构尺寸第22页，课件共28页，创作于2023年2月

参数管程壳程流率/(kg/h)进/出温度/℃压力/Pa物性定性温度/℃密度/(kg/m3)比热容/(kJ/(kg·K))热导率/(W/(m·K))粘度/Pa·s普朗特数设备形式台数结构壳体内径/mm壳程数

参数管径/mm

管心距/mm

管长/mm

管子排列

管数目/根

折流板数/个

传热面积/m2

折流板间距/mm

管程数

材质第23页，课件共28页，创作于2023年2月主要计算结果管程壳程

表8主要计算结果五、换热器工艺结构图uαRΔPQΔTmK面积裕度第24页，课件共28页，创作于2023年2月图纸要求:1)制图规范