化工原理课程设计——管壳式换热器课程设计(安全系数为16.25%)

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

化工原理课程设计任务书

一．设计任务

用初温为20℃的冷却水，将流量为（4000+200×学号）kg/h的95%（体积分率）的乙醇水溶液从70℃冷却到35℃；设计压力为1.6MPa，要求管程和壳程的压降不大于30kPa，试选用适当的管壳式换热器。

二． 设计要求

每个设计者必须提交设计说明书和装配图(A2或A3)。

1．设计说明书必须包括下述内容：

封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、符号说明、参考文献以及设计自评等。

2．设计计算书的主要内容应包括的步骤:

1) 计算热负荷、收集物性常数。 根据设计任务求出热流体放热速率或冷流体吸热速率，考虑了热损失后即可确定换热器应达到的传热能力Q；按定性温度确定已知条件中未给出的物性常数。

2) 根据换热流体的特性和操作参数决定流体走向（哪个走管程、哪个走壳程）；计算平均温差。 3) 初步估计一个总传热速率常数K估，计算传热面积A估。 4) 根据A估初选标准换热器；

5) 换热面积的核算。分别按关联式求出管内、外传热膜系数，估计污垢热阻，求出总传热速率常数K核，得出所需传热面积A需，将A需与A实际进行比较，若A实际比A需大15%-25%，则设计成功；否则重新计算。

6) 管程和壳程压力降的核算。 7) 接管尺寸的计算。

3．符号说明的格式：

分为英文字母、希腊字母，要按字母排序，要写出中文名称和单位；

4．参考文献的格式：

按GB7714-87的要求。

一、设计题目：

设计一台换热器

二、操作条件：

1、乙醇水溶液：入口温度70℃，出口温度35℃。

- 1 -

2、冷却介质：循环水，入口温度20℃。 3、允许压强降：不大于30kPa。

三、设备型式：

管壳式换热器

四、处理能力：

8000Kg/h

五、设计要求：

1、选定管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

- 2 -

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.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）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。

- 3 -

换热器在化工生产中，有时作为一个单独的化工设备，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】 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 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 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，底下那台换热器的校核 鞍式支座的校核 换热器设计要求

特别要求 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。

- 4 -

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，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，乙醇水走换热器的壳程，可利用外壳向外的散热作用，增强冷却效果。

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

7035乙醇水的定性温度： Tm52.5℃

23520水的定性温度： tm27.5℃

2两流体的温差： Tmtm52.527.525℃

两流体在定性温度下的物性数据如下:

物性 密度 ㎏/m 流体 95%乙醇 水 804 996 3.28 4.176 0.74 0.852 0.175 0.613 3比热KJ/(㎏·C) o粘度 mPa·s 导热系W/(m·C) o

- 5 -

3．计算热负荷和冷却水流量

QWhCphT1T280003.28103(7035)/36002.551105W

Q2.5510536004Wc1.46610kg/h 3Cp(t2t1)4.17610(3520)

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： tm，t2t17035352023.60C

7035tlnln2(3520)t1 而 Pt2t135200.3

T2t17020 RT1T270352.3

t2t13520 由《化工原理》上册P232页查图4－19可得:t0.83 所以tmttm0.8323.6019.59C 又因为0.83>0.8，故可选用单壳程的列管换热器。

，5．试算和初选换热器的规格

oC）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：280～710W/(m·,

2假设K=300W/m℃

2Q2.551105S43.4m2

Ktm30019.59由于Tmtm7035352025℃＜50℃，因此无需考虑热补偿。 22据此初选固定管板式换热器规格尺寸为：

- 6 -

壳 径 D 管 程 数 Np 管子总数 n 换热器面积m

实际传热面积SndL983.140.025(60.1)45.4m 若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：

2400㎜ 1 98 45.4 管 子 尺 寸 管 长L 管子排列方法 公称压强/MPa Φ25×2.5mm 6 m 正三角形 1.6 2Q2.551105 287W/(m2℃）

Stm45.419.59三、工艺计算

1、核算压强降

1）计算管程压强降

PPPFNi12tp

其中，对于252.5的管子Ft=1.4 又Np=1 管程流通面积Ai4di2n980.0220.031m2 Np41uiVs146600.133m/s Ai36009960.031Reidiui0.020.1339963106 30.85210取不锈钢管壁粗糙度

0.1mm 则

di0.10.005，由《化工原理》上册第一章P5420的Re关系图中查得： 0.034

Lui69960.1332所以 P0.03490Pa 1di20.022

- 7 -

2

P23 则

ui22i9960.2772326Pa

2P90261.41162Pa

，1 2）计算壳程压强降

PP0P2FsNs

，1， 其中 Fs1.15，Ns1，PFf0ncNB1 管子为正三角形排列，取F=0.5

u022

nc1.19n1.199812 设折流挡板间距 h0.15m 折流挡板数：NBL61139 h0.152 壳程流通面积 A0hDncd00.150.4120.0250.0158m

u0Vs80000.175m/s A036008040.0158d0u00.0250.1758044745＞500 30.7410 Re0 f05.0Re0，10.2285.047450.2280.73

8040.17522097Pa 所以 P0.50.731239122hu020.158040.175P2NB3.5293.51315PaD20.4222，

P209713151.1513925Pa

0计算表明，该换热器管程与壳程的压强均满足题设要求

2、核算总传热系数

1）计算管程对流传热系数i

Rei162

- 8 -

Cp4.1761030.852103Pri0.6135.8

图 壳程摩擦系数f0与Re0的关系

所以

i0.0230.4dRe0.8iPri(水被加热）i0.0230.613(162)0.80.4

0.025.8886W/m2C2）计算壳程对流传热系数0

0.55100.36(d)deu0cp3

e0.14流体流过管间最大截面积为 ()

w AhD1d0t0.150.40.025210.0320.013m t管中心距，对252.5mm，t32mm。

- 9 -

uVs80000.21m/s A36008040.013 由管子正三角形排列得：

4(de32233.14td0)4(0.03220.0252)24240.020md03.140.0250.020.21804461930.7410

RedeuCp

Pr03.281030.7410313.87

0.1750.14()0.95 壳程中乙醇水被冷却，取 w，

36 因为 Re0在210～110范围内，故可用下式计算0

00.36

deRe0Pr00.5513(0.14

)w0.175(4619)0.55(13.87)30.95738W/m2C 所以 00.360.02 3）确定污垢热阻

管内、外侧污垢热阻分别取为：

1Rs00.0002m2C/W(有机液体），Rsi0.00017m2C/W（井水）4）

总传热系数K0

管壁热阻可忽略时，总传热系数K0为：

K0110 RsoRsid0d0diidi1

1252521041.71047382088620334W/m2C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299W/mC，在传热

- 10 -

2

任务所规定的流动条件下，计算出的K0为287W/mC，其安全系数为：

2Q2.551105实际所需换热面积S39.04m2

Ktm33419.59裕度H

ApA0A0100%45.439.04100%16.25%

39.04四. 设计结果一览表

项 目 流量，㎏/s 温度，℃（进/出） 定性温度，℃ 密度，㎏/m3 物 比热，kJ/㎏℃ 粘度，Pa·s 性 导热系数，kJ/m℃ 结 构 参 数 普兰特数 壳体外径，mm 管径，mm 管长，m 管数 传热面积，㎡ 管程数 主要计算结果 流速，m/s 污垢热阻,(㎡·℃)/W 传热系数，W/（㎡·℃）

管程（循环水） 4.02 20/35 27.5 996 4.176 0.852×10-3 0.613 5.8 400 Ф25×2.5 6 98 35.2 1 管程 0.133 1.7×104 886 壳程（95%乙醇） 2.22 70/35 52.5 804 3.28 0.74×10-3 0.175 13.87 台数 壳程数 管心距，㎜ 管子排列 折流板数 折流板距，m 材质 1 1 32 正三角形排列 39 0.15 不锈钢 壳程 0.175 2.0×104 738 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：

- 11 -

i0.023diRe0.8Pri0.3

2.壳程对流传热系数0，可用关联式计算： 00.36deRe0Pr00.5513(0.14) w 3.管程压强降可用：

PPPFNi12tpNs

4.壳程压强降可用埃索法：

PP0，1P2FsNs

，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334W/m2C，计算结果为287W/m2C，安全系数为16.8%，满足要求。 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162Pa，壳程约为3925Pa，都低于要求值（30kPa），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限制，且换热器的造价也提高了。因此，只能综

- 12 -

合考虑来选择相对合适的换热器。

然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。在设计的过程中我发现板式换热器采用同一板片组成不同几何尺寸和形状的流道（非对称流道）解决了两侧水流量不等的问题，同时与对称结构相比具有相同的耐压性和使用寿命。总之，通过本次设计，我发现自己需要继 学习的知识还很多，我将会认真请教老师，不断提高自己的知识水平，扩展自己的知识面。

八． 参考文献

[1] 柴诚敬编著.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，2006.03.01 [2] 夏 清、陈常贵主编.化工原理（上册）.天津：天津大学出版社，2005.01 [3]

- 13 -