化工原理课程设计报告换热器

1、化工原理课程设计任务书 （ 1）一、设计题目：设计一台换热器二、操作条件：1. 苯：入口温度80C,出口温度40C。2. 冷却介质：循环水，入口温度35 C。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：1. 99000 吨/ 年苯五、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。一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程1. 选定管壳式换热

2、器的种类 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。 与其他种类的换热 器相比，其主要优点是： 单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好； 此外， 结构简单， 制造的材料范围较广， 操作弹性也较大等。 因此在高压高温和大型装 置上多采用管壳式换热器。管壳式换热器中， 由于两流体的温度不同， 管束和壳体的温度也不相同， 因 此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50C以上）时，就可能 由于热应力而引起设备变形， 甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。 根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。（ 1） 固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便

3、宜，但管外不能机械清洗。此 种换热器管束连接在管板上， 管板分别焊在外壳两端， 并在其上连接有顶盖， 顶 盖和壳体装有流体进出口接管。 通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。 同时 管子和管板与外壳的连接都是刚性的， 而管内管外是两种不同温度的流体。 因此， 当管壁与壳壁温差较大时， 由于两者的热膨胀不同， 产生了很大的温差应力， 以 致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50C以 上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在 壳壁与管壁温差低于60-70 C和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强

4、超过 0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。 其结果如下图所示：2） 浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接， 以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称 之为“浮头” , 所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉 出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差 大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结 构复杂，造价高。其结构如下：浮头式换热越1-ffWHi*. z 壳程B 浮头(3) U型管换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出

5、清洗，管子 可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的 管子少。其结构如下图所示：(4)填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮 头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易 爆和有毒的介质。其结构如下：由设计书的要求进行分析：一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为 5°C 10°C。缺水地区选用较 大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔” ，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6C,即冷却水的出口温度为31 Co Tm-t =80+40_25+31=32 c <

6、;50C，且允许压强降不大于50kPa,可选择固定管板式换2 2热器。2. 工艺流程图主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程， 苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管 A进入换热器管程。两物质在换 热器中进行换热，苯从80C被冷却至40C之后，由接管D流出；循环冷却水则 从25C变为31C，由接管B流出 二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计1.估算传热面积，初选换热器型号(1)基本物理性质数据的查取冷却介质为循环水，取入口温度为：35 C,出口温度为：40 C苯的定性温度：Tm8

7、04060 C2水的定性温度：tm354037. 5 C2两流体的温差：Tmtm6037 522 5 C根据化学工程手册件苯和水的物性为：.化工基础数据化学工业出版社 分别查得在此条物性 流体v密度kg/m4. 174104030比热容kJ /(kg C)粘度/Pas导热系数W/(m C)苯829.31.9750.4540.127水993.24.1740.7050.628QWhCph TiT2990001033002436003. 819kg / s3.8191. 975103(80 40)301736W(2)热负荷计算冷却水流量30173614. 46 kg s 52048 kg h(3)

8、确定流体的流径该设计任务的热流体是苯，冷流体为水，本换热器处理的是两流体均不 发生相变的传热过程，为使苯通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，且水 易结垢，令苯走壳程，水走管程。(4) 计算平均温差暂按单壳双管程考虑，先求逆流时平均温差。苯：冷却水： t80404054035tmt2 Xt2In -80404035 小168C ,80 40In计算R和P:40 3580350.111T T2 t2 ti80 40840 35由R、P值，查教材图4-19 (a), t 0. 85所以 tm t tm0.85 16 8 14.28C又因为0.85> 0.8，故可选用单壳程的列管换热器(5)选

9、K值，估计传热面积。参考附录相关资料，对于黏度低于 0.5x10-3 Pa - s和水体系，可取K=48CW/(m C)，则 SK tm301736 一 244 m48014. 28初选换热器型号由于两流体温差<50C，可选固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系 列标准，初选型号为公称直径/伽450管子尺寸/伽 25x2.5公称压强/MPa1.0管长/m4.5公称面积/ m246.6管子总数135管程数1管子排列方法正方形斜转45°中心排管数13管程流通面积0.0424实际传热面积 S n dL 135 3. 14 0.0254. 50. 146.6 m2采用此换热器，则要求

10、过程的总传热系数为K S tm30176346. 6214.28453. 4W/( mC)2.核算压强(1)管程压强降PP2 FtNpNs其中 Ft= 1.4 ，Ns=1，Np=1。管程流通面积4di-0. 0224空 0. 0424m21管程流速:Ui993. 20. 04240. 343m/ s管内雷诺数Redi Ui0. 020. 343993. 20. 705109664(湍流)取管壁粗糙度 0.1mm ,di0. 10. 005 ,查（夏清等.化工原理（上册）天津：天津大学出版社,20052图1-27,由Re关系图中查得:入=0.036;所以Ldi2Ui20. 0364. 50?02

11、竺二 0.343473Pa2管程压强降:P2993. 220. 3432175Pa4731751.4907Pa100000Pa符合工艺要求；（2）壳程压强降R FsNs其中，Ft 1.15Ns 1R FfnNB1)2流）管子为正三角形排列,nc取折流挡板间距Nb壳程流通面积:壳程流速:壳内雷诺数:壳程流体摩擦因数0.41.1 13513Re0. 07m4. 50. 07h(DVLA63ncd)0.07(0.45 140. 025)0. 007m23. 819829. 30.0070. 52m/s0. 0250. 52829. 310 30.45423746 > 500 (湍f。0.228

12、5. 0 Rq5. 023746 0.2280.5所以Pl0.4 0.5 1363 1829.30.522218657PaP2NB 3. 52h02 uo 2633. 520.070. 45829. 30. 52222525PaP018657 22525 1.1547359Pa50000Pa计算表明，管程和壳程的压强降都能满足设计的要求3. 核算总传热系数（1）管程对流传热系数iRe 9664(湍流)PriCp4.1741030.705 X 10 34.690. 6280. 023 di0.8Re Pri0.40. 023 0-628 (9664)0.8(4.69 产40. 022067W/(

13、 m2壳程对流传热系数由式deUx 0.14省0.36(孑)(一)()(一)计算dew取换热器列管之中心距t 32mm。则流体通过管间最大截面积为hD(1)0.070.45(10. 0069m2t0.032U0Vs.A4. 6829. 30. 00690.8 m/ sde4(0. 03220. 0252)二0. 027m0. 025RedeU0.0270.8829.30. 45410 339455Prcp1.9751030. 454103-7.06壳程中的苯被冷却，取(一)0.140. 99。所以w0 1270.36(39455)0.55(7. 06)1/30.991084W/( m2 C)0

14、. 027参考教材附录管内、外侧污垢热阻分别取为& 20 104mf C/W R。1.7 104mf C/W(3)总传热系数。忽略管壁热阻时,RsoRsd i_110 840. 000170 . 00020 . 0250. 020. 02520670. 0251 3.5 W / m2C由前面的计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为453. 4W/ m2C，在规定的流动条件下，计算出的Ke为513.5W (m2 C)，故所选择的换热器是合适的安全系数为:513.5453. 4453. 4100%13.3 %(满足要求，即在范围之内：10%- 25%三、设计结果一览表参数管程（

15、冷却水）壳程（苯）流量 /(kg/s)14.463.819进/出口温度/r35r 40 r80r 40 r压强降MPa50kPa<=物 性定性温度/r37.560密度 / (kg/m3)993.2829.3定压比热容/kJ/ (kg? C )4.1741.975黏度/ (Pa? s)0.705 X 10 30.454 X 10 3导热系数/ (w/m? c )0.6280.127设备结构参数形式固定管板式壳程数1壳体内径/ mm450台数1管径/ m25X 2.5管心距/32管长/ m4500管子排列正三角形管子总数/根135管程数1传热面积/ m246.6材质不锈钢主要计算结果管程壳程

16、流速/ （ m/s）0.3430. 66表面传热系数/W/ （卅? C ）137765135污垢热阻/ （卅? C/W）0.000200.00017压强降/Pa90747359热流量/W301736传热系数/W/ （卅? K）513.5安全系数/%13.3四、设备简图五、对本设计的评述及有关问题的讨论经过连续一周的奋战，化工原理课程设计终于告一段落。对这次化工原理课程设计，我充分认识到实践来自理论，又高于理论。 这次专业性较强的课程设计，让我认识到：课堂上理论知识掌握的再好， 没有落实到实处，是远远不够的。换热器的设计，从课本上简单的理论计 算，到根据需求满足一定条件的切实地进行设计，不再仅仅

17、包括呆板单调 的计算，还要根据具体要求选择、区分和确定所设计的换热器的每一个细 节，我觉得这是最大的一个挑战。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4534W/

18、m2 C，计算结果为5135W/ * C，安全系数为13.3%,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 907Pa,壳程约为77166PQ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（