1化工原理课程设计换热器

1、化工原理课程设计 1、2、3、4、四、五、1、2、3、4、5、设计题目:设计一台换热器操作条件:煤油：入口温度140C，出口温度40C。冷却介质：循环水，入口温度 35 Co允许压强降：不大于1X l05Pa。每年按330天计，每天24小时连续运行。设备型式:管壳式换热器处理能力:114000吨/年煤油设计要求:选定管壳式换热器的种类和工艺流程。管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸设计。设计结果概要或设计结果一览表。设备简图（要求按比例画出主要结构及尺寸）。对本设计的评述及有关问题的讨论。第1章设计概述1、1热量传递的概念与意义1（205） 1、1、1传热的概念所谓的传热（又称热传递）就是间

2、壁两侧两种流体之间的热量传递问题。由热力学第二定律可知，凡是有温差存在时，就必然发生热量从高温处传递到低 温处，因此传热是自然界和工程技领域中极普遍的一种传递现象。1、1、2传热的意义化工生产中的很多过程和单元操作，都需要进行加热和冷却，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。所以传热是最常见的重要单元操作之一。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。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以

3、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。归纳起来化工生产中对传热过程的要求经常有以下两种 情况：强化传热过程，如各种换热设备中的传热。削弱传热过程，如设备和管道的保温，以减少热损失。1、2换热器的概念与意义2 1、2、1换热器的概念在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交设备，简称为换热器。在换热 器中至少要有两种不同的流体，一种流体温度较高，放出热量：另一种流体则温 度较低，吸收热量。1、2、2换热器的意义热交换设备是工业生产中为实现物料之间热量传递的一种工艺设备。在化 工、炼油、动力、原子能等众多的工业部门和行业中，广泛使用

4、加热器、冷却冷凝器及其他热交换设备来满足一定的工艺生产条件；由这些设备构成的换热系统 的状况，对整个化工过程的正常进行及整个化工系统的投资与操作费用关系重 大。在一般化工厂的建设中，换热器约占总投资的10%-20% ;在石油炼厂中，换热器约占全部工艺设备投资的 35%-40%。因此，在能源日趋紧张的今天，合理设置及使用换热器尤其重要。此外，随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高,因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃。由此可见，换热器在我们的生活中占据着一定的意义。1、3换热器的分类及特点2随着换热器在工业生产中的地位和作用不同

5、，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中，间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等）1、3、1各换热器的分类和特点化工原理课程设计化工原理课程设计 1、3、2常见间壁式换热器的分类和特点1(271,278)1、管式换热器1)蛇管式换热器可分为两类，沉浸式蛇管

6、换热器和喷淋式换热器。前者换热器的优点是结构简单，价格低廉，便于防腐蚀，能承受高压。主要缺点是由于容器的体积较蛇管 的体积大得多，故管外流体的必较小，因而总传热系数K值也较小。而后者便于 检修和清洗、传热效果也较好等优点，缺点是喷淋不易均匀。二者的结构如下图:W.-. :畑;图1为常见的几种蛇管的形状，图2为喷淋式换热器。丨-T- .-I r-jr图1蛇管的形状IBlI水图2喷淋式换热器2)套管式换热器管套管换热器系用管件将两种尺寸不同的标准管连接成同心圆的套管然后用180度的回弯管将多段管套串联而成。如图 3所示。每一段套管称为一程，程数可根据传热要求而增减。每程的有效长度为4-6m，若管子

7、太长，管中间会向下弯曲，是环形中的流体分布不均匀。其优点是构造简单，能耐高温；传热面积可 根据需要而增减；适当地选择管内外径，可使流体的流速较大；且双方的流体做 严格的逆流，有利于传热。缺点为管间接头较多，易发生泄露；单位长度传热面积较小。_ A Artv -图3套管式换热器3）管壳式换热器管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备。列管式换热 器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种:（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

8、进出口接管。通常在管外装置一系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。一般壳程压强超过 0.6 MPa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:、I11dfc=c537TIt I

9、j . IT幵HlilIId 卜折流板；2-管束；3-売体;4封矢5-無管;6-管极图4固定管板式换热器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:*7J浮头式换8籍板* 2壳|板3 浮头图5浮头式换热器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

10、。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:Bj1i II 图6填料函式换热器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:O内导流筒于 口n中问挡板U型管ILL图7U形管换热器2、板式换热器夹套式换热器套式换热器主要应用于反应过程的加热或冷却。在用蒸汽进行加热时，蒸汽由上部接进入夹套，冷凝水则有下部接管流出。作为冷却气时，冷却介质由夹套 下部的接管进入，而由上部接管流出。这种换热器的传热系数较低，传热面又受化工原理课程设计 图8夹套

11、式换热器容器的限制，因此适用于传热量不太大的场合。 为了提高其传热性能，可在容器 内安装搅拌器，使其内液体做强制对流；为了弥补传热面的不足，还可在其内安 装蛇管等。其结构如下图:mnoMiHiwj隠fl图9板式换热器示意图板式换热器板式换热器的优点是：结构紧凑，单位体积设备所提供的传热面积大； 总传热系数高，如对低粘度液体的传热，K值可高达7000 W/(m2 oC);可根据需要 增减板数以调节传热面积，检修和清洗都比较方便。其缺点是：处理量不太大； 操作压强较低，一般低于1500kPa,最高也不超过2000kPa；因受垫片耐热性能的限制，操作温度不能过高，一般对合成橡胶垫圈不超过130oC,

12、压缩石棉垫圈低于250oCo螺旋板式换热器螺旋板式换热器的优点是：总传热系数高；不易堵塞和结垢；能利用低温热源 和精密控制温度；结构紧凑。其缺点是：操作压强和温度不宜太高，目前最高操 作压强为2000kPa,，温度约在400oC以下；不易检修，因整个换热器为卷制而成,一旦发生泄露，修理内部很困难。其结构图如下:热流体冷流体e热涼体I拔S体冷涼体Q冷凝液Ca)冷流体冷流体(b) K型螺雄板式換逊:器(d) G型蝎雄板武換逊:器9气体 Cd)(G工型螺旋板式换热器 n型螺旋形换热器图10螺旋板式换热器3、翅片式换热器翅片管换热器翅片式换热器的结构特点是在管子表面上装有径向或轴向翅片。翅片的种类很多

13、，按翅片的高度不同，可分为高翅片和低翅片两种，地翅片一般为螺纹管。高翅片适用于管内、外对流传热系数相差较大的场合，现已广泛的应用于空气冷却器长，地翅片适用于两流体的对流传热系数不太大的场合， 如对粘度较大液体 的加热或冷却等。2）板翅式换热器板翅式换热器的主要优点是：总传热系数高，传热效果好；结构紧凑；轻巧牢固；适应性强，操作范围广。主要缺点是：由于设备流到很小，故易堵塞，而 且增大了压强降；换热器一旦结垢，清洗和检修很困难，所以处理的物料应较洁 净或预先进行精制；由于隔板和翅片都有薄铝片制成，故要求介质对铝不发生腐蚀。4、热管换热器以热管为基本传热单元的热管传热器是一种新型的高效换热器，它是

14、由热管束、壳体和隔板构成，冷热流体被隔板隔开。当热源对热管一端供热时，工作液自热源吸收热量而蒸发汽化， 蒸汽在压差 作用下高速流动至热管的另一端，并向冷源放出潜热后凝结，冷凝液回至热端， 并被再次沸腾汽化。过程如此反复循环，热量不断的从热端传至冷端。热管传热 的特点是通过沸腾和气化、蒸汽流动和蒸汽冷凝三步进行。由于沸腾及冷凝的对 流传热系数很大，而蒸汽的流动阻力有较小，因此热管两端的温度差很小，它特 别适用于低温差的传热。热管换热器具有结构简单、使用寿命长、工作可靠、应用范围广等特点，它可用于气-气、气-液和液-液间的换热过程。其结构如下图:图11热管换热器iI It IUUnt I冷却图12

15、热管示意图第二章设计方案简介2、列管间壁式换热器的分类【见1、3、2】2、间壁式管壳式的列管换热器2、管壳式换热器的设计和选型【见 1、3、2 1、3)11(278,284)管壳式换热器设计和选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其他尺寸或选择换热器的型号。2、3、1管壳式换热器的型号与系列标准 1)管壳式换热器的基本参数和型号：(1)基本参数 管壳式换热器的基本参数包括以下几项: 公称换热面积側；公称直径DM ；公称压力PN ；换热器管长度L ； 换热管规格；管程数 Np。(2)型号表示方法 管壳式换热器的型号由五部分组成：Z XXXX X -XX -XXX72y 5号,其中：1

16、 热器代号，G代表固定管板式，F代表浮头式;2称直径DN , mm;3程数：inww； 4称压力PN, MPa； 5 称换热面积SN, m2。例如800mm、PM 0.6MPa的单管程、换热面积为110m2的固定管板式换热器的型号为:G800 1-0.6-110 2）管壳式换热器的系列标准为了便于对管壳式换热器进行选型， 有关单位制订了系列标准。附录【2】中列入了固定管板式及浮头式换热器的部分系列标准，供设计时选用。2、3、2管壳式换热器设计时应考虑的问题 1）流体流径的选择选择流程的一般原则:不洁净和易结垢的流体宜走管内，因为管内清洗比较方便。腐蚀性的流体宜走管内，以免壳和管子同时受腐蚀，而

17、且管子便于清洗和检修。压强高的流体走管内，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。饱和蒸汽宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较干净，它对清洁无要求。有毒气体宜走管内，使泄漏机会减少。被冷却的流体走管间，可利用外壳向外的散热作用，增强冷却效果。度大的流体或流量较小的流体宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时,由于流速和流向的不断改变，在R e（Re 100）低值下即可达到湍流，以提高对流传热系数。刚性结构的换热器，若两流体的温度差较大，对流传热系数较大者宜走管间,因壁面温度与a大的流体温度相近，可以减少热应力。2）流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数。减少污垢在管子上沉积

18、的可能，即降低了污垢热阻，使传热系数增大，从而减少换热器的传热面积。但 是流速增加，又使流动阻力增大，动力消耗就增多，所以适宜的流速要通过经济 衡算才能确定。根据经验，表1、表2及表3列出一些工业上常用的流速范围。表1管壳式换热器中常用到的流速范围流体的种类一般流体易结垢液体气体流速/ (m/s)管程0.5 3 1530壳程0.2 1.5 0.5315表2 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度液体名称乙醚、二氧化硫、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允许速度/ (m/s)123 15001500500500100100 35351 1最大流速/(m/s)0.60.751.11.51.82.4流体

19、两端温度的确定若换热器中冷、热流体的温度都有工艺条件所规定，就不存在确定流体两端 温度的问题。换热器冷热流体两端的温度由工艺条件规定。 但对加热介质或冷却介质出口温度需由设计者确定。设计中，冷却水两端温差可取5C 10C。缺水地区选用较大的温度差，水源丰富地区选用较小的温度差。管子的规格和排列方式换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。 因此，对于洁净的流体 管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取大些，以免堵塞。考虑 到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采 用为25mm 2.5mm和为19mm 2mn两种规格的管子。管长的选择是以清洗方便及合理

20、使用管材为原则。按选定的管径和流速确 定管子数目，再根据所需传热面积，求的管子长度。实际所取管长应根据出厂的 钢管长度合理截用。我过生产的钢管长度多为6m 9m故系列标准中管长有1.5、 2.3、4.5、6和9 m六种，其中以3m和6m更为普遍。此外管长和管径应相适应,一般取L/D为46 (直径小的换热器可取大些)。ooOOOO000O660000.00g）直列tb）正三角形错列匚）正方形错列图13管子的排列管子在管板上的排列方式有：正三角形排列、正方形直列、转角正方形排列，与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍流程度高，表面传热系数 大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差， 但管

21、外清洗方便，对易结垢流体 更为适用。如将正方形排列的管束斜转45安装（图7）,可在一定程度上提高 表面传热系数。5）管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低,因而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多,导致管程流体阻力加大，增大动力费用；同时多程会使平均温度差下降； 此外多 程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。管壳式换热器的系 列标准中管程数有1、2、4和6等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大 致相等。管程数Np可按下式计算;Np=Uiu式中:u管程内流体的适宜速度，m/s;；m/s。u1管程内流体的实

22、际速度，当 A.8时可采用多壳程，也可将几个相同的换热器串联使用。当壳方流体太低时，也可以采用壳方如壳体内安装一块与管束平行的隔板， 流体 在内流经两次，称为两壳程。但由于纵向隔板在安装和检修都有困难， 故一般不 采用壳程的换热器，而是将几个换热器串联使用，以代替壳方多程。6）折流挡板安装折流挡板的目的是为了提高壳程流体的对流传热系数。为达到较好的传 热效果，挡板的形状和间距必须适当。 对于圆缺形挡板，切去弓形的高度约为外壳内径的1040% （一般2025%）,过高或过低都不利于传热。两相邻挡板的距离（板间距）h 一般取换热器外径D的0.2 1倍。固定管板式换热器h有150mm 300mm 6

23、00mn三种。浮头式换热器 h 有 150mm 200mm 300mm 480mm 600mn五种。板间距过小，不便于制造和检修，流动阻力大。板间距过大，不能使流体垂直地流过管束，从而使管外表面的对流传热系数下降。挡板切去的弓形高度及板间距对流体流动的影响如图8所示。Ca) 缺口高度过小，板间距过大 （C）缺口鬲度対小，攝间距讨大（C）正常图14挡板缺口高度及挡板间距的影响7）外壳直径的确定换热器壳体的内径应等于或稍大与（对浮头式换热器而言）管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子排列方法等，可用做图确定壳体的内径。但是，当管数机多又要反复计算时，做图太麻烦，一般在初步设计中，可

24、先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通面积， 于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后，仍应用做图法画出管子的排列图。 为了使管子排列均匀，防止流体走“短流”，可以适当增减一些管子。另外，初步设计中，可用下式估算壳体内径:1D=t（ nc-1）+2b式中：D壳体内径,m;t管中心距,m;nc位于管束中心线上的管数。b1管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，一般取b1=（1 1.5）d o管子按正方形排列时 i.19管子按三角形排列时nc =1.1Jnn换热器的总管数。计算得到的壳径应按换热器的系列标准进行圆整。标准尺寸见表4。壳体外径/mm523400， 500， 6

25、00，700800， 900， 10001100, 1200最小壁厚/mm8101214表4壳体标准尺寸8）主要附件(1)圭寸头：圭寸头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体（一半小于400mm,圆形用语大直径的壳体。(2)冲挡板：为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料口装设缓冲挡板。导流筒：壳程流体的进出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间,为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒。放气孔、排液孔：换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以除去不凝性气体和冷凝液等。(5)接管：换热器中流体进出口的接管直径按下式计算，即:式中：Vs流体的体积流量，rf /S ;接管中流体的流速，m/s

26、。流速u的经验值为:对液体 u=1.52m/s;对蒸汽u=2050m/s对气体u=（1520）p/ P （p为压强，P为密度）9）材料选用换热器材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。金属材料：碳钢、低合金钢、不锈钢、铜和铝。非金属材料：石墨、聚四氟乙烯、玻璃。不锈钢和有色金属材料抗腐蚀性能好，但价格相对较高。10）流体流动阻力（压强降）的计算（1）管程阻力：管程阻力可按一般摩擦力公式求的。对与多程换热器，其阻力等于个程直管阻力，回弯阻力及进出阻力之和。一般进出阻力不算，故 管程总阻力的计算式为:送牛=（邙1 +如2）Ft NsNp式中：ip1, ip2 分别为直管及回弯管中流动阻力引

27、起的压强降。Ft结垢校正因数，对管径为 25X2.5mm管子取1.4。对19X 2mm管子取1.5。Np管程数;Ns串联的壳程数，即串联的换热器数。代r L PU.回弯管阻力（2）壳程流动阻力：现已提出的计算公式多，但由于流体流动复杂，使所得结果相差很多，下面介绍埃索法计算壳程压强的公式，即:Z 邙0 =3P, p21 )FsNs邙1 m式中壳程总阻力引起的压强降，Pa;直管阻力：.心流体横向通过管束的压强降，Pa;心P2 1-流体通过折流板缺口处的压强降，Pa;Fs壳程结垢校正系数，液体取1.15，气体取1.0;化工原理课程设计3、 P11 =Ff。nJNB +1)也其中223 J3对本设计

28、的评述及有关问题的讨论。2管壳式换热器的选用和设计计算步骤：(284,285)-令牛F管子排列方式对压强降的校正因数。对正三角形排列F=0.5F=0.3正方形斜转45度排列 F=0.4 ;正方形直列f。=5.0Reo228,(Re。fo壳程流体摩擦系数，当Re 500时uo按壳程最大流动截面积 A计算的流速，m/s;Ao=h(D-nod。);NB折流板数;n折流板间距，m一般来说，液体流经换热器的压强降为0.11atm,气体的为0.010.1atm。设计时，换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间予以平衡，使即 能满足工艺又经济合理。第三章操作要求3、1操作要求1.选定管壳式换热器的种类和工艺

29、流程。2.管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸设计。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)。5.3、2、1试算并初选设备规格1)确定流体在换热器中的流动途径。2)根据传热任务计算热负荷。化工原理课程设计 3)确定利流体在换热器两端的温度， 选择管壳式换热器的形式；计算定性温度, 并确定在定性温度下流体物性。4）计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于0.8的原则决定壳程数。5)依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况选定总传热系数K值。6)3、2、2计算管程、壳程压强降由总传热速率方程Q=K/tm,初步算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸(如d

30、、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列标准选择设备规格。根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降，检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流挡板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。3、2、3核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻RSi和RSo,再计算总传热系数K。比较K的初设値和计算值，若 K7K=1.15 1.25，贝U初选的换热器合适，否则需另设 K値，重复以上计算步骤。第四章 物性参数及其选定4、1定性温度冷却介质为循环水，入口温度为：35r，根据前面的原则选定出口温度为:则有:煤油的定

31、性温度：T =水的定性温度：t -35 + 45 =40 r2根据4化学工程手册.化工基础数据.化学工业出版社 分别查得在此条件下煤油和水的物性为:表5物性参数物密度kg/m3比热容kJ /（kg 卫C）粘度/Pa s导热系数W/(mC)流体煤油8102.30.91 X 10-30.13水9944.1870.656 X 10-30.6384、2参数K的选定由于在定性温度下，高温物体煤油（有机物）的黏度为0.91 X 10-3,介于（0.5 1）x 10-3 Pas,低温物体水，故总传热系数范围为 280710W/ （帘 K）（355）。第五章工艺计算5、1试算和初选换热器的规格 5、1、1流体

32、流动途径:采用逆流，因为逆流时的传热推动力优于并流和其他流动形式。5、1、2管程安排:本换热器处理的是两流体均不发生相变的传热过程，且水易结垢,根据两流体的情况，故选择循环水走换热器的管程，煤油走壳程。5、1、3传热量Q:114000 X 103330 X 24 X 3600=3. 998kg / s冷却水流量9196131 = 3 = 21. 96 kg/s = 79069 kg/h Cp ct2 -t J 4. 187 X 103 x（45 - 35）5、1、4两流体的平均温度差:暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为At m（140 -45）-（40 - 35） 巾 宀= ； =

33、30. 6 C,（140 -45）In（40 - 35）而:95 二 0. 095140 - 35古=3=1045-35查图419 (a) 2得:叫=0. 8，符合要求，所以传热温差的校正值为:=0. 95 x 30.6 = 29C5、1、5初选换热器规格根据冷热流体在换热器中有无相变及其物性等，假设传热系数为K =300w/(m2 P)，于是可求所需传热面积S为:S 二=竺竺=105.7m2 Kit m300 X 29由于Tm -tm = 90 - 40 = 50oC，因此需考虑热补偿。两流体温度变化情况：热流体煤油入口温度140C，出口温度40C ;冷流体水入口温度35C，出 口温度 45

34、C。t=(t i+t2)/2,t 冷=(35+45)/2=40 E ,t 热=(140+40)/2=90 C, t 热一t 冷选用浮头式换热器。据此，由换热器系列标准(参见附录)=90-40=50C ,温差较大，但是允许的压强降不大于 0.1MPa,压力偏低，故可以 2中选定F700W-4.0-105型换热器，有关参数见表:表6 换热器的相关尺寸数据表壳径/ mm700管子尺寸/ m 25X 2.5公称压强/MPa4.0管长/m4.5公称面积/rf105.0管子总数304管程数6管子排列方法正方形斜转45实际传热面积 S. = n兀 d L = 304 X 3. 14 x 0. 025(4.

35、5 - 1) = 105. 0m2若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为丄=29叫 302W/(m2C)Stm 1029.05、2核算压强降 5、2、1管程压强降:=仲 +AP2 FtNpNs其中，F =1.4， Np = 2， Ns=1管程流通面积Np十 O.02甞.0159m2管程流速:Ui管内雷诺数RediUi取管壁粗糙度Vs79069A 3600 x 994x 0.01590. 02 X 1.39 X 9940. 727 X 10-mm，d0.120册）.天津：天津大学出版社，2005）2图1-27,所以ARLdi2PUiAP22P Ui2管程压强降:=1.39m/ s=380

36、18（湍流）0. 005，查（夏清等.化工原理（上由Z - Re关系图中查得：入=0.032 ;=0. 032 X0. 02八严4392Z AR = (6914 + 2893)% 1.4 X 6 X 1符合工艺要求;5、2、2壳程压强降:=朗，+ 唱 FsNs其中，Ft =1.15 ,Ns =1，心 P = Ffr nc(NB+1)管子为正方形斜转45勺排列，F =0.4nc =1. 19亦=1.19(304 俺 20X 994 八.392 = 6914Pa2893Pa410 Pa 5000. 91 X 10-（湍流）壳程流体摩擦因数所以、 22hu0=29汽2L.5_2215、0.7丿810

37、X(0. 165 )22=983PaZ APo = (2038 + 983)X 1.15x2 =6949Pa 100000Pa_0-2280 2285. 0Re0= 5. 0 咒 3672-= 0. 7720 X (29 + 1810 X 0. 165= 2038 Pa计算表明，管程和壳程的压强降都能满足设计的要求。5、3核算总传热系数5、3、1管程对流传热系数%Re = 38018 湍流)4.86CpA 4.187 X 103 X 0.727 X 10,0.626OgARe0.8 * Pri0-40小需“ 38018)0.8(4.86)0.46250W/(m2C)5、3、2壳程对流传热系数5

38、由式4.0U0A 810 X 0.023 - 0.21 m / S * *化工原理课程设计302 de-dj 4(0.0322 -4L 0252)兀 X 0. 025=0. 027mO.。27.21 咒 810= 50480.91 X 10Pr1Cp卩2.100.910 16.10.13壳程中的煤油被冷却，取()014 =0.95。所以013a。= 0. 36 X(5047)0.55( 16. 1)1/3 x 0. 95 = 452W/( m t)0. 0275、3、3污垢热阻管内、外侧污垢热阻分别取为=2.0 x10*m2 C/W，Rs。=1.7X10丄m2C/W5、3、4总传热系数K.管壁

39、热阻可忽略时，则总传热系数 K。为K0 =Sdi1 0. 0250.025+ 0. 00017 + 0. 0002 X + 4520. 026250 咒 0. 02=353W/(m2 fC)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302W/(m2 fc),在规定的流动条件下，计算出的Ke为353w/(m2 S)，故所选择的换热器是合适的。安全系数为：3502.100% 5.9%(满足要求，即在范围之内：10%-25% ;化工原理课程设计 （则：Ke/ K=353/302=1.169,而实际范围应为1.151.25，符合）。第六章设计结果一览表表7设计结果一览表参数管程（冷却水）壳程（煤油）流量 /(kg/s)21.963.998进/出口温度/r35 45100 40压强降MPa0.1物 性定性温度/r40100密度 / (kg/m3)994810定压比热容/kJ/ (kg?C )4.1872.3黏度/ (Pa?s)0.727 X 10 20.91 X 10导热系数/ （W/n?C ）0.63380.13形式浮头式壳程数6壳体内径/ mm700台数1管径/ m 25 X 2.5管心距/mm32管长/ m4500管子排列正