化工原理课程设计列管换热器

化工原理课程设计

——换热器的设计说明书

年级 专业 设计者姓名 设计单位 指导老师 完成日期

目录

概述 ........................................................... - 2 -

换热器设计任务书................................................ - 3 - 1. 确定设计方案................................................. - 3 -

1.1选择换热器的类型......................................... - 3 - 2．工艺设计计算................................................. - 3 -

2.1 热通量的计算 ............................................ - 4 -

2.2 tm的计算 ............................................ - 5 - 2.3传热面积的计算 ......................................... - 5 - 2.4管数的确定 .............................................. - 6 - 2.5传热管排列和分程方法 .................................... - 6 - 2．6壳体直径 ............................................... - 7 - 2.7折流板 .................................................. - 7 - 3．换热器核算................................................... - 8 - 3.1壳程表面传热系数 ........................................ - 8 -

3.2管内表面传热系数 ........................................ - 9 - 3.3污垢热阻和管壁热阻 ...................................... - 9 - 3.4 总传热系数Ke ........................................... - 9 - 3.5传热面积裕度 ........................................... - 10 - 3.6换热器内流体的流动阻力 ................................. - 10 - 结束语......................................................... - 13 - 主要参考文献................................................... - 14 -

概述

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，一些新型高效换热器相继问世。

随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，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。如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类

换热器设计任务书

某合成厂的乙醇车间在节能改造中为回收系统内精馏塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至125℃，原料液及釜液均为乙醇的水溶液，其操作条件列表如下：

试设计合适的换热器。

1.确定设计方案

1.1选择换热器的类型

两流体温的变化情况：热流体进口温度145℃ 出口温度℃；冷流体进口温度95℃，出口温度为125℃，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用列管式换热器。考虑到操作压力较大，应选用列管式换热器中的浮头式换热器。 1.2 管程安排

从两物流的操作压力看，应使热流体走管程，冷流体走壳程。

2．工艺设计计算

2.1 热通量的计算

冷流体的定性温度：

T

95 125

2

110 C

查物性数据表得: 110℃时乙醇的物性数据: ρ=710kg/m3 λ=0.6844 w m 1k 1 =0.277mpa s Cp=3.73kj/kg k 110℃时水的物性数据：ρ=951.0kg/m3 .λ=0.6844 w m 1k 1 =0.259mpa s Cp=4.233kj/kg k

密度 ρ =909.09kg/m3 定压比热容 Cp＝4.198kJ/kg℃ 热导率 λ＝0.5408W/ m℃ 粘度 μ＝ 0.26m Pa﹒s

T2的计算：已知 T1 145℃.

t1 95℃. t2 125℃.

m1 1050K0g

/h

Q0 m0cp0 T 120000 4.198 (125 95) 15112800

Q1 m1cp1(T1 T2) Q2

则T2=118.75℃ 热流体的定性温度：

T

145 118.75

2

131.87 C 查物性数据表得:

密度 ρ＝905.79kg/m3

定压比热容 Cp＝4.31kJ/kg℃ 热导率 λ＝0.6014W/m℃ 粘度 μ＝0.217mPa﹒s

2.2 tm的计算

平均传热温差

tm逆

t1 t2

tln t2

式中： t1 145 125 20℃ , t2 118.75 95 23.75℃ 求得 tm 22.06℃

t2 t1125 95P 0.6

T1 t1145 95

R

T145 118.75 T 0.875

t2 t1125 95

初拟定采用双壳程，偶数管程的浮头式换热器。

由图查得修正系数ψ=0.93

tm tm逆 0.93 22.06=20.52℃

2.3传热面积的计算

求传热面积需要先知道K值，根据资料查得乙醇水溶液之间

的传热系数在500 W/(㎡.℃)左右. A估

Q15112800

409.3m2

K估 tm逆500 0.93 22.06 3.6

考虑到安全性问题，留5%到15%的裕度，A=A估(1+15%)=470.6m2

2.4管数的确定

现设管程流速为0.4m/s,管数为n，所需单管程管子采用φ

25×2.5冷拔无缝钢管。 则管内径为0.02m.故：n

0.022 0.4 3600

4

120000

905

解得n=293

由于所需换热器为双壳程，我们假设用两个单壳程串联，则单壳程的换热面积为A/2=235.3m2.

单管管长为：L 取管长为6m

则管程为: N

L

1.7 2 l

A/2235.3

10.23 d0n3.14 0.025 293

则换热器管子的总根数为2 293 2 1172根

2.5传热管排列和分程方法

换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。

（A） （B）（C）

（D）

（E）

图 1-4 换热管在管板上的排列方式

(A) 正方形直列 （B）正方形错列 (C) 三角形直列 （D）三角形错列 （E）同心圆排列

采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。

取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜

隔板中心到离其最近一排管中心距离 S=t/2+6=32/2+6=22㎜ 各程相邻管的管心距为44㎜。 2．6壳体直径

采用多管程，取管板利用率为η＝0.75

则壳体直径为D 1.05 1.05mm 1.25 1328按卷制壳体的进级档壳体直径应取D=1400mm。 2.7折流板

采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：

h=0.25×1400=350mm，故可取h=350mm

取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为420mm。

折流板数目NB=

传热管长6000

1 1 13.28 14

折流板间距420

3换热器核算

3.1壳程表面传热系数 用克恩法计算得：

0 0.36

1

de

Re0

0.55

Pr(

0.14

) w

管子按正三角形排列传热当量直径为：

4[

d

e=壳程流通截面积：

so BD(1

2

pt do2] 1.05m

do

do25

) 360 1200(1 ) 0.094m2 t32

壳程流体流速及其雷诺数分别为：

105000/(3600 909.09)

uo 0.34m/s

0.094

Reo

普朗特数：

0.02 909.09 0.34

23867 5

26 10

4.198 103 26 10 5

2.01 Pr

0.5408

粘度校正：

(

0.14

) 1 w

0.5408

238670.55 3140.1w/m2 K 0.02

o 0.36

3.2管内表面传热系数：

i

di

i 0.023管程流体流通截面积：

管程流体流速：

ui

Re0.8Pr0.3

Si 0.785 0.022

1172

0.092 4

120000/(3600 905.8)

0.40m/s

0.092

普朗特数：

Re 0.02 0.4 905.8/(0.217 10 3) 33393.5

4.31 103 0.217 10 3

Pr 1.56

0.6014

0.6014

33393.50.8 1.560.3 3286.4w/m2.k i 0.023

0.02 3.3污垢热阻和管壁热阻

管外侧污垢热阻 Ro 0.000172m2 k/w 管内侧污垢热阻 Ri 0.000172m2 k/w

管壁热阻按碳钢在该条件下的热导率为48.8w/(m·K)。 所以：

Rw

0.0025

0.000051m2 k/w 48.8

3.4 总传热系数Ke

Ke

(

doRdRd1

io wo Ro ) idididm o

875.26w/m2 k

3.5传热面积裕度

传热面积Ac为：

Ac

Q115112800/3.6

217.4m2 Ke tm875.26 22.06

该换热器的实际传热面积为Ap

Ap dolNT 3.14 0.025 6 1172 552.01m2

该换热器的面积裕度为：

H

Ap Ac

Ac

552.01 2 217.4

26.9%

2 217.4

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 3.6换热器内流体的流动阻力 （1）管程流体阻力

pt ( p1 p2)NsNpFs

l u2

Ns 2 , Np 2, pi i

di2

由Re=33393.5，传热管相对粗糙度0.005，由参考文献【1】查莫狄图得 i 0.025，流速u=0.4m/s, 905.79kg/m3,所以:

直管压降可按范宁公式计算

60.42 905.8

p1 0.03 652.174Pa

0.022

905.79 0.42

3 217.4Pa 回弯管压降由经验公式得： p2 22

u2

取Fs=1.3则 pt (652.174 217.4) 2 2 1.3 4521.64Pa

4521.64Pa小于35000Pa

所以：管程流体阻力在允许范围之内。 （3）壳程流体阻力

p2 )NsFt p0 ( p1

Ns 2 , Ft 1.15

流体流经管束的阻力

Ff0nc(NB 1) p1F 0.5

2

u0

2

f0 5.0 Re0

NB 14

0.288

5.0 23867 0.288 0.27

nc 37.66u0 0.43m/s

909.09 0.342

4007.19Pa p1 =0.5 0.27 37.66 15

2

流体流过折流板缺口的阻力

2

2h u0

=NB(3.5 ) p2

D2

其中h=0.35m，D=1.4m 则

2 0.35909.09 0.342

=14 (3.5 ) 2206.9Pa p2

1.42

总阻力

p0 (4007.19 2206.9) 2 1.15 14292.4Pa

由于该换热器课程流体操作压力较大，所以课程流体阻力适

宜。

换热器主要结构尺寸和计算结果表：

浮头式换热器结构图

结束语

化工原理课程设计是培养个人综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

在换热器的设计过程中,我感觉我的理论运用于实际的能力得到了提升，主要有以下几点：

(1)掌握了查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；

(2)树立了既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； (3)培养了迅速准确的进行工程计算的能力；

(4)学会了用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。

从设计结果可看出，若要保持总传热系数，温度越大、换热管数越多，折流板数越多、壳径越大，这主要是因为煤油的出口温度增高，总的传热温差下降，所以换热面积要增大，才能保证Q和K.因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量相应增大.通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要.

主要参考文献

[1] .陈敏恒、丛德滋、方图南、齐鸣斋等编《化工原理（第三版）上下册》.化学工业出版社（2006）

[2] .申迎华、郝晓刚等编《化工原理课程设计》.化学工业出版社（2009）

[3] .谭天恩、窦梅、周明华等编《化工原理（第三版）上、下册》.化学工业出版社（2006）

[4] .任晓光、宋永吉、李翠清等编《化工原理课程设计指导》.化学工业出版社（2009）

[5] .吴俊、宋晓勇、韩粉女、丁建飞等编《化工原理课程设计》.华东理工大学大学出版社（2011）

西北师范大学化学化工学院

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/vsni.html