化工原理课程设计

目录
1前言2
1.1 固定管板式换热器2
2列管式换热器的工艺设计3
2.1试算和初选换热器的规格3
2.1.1计算热负荷3
2.1.2计算两流体的平均温度差3
2.1.3初选换热器规格4
2.2核算压强降4
2.2.1管程压强降4
2.3核算总传热系数6
2.3.1管程对流传热系数αi6
2.3.2壳程对流传热系数αo6
2.3.3污垢热阻7
2.3.4总传热系数 K O7
列管式换热器设计
朱 婉 琴
（XX 工业高等专科学校 乌鲁木齐 830091）
摘要：本次课程设计是列管式换热器的设计。

列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计，其中以热力设计最为重要。

列管式的换热器的设计内容主要包括根据换热任务和有关要求确定设计方案，试算和初选换热器的规格；核算管程、壳程压强降；核算总传热系数。

本组选择的换热器为31640400----G 型换热器，计算结果为:K 的估计值为450，o K 的计算值是555，
23.1450
555
==估计K K o ，在1.15-1.25X 围内，所选换热器合适。

关键词：列管式换热器；设计；计算；结论
1前言
换热设备是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在化工、石油、轻工、食品、动力、制药、冶金等许多工业部门中广泛应用的一种工艺设备。

在炼油、化工装置中，换热器占设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。

随着环境保护要求的提高，近年来，加氢装置的要求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和润滑油加氢等，所需的高温、高压的换热设备的数量随之加大，在这些场合，换热设备通常占总投资的50%以上。

换热设备也是回收余热、废热，特别是地位热能的有效装置。

列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。

它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。

所需材质可分别采用普通碳钢、紫铜或不锈刚制作。

在进行换热时，一种流体由封头的连接管处进入，在管内流动，从封头另一端的出口管流出，这称为管程；另一种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。

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。

1.1 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。

此类换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两边，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。

通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。

同时，管子和管板于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，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，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50℃以上时，为了安全起见，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℃和壳程流体压强不高的情况。

一般壳程压强超过0.6Mpa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

2列管式换热器的工艺设计
第四小组 设计任务和设计条件
某厂用冷却水冷却从反应器出来的循环使用的有机液，操作条件及物性如下表：
试选用一台适当型号的列管式换热器。

2.1试算和初选换热器的规格
本题为两流体均不发生相变的传热过程，根据两流体的情况，因有机液为被冷却流体，水易结垢，选择水走换热器的管程，有机液走壳程。

2.1.1计算热负荷
33.376833)5065(10261.23600
40000
)(321=-⨯⨯⨯=
-=T T Cp W Q h h W 2.1.2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
2.1610
178.42000033
.3768333
=⨯⨯==
∆c c Cp W Q t ℃ 2.412.162512=+=∆+=t t t ℃ 39.24)
2.4165()2550(ln )
2.4165()2550(ln 1212'
=-----=∆∆∆-∆=
∆t t t t t m ℃ 而 405.02565252.411112=--=--=
t T t t P 93.025
2.4150
651221=--=--=
t t T T R
由图3-24查得 93.0=∆t ϕ
所以 69.2239.2493.0'=⨯=∆=∆∆m t m t t ϕ℃ 2.1.3初选换热器规格
根据两流体的情况，假设450=K W/(㎡·℃) 故 9.3669
.2245033
.376833=⨯=∆=
m t K Q S m 2 由于
4.24241
2522565=+-+=
-m m t T ℃ ＜ 50℃，因此不需考虑热补偿。

据此，
由换热器系列标准（参见附录中选定的31640400----G 型换热器）。

实际传热面积
83.39)1.06(025.014.386=-⨯⨯⨯==L d n S o o π ㎡
若采用此传热面积的换热器，则要求过程中的总传热系数为450=K W/(㎡·℃)。

2.2核算压强降
2.2.1管程压强降
p t i
N F p p p
∑∆+∆=∆)(21
式中 3,4.1==p t N F 管程流通面积
009.03
86
02.044
22
=⨯⨯=•
=
ππ
p i i N n d A ㎡ 6173.01000
009.0360020000=⨯⨯==
i s i A V u m/s
1234610
11000
6173.002.0Re 3
=⨯⨯⨯=
=
-μ
ρ
i i i u d （湍流） 设管壁粗糙度 1.0=ε mm ,005.020
1
.0==
i
d ε
,由Re -λ关系图中查得：038.0=λ 所以
21722
6173.0100002.06038.022
21=⨯⨯⨯==∆u d L p i ρλPa
6.5712
6173.010003232
2
2=⨯⨯==∆u p ρPa
则
1.1152334.1)6.5712172()(21=⨯⨯+=∆+∆=∆∑p t i
N F p p p Pa
2.2.2壳程压强降
s s o
N F p p p
∑∆+∆=∆)(2'1'
其中 1,15.1==s s N F 2
)1(,2
1'
O B c o u N n Ff p ρ+=∆
管子为正三角形排列，5.0=F
10861.11.1=⨯==n n c
取折流挡板间距 3.0=h m
1913
.061=-=-=
h L N B 壳程流通面积
045.0)025.0104.0(3.0)(=⨯-⨯=-=o c o d n D h A ㎡
2599.0045
.0950360040000=⨯⨯==
o s o A V u m/s 665510742.0950
2599.0020.0Re 3
=⨯⨯⨯=
=
-μ
ρ
o e o u d ＞ 500
=⨯==--228.0228
.066550.5Re 0.5o
O f
所以=⨯⨯+⨯⨯⨯=+=∆2
2599.0950)119(105.02)
1(2
2
1
'O B c o u N n Ff p ρPa
12192
2599.0950)4.03.025.3(192)25.3(2
2
2'
=⨯⨯⨯-⨯=-=∆O B u D h N p ρPa
=⨯⨯+=∆+∆=∆∑115.1)1219()(2'1's s o
N F p p p
Pa
计算表明，壳程和壳程压强降都能满足要求。

2.3核算总传热系数
2.3.1管程对流传热系数 αi
12346Re =i (湍流)
0067.0621
.0101187.4Pr 3
=⨯⨯==-λμ
Cp i
=⨯⨯⨯
==4.08.04.08.00067.01234602
.0621
.0023.0Pr Re 023
.0i
i d λ
αW/(㎡·℃) 2.3.2壳程对流传热系数 αo 即
14
.03
155
.0)(
)(
)
)(
(
36.0w
o e e
o Cp u d d μμλ
μ
μ
ρ
λ
α= 取换热器列管之中心距32=t mm 。

流体通过管间最大截面积为
045.0)032.002.01(4.03.0)1(=-⨯⨯=-
=t d hD A o ㎡ =⨯==950045.040000A V u s o ｍ/ｓ
=⨯⨯⨯=
=
-3
10742.0950
02.0Re μ
ρ
o e o u d
=⨯⨯==-172
.010742.0261.2Pr 3
λμ
Cp o
壳程中油品被冷却，取 04.1)(14
.0=w
μμ。

所以
=⨯⨯⨯⨯==14.03
1
55.014.03
1
55
.004.102
.0172.036.0)()()
)(
(
36.0w o e e
o Cp u d d μμλμ
μ
ρ
λ
αW/﹙㎡·℃﹚
2.3.3污垢热阻
参见表3-16，管内、外测污垢热阻分别取为
=i Rs ㎡·℃/W 00026.0=o Rs ㎡·℃/W
2.3.4总传热系数 K O
管壁热阻可忽略时，总传热系数 o K
55502
.0025
.002..0025.000026.01
1
1
1
=⨯+
⨯++=
+++=
i i o i o i o o o d d
d d Rs Rs K αα W/﹙㎡·℃﹚
23.1450
555
==估计K K o
由前面的计算可知，选用该型号换热器时要的总传热系数为450 W/﹙㎡·℃﹚，在规定的流动条件下，计算出的 o K 为 555 W/﹙㎡·℃﹚，故选择的换热器是合适的。

安全系数为
000023100450
450
555=⨯-。