热交换器设计

表1管壳式换热器中常用的流速范围
流体的种类一般流体易结垢液体气体
流速，m/s管程0.5 ~3.0> 1.05.0 ~30
壳程0.2 ~1.5> 0.53.0 ~15
表2管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速
液体粘度，mPa·s> 15001500 ~500500 ~100100 ~3535 ~ 1< 1
6.何潮洪等编，《化工原理》，科学出版社，2001年.
1．钱颂文主编，《换热器设计手册》，化学工业出版社，2002。
2.贾绍义，柴诚敬等，《化工原理课程设计》,天津大学出版社,1994.
3．匡国拄，史启才等，《化工单元过程及设备课程设计》,化学工业出版社,2002.
4.王志魁主编，《化工原理》，化学工业出版社，2004.
5.陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，2000.
4、壳体内径
则横过管数中心线管的根数
在计算壳体内径时可用公式：
D=t
b取传热管外径，则：
D=32（10-1）+50=338mm
按卷制壳体的进级档，可取D=350mm
卧式固定管板式换热器的规格如下：
公称直径D…………………………350mm
公称换热面积S……………………23.9m2
管程数……………………………2
此外，通过本次课程设计，提高了我们以下方面的能力：
1熟悉查阅文献资料，搜索有关数据。正确选用公式。
2准确而迅速地进行过程计算用主要设备的工艺设计计算。
3用精炼的语言，简洁的文字，清晰的图表来表达自己的设计思想的计算结果。
4同样也发现了自己的诸多不足之处，对所学知识的熟悉程度不够，浪费了不少的时间。
第六章ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ考文献
2．3流体出口温度的确定
冷却介质水的入口温度24℃，出口温度为36℃，故，可以求得水的定性温度为：Tm=30℃
热流体乙醇在饱和温度下冷凝，故可以确定入口温度和出口温度相同，故乙醇的定性温度Tm=60.5℃。
2．4管程数和壳程数的确定
当换热器的换热面积较大而管子又不能很长时，就得排列较多的管子，为了提高流体在管内的流速，需将管束分程。但是程数过多，导致管程流动阻力加大，动力能耗增大，同时多程会使平均温差下降，设计时应权衡考虑。管壳式换热器系列标准中管程数有1、2、4、6四种。采用多程时，通常应使每程的管子数相等。
, ,
流体流经管束的阻力
F=0.5
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
取
流体流过折流板缺口的阻力
, B=0.2m, D=0.5m
总阻力
第三章计算结果一览表
换热器主要结构尺寸和计算结果列表如下：
项目结果单位
换热器公称直径D350
换热器管程数2---
换热器管子总数N76根
换热器单管长度L4m
换热器管子规格mm
管程数N按下式计算：
N=u/v
式中u——管程内流体的适宜流速；
V——管程内流体的实际流速。第二章工艺设计计算
1确定物性数据
水的定性温度为Tm=(24+36)/2=30℃，乙醇的定性温度为Tm=(76+45)/2=60.5℃
两流体在定性温度下的物性数据
物性
流体
乙醇60.57570.69422.830.1774
封头曲面高度100mm
封头直径高度20mm
传热负荷Q317.46KW
乙醇流量3.51kg/s
循环水流量9.35Kg/s
初选总传热系数Ko450W/m2.k
初步估算传热面积A23.9m
管程流速0.8m/s
壳程传热系数o925.4W/m2.k
管程传热系数i2200W/m2.k
总传热系数K575.4W/m2.k
水309960.0.84.200.617
2热负荷及传热面积的确定
1、计算热负荷
冷凝量=3.51Kg/s
热负荷Q1=r= 3.51×2.83×31=307.93kW
2、计算冷却水用量
换热器损失的热负荷：以总传热量的3%计；
则Q2=q/(1-0.03)=317.46kW
水的流量可由热量衡算求得,即
==317460/4.2(36-24)=9.35kg/s
管数n………………………………76
管长L………………………………4m
管子直径……………………………
管子排列方式………………………正三角形
5、折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%，则切去的圆缺高度为h=0.20*250=75mm。
取折流板间距B=0.3D，则
B=0.3*250=105mm，可取B=150mm。
最大流速，m/s0.60.751.11.51.82.4
表3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、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮
安全允许速度，m/s< 1< 2 ~3< 10
由于使用的冷却介质是井水，比较容易结垢，乙醇则不易结垢。水和乙醇的粘度都较小，参考以上三个表格数据可以初步选定管程流速为0.9m/s，壳程流速为7m/s。
按双程管设计，传热管适中，可以用双管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=4m，则该换热器的管程数为
传热管总根数N=38×2=76(根）
3、平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数有:
R=2.6 P=0.23
双壳程，双管程结构，查得ε=0.923
平均传热温差
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取双壳程合适。
所需传热面积A20.3m
实际传热面积A21.34m
传热面积裕度H5.1%---
管程压降Pt3200Pa
壳层压降Ps5400Pa
第四章换热管图（见附图）
第四章流程图（见附图）
第四章设计评述
通过分析管壳式换热器壳程传热与阻力性能特点,说明在采用能量系数K/N来评
价强化传热时,应更着眼于提高其换热性能。本设计中：
折流板数N=传热管长/折流板间距-1=8000/150-1=26（块）
4面积与总传热系数核算
1、壳程表面传热系数
2、管内表面传热系数
有公式：
管程流体流通截面积
管程流体流速
普朗特数
Pr=5.446
则ai=2.2
3、污垢热阻和管壁热阻
管外侧污垢热阻
所以管内侧污垢热阻
管壁热阻计算，碳钢在该条件下的热导率为50.29w/(m·K)。所以
2．2流体流速的选择
流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面。增大流速，可加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。因此，一般需通过多方面权衡选择适宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范围，可供设计时参考。选择流速时，应尽可能避免在层流下流动。
4、传热系数K
依传热系数公式
5、传热面积裕度
可得所计算传热面积Ap为：
该换热器的实际传热面积为
该换热器的面积裕度为
5.压降校核
1、计算管程压降
（结垢校正系数，管程数，壳程数）
取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而Rei=9700，于是
对的管子有
<Pa
故,管程压降在允许范围之内。
2、计算壳程压降
按式计算
换热器管子排列方式正三角形错列---
管心距32mm
隔板中心到最近管中心距S22mm
各程相邻管管心距2S44mm
折流板间距B150mm
折流板数N26块
折流板外径365mm
折流板厚度5mm
壳体厚度10mm
壳程流体进口接管规格mm
壳程流体出口接管规格mm
管程流体进出口接管规格mm
封头厚度10mm
封头内径350mm
本设计中面积，传热系数，压降等均有比较好的裕度保证，即使生产使用中出现比较大的误差，设备结构也能保证不出现打的安全损伤的事故，具有良好可靠的安全保证。
第五章个人小结
本次课程设计是理论联系实际的桥梁，是我们学习化工设计基础的初步尝试。通过课程设计，使我们能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成了指定的化工设计任务，从而得到了化工程序设计的初步训练。通过课程设计，使我们更加深刻的了解了工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养了我们分析和解决工程实际问题的能力。
，
K/N=0.0669
满足要求，性能良好。
本设计通过对面积校核，压降校核，等计算可知均满足要求，且传热效率符合要求，能很好的完成任务。
经济和环境效益评价：生命周期方法是一种针对产品或生产工艺对环境影响进行评价的过程,它通过对能量和物质消耗以及由此造成的废弃物排放进行辨识和量化,来评估能量和物质利用对环境的影响,以寻求对产品或工艺改善的途径。这种评价贯穿于产品生产、工艺活动的整个生命周期,包括原材料的开采和加工、产品制造、运输、销售、产品使用与再利用、维护、再循环及最终处置。设计中使用水作冷却剂，无污染，耗资少，无有害气体产生，整个过程简单，易操作，环境和经济效益良好。
3、计算有效平均温度差：
逆流温差℃。
4、选取经验传热系数K值
根据管程走循环水，壳程走乙醇，总传热系数K现暂取：
5、估算换热面积
3换热器概略尺寸的确定
管径和管内流速
选用Φ25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=0.8m/s。
管程数和传热管数
可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
按双程管计算，所需的传热管长度为
2、设计方案的选择
2．1换热器型式的选择
在乙醇精馏过程中塔顶一般采用的换热器为列管式换热器，故初步选定在此次设计中的换热器为列管式换热器。
列管式换热器的型式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。在乙醇精馏的过程中乙醇是在常压饱和温度下冷凝，进口温度为76℃，出口温度为45。冷却介质为水，入口温度为24℃，出口温度为36℃，两流体的温度差不是很大，再根据概述中各种类型的换热器的叙述，综合以上可以选用固定管板式换热器。