乙醇冷却器课程设计

河西学院
Hexi University
化工原理课程设计
题目: 乙醇冷却器设计
学院: 化学化工
专业: 化工141
学号: 2014210021
姓名: 饶培豪
指导教师: 佟永纯
2016年 11 月 14 日
化工原理课程设计任务书一、设计题目：
乙醇冷却器的设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
处理能力：200×103 t/年乙醇
操作周期：7200小时/年
2.操作条件
10Pa
操作压力：不大于5×4
操作条件：乙醇入口温度78℃，出口温度38℃
冷却介质：循环水，入口温度25℃，出口温度39℃
3.设备型式：固定板式换热器
4.建厂地址：新疆
三、设计要求
1、选择适宜的列管式换热器并进行核算
2、要进行工艺计算
3、要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、横算结果等）
4、编写设计任务书
5、进行设备结构图的绘制
目录
1.概述
1.1换热器概述 (1)
1.2换热器的种类及特点 (1)
1.3换热器设计要求 (2)
1.4设计方案 (2)
2、确定物性数据 (3)
3、计算总传热系数 (3)
3.1 热流量 (3)
3.2 平均传热温差 (4)
3.3 冷却水用量 (4)
3.4 总传热系数K (4)
4、计算传热面积 (4)
5、工艺结构尺寸 (5)
5.1 管径和管内流速 (5)
5.2 管程数和传热管数 (5)
5.3 平均传热温差校正及壳程数 (5)
5.4 传热管排列和分程方法 (5)
5.5 壳体内径 (5)
5.6 折流板 (5)
5.7 接管 (6)
6、换热器核算 (6)
6.1 热量核算 (6)
6.2 重新核算 (7)
6.3 换热器内流体的流动阻力 (8)
6.4 换热器主要结构尺寸和计算结果(见表格一) (9)
7、设计的评价 (10)
参考文献 (11)
致谢 (13)
I
乙醇冷却器设计
饶培豪
摘要:本设计采用固定管板式换热器制作乙醇冷却器，通过计算得出传热面积为149.5平方米，面积裕度为19.3%，折流板数28，间距270，管程数5，总传热管数305，总传热系数519.48，通过热量核算，流体流动阻力，壳程阻力计算，各数据均符合标准。

关键词：乙醇冷却水板式换热器流程图装配图
1.概述
1.1换热器概述
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、或不锈钢制作。

在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-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。

换热器（heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。

换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。

在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。

换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。

在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。

1.2换热器的种类及特点
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，它具有结构简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗方便，适应性强等优点，应用最为广泛。

管壳式换热器根据结构特点分为以下几种：
（1）固定管板式换热器
固定管板式换热器它由壳体、管束、封头、管板、折流挡板、接管等部件组成。

其结构特点是，两端的管板与壳体连在一起，管束两端固定在管板上，这类换热器结构简单，紧凑，价格低廉，每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50℃且壳方流体较清洁及不易结垢的物料。

带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体温差小于70℃且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。

（2）浮头式换热器
浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。

浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高。

1.3换热器设计要求
完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求：
（1）合理地实现所规定的工艺条件：可以从：①增大传热系数②提高平均温差③妥善布置传热面等三个方面具体着手。

（2）安全可靠
换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国《钢制石油化工压力容器设计规定》和《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与标准。

（3）有利于安装操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。

设备与部件应便于运输与拆卸，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。

（4）经济合理
评价换热器的最终指标是：在一定时间内（通常1年内的）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费）等的总和为最小。

1.4设计方案
1.4.1换热器类型的选择
在本次设计任务中，两流体温度变化情况：热流体进口温度78℃，出口温度38℃；冷流体(循环水)进口温度25℃，出口温度39℃。

该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。

1.4.2流动空间及流速的确定
在固定管板式式换热器中，对于流体流径的选择一般可以考虑以下几点：
(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。

(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。

(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。

(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。

(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。

(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。

(7) 粘度大的液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，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。

由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，煤油走壳程。

选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取u i=1.1m/ｓ。

2、确定物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。

壳程煤油的定性温度为t=(78+38)/2=58 (℃)
管程流体的定性温度为t=(25+39)/2=32℃)
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。

煤油在58℃下的有关物性数据如下：
密度ρo=774.58 kg/m3
定压比热容Cp o=3.927 kJ/(kg·℃)
导热系数λo=0.1785W/(m·℃)
粘度μo=0.6223 Pa·s
循环冷却水在32℃下的物性数据：
密度ρi=995.37 kg/m3
定压比热容Cp i=4.178 kJ/(kg·℃)
导热系数λi=0.62008 W/(m·℃)
粘度μi=0.0007679 Pa·s
3、计算总传热系数
3.1 热流量
m=200000000kg/7200kg=27777.8kg/h
Qo=m o Cp oΔt o=27777.8×3.927×(78-38)=4363333.3kJ/h=1212(kW)
3.2 平均传热温差
△t m '=
2
12
1ln t -t t t ∆∆∆∆ =23.7(℃) 3.3 冷却水用量
W i =
i t Q ∆Pi 0C =)
25-39(178.43
.4363333⨯=74597.1 (kg/h) 3.4 总传热系数K
管程传热系数 Re=
i
i 1μρu d i =0.000767937
.9951.102.0⨯⨯=28516.9
Pr i =
i
i λ
μi p c =0.62008
107.679104.1744
3-⨯⨯⨯=5.17
αi =0.023
e
i d λRe 0.8Pr i 0.4
=0.023
02
.062008
.0(28516.9)0.8(5.17)0.4=5042.2W/(m 2·℃) 壳程传热系数：
假设壳程的传热系数αo=700 W/(m 2·℃)；
污垢热阻Rsi=0.000344 m 2·℃/W , Rso=0.000172 m 2·℃/W 管壁的导热系数λ=42.8 W/(m·℃)
o
Rso dm bdo di do Rsi id do αλα1
1K ++++=
=
700
1
000172.00225.08.42025.00025.002.0025.0000344.002.02.5042025.01
+
+⨯⨯+⨯+⨯ =426.8 W/(m·℃) 4、计算传热面积
S ’=
m t ∆K Q =7
.238.4261212000⨯=119.8 (m 2
) 考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S′=1.15×119.8=137.8(m 2)
5、工艺结构尺寸
5.1 管径和管内流速
选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速u i =1.1m/s 。

5.2 管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
n s =
u
d V
i 24
π
=
1
.102.002.0785.0)
9953600/(1.74597⨯⨯⨯⨯=60.2≈61根
按单程管计算，所需的传热管长度为L=
s o n d S π=61
025.014.38.137⨯⨯=28.78m 按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。

现取传热管长L =4.5m ，则该换热器管程数为N P =
l L =5
.478.28=7(管程) 传热管总根数 N=761⨯=427(根) 5.3 平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
R=
25-3938
-78=2.9 P=25
-7825-39=0.264 按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。

但R =2.9的点在图上难以读出，因而相应以1/R 代替R ，PR 代替P ，查同一图线，可得φΔt =0.88 平均传热温差Δt m =φΔtΔ′t m =0.87⨯23.7=20.9(℃) 5.4 传热管排列和分程方法
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=1.25 do ，则t=1.25×25=31.25≈32(mm)
横过管束中心线的管数N C =1.19N =1.19427=24.5≈25(根) 5.5 壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为
D=1.05t η/N =1.057.0/42732⨯=829.8mm ，圆整可取D ＝900mm
5.6 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25％，则切去的圆缺高
度为h ＝0.25×900＝225(mm)。

取折流板间距B ＝0.3D ，则B ＝0.3×900＝270(mm) 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=6000/270-1=21(块) 折流板圆缺面水平装配。

5.7 接管
壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为 u ＝1.1 m/s ，则接管内径为 d=
u V π4=1.114.3)
58.7743600/(8.277774⨯⨯⨯=0.107m 取标准管径为108 mm 。

管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u ＝1.5 m/s ，则接管内径为
d=
u V π4=5
.114.3)
37.9953600/(1.745974⨯⨯⨯=0.13m 取标准管径为150mm.
6、换热器核算
6.1 热量核算
① 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式
αo =0.36
e
o
d λR
e o 0.55Pr 1/3(w o u u )0.14
当量直径，由正三角形排列得
02.0025.014.3025.04032.023442342
22=⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝
⎛-=πππo
o e d d t d m
壳程流通截面积S o =BD(1-
t
d o )=0.27)032.0025
.01(9.0-
⨯⨯=0.05316m 壳程流体流速及其雷诺数分别为 u o =
05316
.0)
58.7743600/(8.27777⨯=0.187m/s
Re o =0006223
.058.774187.002.0⨯⨯=4655
普兰特准数 P r =14
.01015.71022.24
3-⨯⨯⨯=11.34
粘度校正
αo =0.3602
.0178
.0⨯465555.031
34.11⨯=751.3W/(m 2·
℃) ② 管程对流传热系数
4.08.0Pr Re 023.0i
i i d λ
α=
管程流通截面积S i =0.7857
427
02.0⨯⨯=0.0185(m 2) 管程流体流速
U i =
0185
.0)
37.9953600/(1.74597⨯=1.125m/s
Re i =0007679
.037.995125.102.0⨯⨯=29165
普兰特准数Pr=626
.01025.710174.44
3-⨯⨯⨯=4.83
αi =0.023
02
.062008
.0291658.0-⨯4.083.4=4995.9W/(m 2·℃) ③ 传热系数
K
=
3
.7511
000172.00225.08.42025.00025.002.0025.0000344.002.09.4995025.01
+
+⨯⨯+⨯+⨯
=444.9 W/(m·℃) ④
传热面积 S=
m t ∆K Q
=9
.209.4441212000⨯=130 (m 2) 该换热器的实际积Sp=)(e o n N L d -π=3.14⨯0.025⨯4.5⨯(427-25)=142( m 2) 该换热器的实际面积 H=%100⨯-S
S
S P =(142-130)/130=9.2% 6.2重新核算
由以上算式可看出传热面积裕度过大，所以需要重新取数据计算。

考虑 15％的面积裕度，S=5.14915.1130=⨯m 2
按单程管计算，所需的传热管长度为L=
s o n d S π=61
025.014.315.149⨯⨯=31.48m 按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。

现取传热管长L=6m ，则该换热器管程数为N P =
l L =6
48.31=5(管程) 传热管总根数 N=61×5=305(根)则横过管束中心线的管数n c =1.19N =1.19305=20.78=27(根)
取管板利用率η＝0.7.则壳体内径为
D=1.05t η/N =1.057.0/30532⨯=701.35mm 圆整可取D ＝700mm 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为h ＝0.25×700＝175(mm)。

取折流板间距B ＝0.3D ，则B ＝0.3×700＝210(mm) 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=6000/210-1=27(块)
再次进行换热器有关参数核算:S 0=0.032156m 2 u o =0.30978m/s Reo=7711.695 αo =991.7W/m 2.o c αi =4995.9 W/(m 2.o c)
K=519.48 W/(m 2.o c)
传热面积S=
m t ∆K Q =9
.2048.5191212000⨯=111.63m 2 该换热器的实际传热面S p=)(e o n N L d -π=3.14×0.025×6×(305-21)=133.764(m 2) 该换热器的面积裕度为 H=
%100⨯-S
S
S P =(133.764-111.63)/111.63=19.3% 传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务。

6.3 换热器内流体的流动阻力 ① 管程流动阻力
∑ΔP i =(ΔP 1+ΔP 2)F t N s N p N s =1, N p =2, F t =1.5
由Re ＝29165，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi ＝0.031W/m·℃，
流速u i ＝1.1 m/s ，ρ＝995.3 kg/m3，所以
237
.9951.102.06035.021⨯⨯⨯
=∆P =4200.3Pa 2
37
.9951.1322⨯⨯=∆P =1806.5P
管程流动阻力在允许范围之内。

25.1)3.42005.1806(⨯⨯+=∆∑i P =18020.4≤105Pa ② 壳程阻力
∑ΔP o =(ΔP 1′+ΔP 2′)F t N s , N s ＝l ，F t ＝l 流体流经管束的阻力 2
)
1(2'
1
o
B c o u N n Ff P ρ+=∆
F=0.5 228.0695.77115-⨯=o f =0.6497 21=c n B N =28 u o =0.3098
2
187.058.774)128(216497.05.02
'1
⨯+⨯⨯⨯=∆P =2679.29a P
流体流过折流板缺口的阻力 2
)25.3(2
'2
u D B N P B ρ-=∆ B=0.27 D=0.9
2
3098.058.774)7.021.025.3(282
'
2
⨯⨯⨯-⨯=∆P =3018.25 Pa
总阻力∑ΔPo ＝2679.29＋3018.25＝5715.54(Pa)＜105 kPa 壳程流动阻力也比较适宜。

6.4 换热器主要结构尺寸和计算结果 (见表格一)
选用2个12.5t/h 生产能力且并联在一起的换热器以满足生产任务。

表格一
换热器主要结构尺寸和计算结果
换热器形式：固定管板式 换热面积（m 2）133.76 工艺参数
名称
管程
壳程
管子规格
ф25×2.5
管数305
管长
mm:6000
物料名称：冷却水乙醇管间
距
mm
32 排列方式正三角形
操作压力，MPa 0．5 0．5 折流
板型
式
上下
间
距
m
m
150
切口高度
25%
操作温度，℃25/39 78/38 壳体
内径
mm
700
保温层厚
度，mm
流量，kg/h 27777.8 74597.1 管口表
流体密度，kg/m3995.37 774.58 符号尺寸用途连接型式流速，m/s 1.125 0.3098 a DN80循环水入口平面传热量，kW 1212 b DN80循环水出口平面
总传热系数，
W/m2·K
519.48 c DN50乙醇入口凹凸面传热系数，
W/m2·K
4995.9 991.7 d DN50乙醇出口凹凸面污垢系数，
m2·K/W
0.000344 0.000172 e DN20排气口凹凸面
阻力降，Pa 18020.4 5715.4 f DN20放净口凹凸面程数 5 1
推荐使用材料碳钢碳钢
7、设计的评述
这次化工原理课程设计是以小组为单位，然后组员进行分工合作来确定实验方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备的计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。

通过本次设计，我学会了根据工艺过程的条件查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料，根据资料确定主要工艺流程，主要设备，以及如何计算出主要设备及辅助设备的各项参数及数据。

通过课程设计可以巩固对主体设备图的了解，以及学习到工艺流程图的制法。

对化工原理设计的有关步骤及相关内容有一定的了解。

通过本次设计熟悉了化工原理课程设计的流程，加深了对冷却器设备的了解。

在设计的过程培养了大胆假设，小心求证的学习态度。

通过本次课程设计，我还认识到，组员之间一定要多沟通，多交流意见，要不然，一个人的能力再怎么强，在团体工作中也是不能够出色完成设计任务。

但由于本课程设计属第一次设计，而且时间比较仓促，
查阅文献有限，本课程设计还不够完善，不能够进行有效可靠的计算。

最后，非常感谢我的同组人员，正是有他们在一起讨论，有了他们的帮助，才使我更快更顺利地在较短时间内完成本设计。

参考文献
[1] 贾绍文，柴诚敬. 化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002.8.
[2] 谭天恩,窦梅,周明华等.化工原理.北京:化学工业出版社,2006.4
[3] 中华人民共和国国家标准.GB151-89钢制管壳式换热器.国家技术监督局发布，1989
[4] 时均等.化学工程手册(第二版，上卷).化学工业出版社，1996
[5] 魏崇光,郑晓梅.化工工程制图:化工制图.北京:化学工业出版社,1994.3
致谢
经过长达三周的工作，课程设计接近尾声，在这里我要感谢帮助指导工作的老师，还有帮助我的同学，是你们给了我巨大的帮助，让我避免了许多错误，克服了许多困难，这份成果是属于我们共同努力的取得的，在这里由衷的感谢大家。

无论是在学术上，还是在论文的撰写过程中，论文框架到细节修改，佟老师都给了我莫大的帮助，都给予了细致的指导，提出了很多宝贵的意见与建议，佟老师以其严谨求实的治学态度、高度的敬业精神、兢兢业业、孜孜以求的工作作风和大胆创新的进取精神对我产生重要影响。

同时，我要感谢化学系的各位老师，是他们教给我丰富的理论知识和做人的道理。

我也要感谢我的母校—河西学院，是她为我提供了良好的学习环境和生活环境，让我的大学生活丰富多彩。

九、主要符号说明
P ——压力，Pa ; Q ——传热速率，W ； R ——热阻，㎡·℃/W ； Re ——雷诺准数； S ——传热面积，㎡； t ——冷流体温度，℃； T ——热流体温度，℃； u ——流速，m/s; m ——质量流速，㎏/h;
α——对流传热系数W/(㎡·
℃); λ——导热系数，W/(m·℃) ϕ——校正系数; μ——粘度，Pa·s; ρ ——密度，㎏/m 3;
p S ——实际传热面积，2m Pr ——普郎特系数
n ——板数，块 K ——总传热系数，℃m W ⋅2
/
V ——体积流量 N ——管数
D ——壳体内径 d ——管径
答辩记录与综合成绩评定表
答辩记录：
记录人：
年月日成绩评定：
学号姓名说明书成绩
30%
图纸成绩
30%
答辩成绩
40%
总评成绩
2014210021饶培豪
指导教师：
年月日。