苯冷却器设计
化工原理课程设计任务书一、设计题目
苯冷却器的设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
处理能力：100000 吨/年
操作周期：7200小时/年
2.操作条件
苯：入口温度80℃，出口温度40℃。
冷却介质：循环水，入口温度25℃。
允许压强降：不大于50KPa。
3.设备型式：管壳式换热器
4.厂址：张掖地区
三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
2.管壳式换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积
3.管壳式换热器的主要结构尺寸设计
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.绘制流程图及换热器设备工艺条件图
7.对本设计进行评述
目录
9附录
1设计概况
热量传递的概念与意义
1) 热量传递的概念
热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。
化学工业与热传递的关系
化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：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。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以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。总之，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。
应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学士热力学的扩展。
传热的基本方式
根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式：
1）热传导（又称导热）
物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。
2）热对流（简称对流）
流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。热对流仅发生在流体中，产生原因有二：一是因流体中各处温度不同而引起密度的差别，使
流体质点产生相对位移的自然对流；二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动的强制对流。
此外，流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程，即是热由流体传到固体表面（或反之）的过程，通常称为对流传热。
3）热辐射
因热的原因而产生的电磁波在空间的传递称为热辐射。热辐射的特点是：不仅有能量的传递，而且还有能量的转移。
换热器的种类
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。间壁式换热器的类型
1) 夹套式换热器
这种换热器是在容器外壁安装夹套制成，结构简单；但其加热面受容器壁面限制，传热系数也不高。为提高传热系数且使釜内液体受热均匀，可在釜内安装搅拌器。当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时，亦可在夹套中设置螺旋隔板或其它增加湍动的措施，以提高夹套一侧的给热系数。为补充传热面的不足，也可在釜内部安装蛇管。夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。
2) 沉浸式蛇管换热器
这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状，并沉浸在容器内的液体中。蛇管换热器的优点是结构简单，能承受高压，可用耐腐蚀材料制造；
其缺点是容器内液体湍动程度低，管外给热系数小。为提高传热系数，容器内可安装搅拌器。
3) 喷淋式换热器
这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上，热流体在管内流动，冷却水从上方喷淋装置均匀淋下，故也称喷淋式冷却器。喷淋式换热器的管外是一层湍动程度较高的液膜，管外给热系数较沉浸式增大很多。另外，这种换热器大多放置在空气流通之处，冷却水的蒸发亦带走一部分热量，可起到降低冷却水温度，增大传热推动力的作用。因此，和沉浸式相比，喷淋式换热器的传热效果大有改善。
4) 套管式换热器
套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管，并由U形弯头连接而成。在这种换热器中，一种流体走管内，另一种流体走环隙，两者皆可得到较高的流速，故传热系数较大。另外，在套管换热器中，两种流体可为纯逆流，对数平均推动力较大。套管换热器结构简单，能承受高压，应用亦方便(可根据需要增减管段数目)。特别是由于套管换热器同时具备传热系数大，传热推动力大及能够承受高压强的优点，在超高压生产过程(例如操作压力为3000大气压的高压聚乙烯生产过程)中所用的换热器几乎全部是套管式。
5) 管壳式换热器
管壳式(又称列管式) 换热器是最典型的间壁式换热器。管壳式换热器主要有壳体，管束，管板和封头等部分组成，壳体多呈圆形，内部装有平行管束，管束两端固定于管板上，在管壳换热器内进行换热的两种流体，一种在管内流动，其行程称为管程；一种在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。为提高管外流体给热系数，通常在壳体内安装一定数量的横向折流档板，折流档板不仅可防止流体短路，增加流体速度，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。常用的档板有圆缺形和圆盘形两种，前者应用更为广泛。流体在管内每通过管束一次称为一个管程，每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体的速度，可在两端封头内设置适当隔板，将全部管子平均分隔成若干组。这样，流体可每次只通过部分管子而往返管束多次，称为多管程。同样，为提高管外流速，可在壳体内安装纵向档板使流体多次通过壳体空间，称多壳程。在管壳式换热器内，由于管内外流体温度不同，壳体和管束的温度也不同。如两者温差很大，换热器内部将出现很大的热应力，可能使管子弯曲，断裂或从管板上松脱。因此，当管束和壳体温度差超过50℃时，应采取适当的温差补偿措施，消除或减小热应力。
混合式换热器
混合式热交换器是依靠冷、热流体直接接触而进行传热的，这种传热方式避免了传热间壁及其两侧的污垢热阻，只要流体间的接触情况良好，就有较大的传热速率。故凡允许流体相互混合的场合，都可以采用混合式热交换器，例如气体的洗涤与冷却、循环水的冷却、汽-水之间的混合加热、蒸汽的冷凝等等。它的应用遍及化工和冶金企业、动力工程、空气调节工程以及其它许多生产部门中。
蓄热式换热器
蓄热式换热器用于进行蓄热式换热的设备。内装固体填充物，用以贮蓄热量。一般用耐火砖等砌成火格子（有时用金属波形带等）。换热分两个阶段进行。第一阶段，热气体通过火格子，将热量传给火格子而贮蓄起来。第二阶段，冷气体通过火格子，接受火格子所储蓄的热量而被加热。这两个阶段交替进行。通常用两个蓄热器交替使用，即当热气体进入一器时，冷气体进入另一器。常用于冶金工业，如炼钢平炉的蓄热室。也用于化学工业，如煤气炉中的空气预热器或燃烧室，人造石油厂中的蓄热式裂化炉。
列管式换热器设计一般要求
1) 根据换热任务和有关要求确定设计方案；
2) 初步确定换热器的结构和尺寸；
3) 核算换热器的传热面积和流动阻力；
4) 确定换热器的工艺结构。
流体通道的选择原则
1) 不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；
2) 腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗；
3) 高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；
4) 饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；
5) 被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；
6) 有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；
7) 粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re<100）下即可达到湍流，可提高对流传热系数。但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。
在化工生产中为了实现物料之间能量传递过程需要一种传热设备。这种设备统称为换热器。在化工生产中，为了工艺流程的需要，往往进行着各种不同的换热过程：如加热、冷却、蒸发和冷凝。换热器就是用来进行这些热传递过程的设
备，通过这种设备，以便使热量从温度较高的流体传递到温度较低的流体，以满足工艺上的需要。它是化工炼油，动力，原子能和其他许多工业部门广泛应用的一种通用工艺设备，对于迅速发展的化工炼油等工业生产来说，换热器尤为重要。换热器在化工生产中，有时作为一个单独的化工设备，有时作为某一工艺设备的组成部分，因此换热器在化工生产中应用是十分广泛的。任何化工生产中，无论是国内还是国外，它在生产中都占有主导地位。
管壳式换热器的简介
管壳式换热器是目前应用最为广泛的一种换热器。它包括:固定管板式换热器、U型管壳式换热器、带膨胀节式换热器、浮头式换热器、分段式换热器、套管式换热器等。管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。管束是，其中换热管作为导热元件，决定换热器的热力性能。另一个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板（或折流杆）。管箱和壳体主要决定及操作运行的安全可靠性。
1）工作原理
管壳式换热器和、一样属于，其换热管内构成的流体通道称为管程，换热管外构成的流体通道称为壳程。管程和壳程分别通过两不同温度的流体时，温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温度较低的流体，温度较高的流体被冷却，温度较低的流体被加热，进而实现两流体换热工艺目的。
图1 列管式换热器
1折流挡板；2管束；3壳体；4封头；5接管；6管板；
2）主要技术特性
与其它类型的换热器比较有以下主要技术特性：
a.耐高温高压，坚固可靠耐用；
b.制造应用历史悠久，制造工艺及操作维检技术成熟；
c.选材广泛，适用范围大。
2试算并初选换热器规格
选择换热器类型
两流体温度变化情况：热流体进口温度80℃，出口温度40℃。冷流体（循环水）进口温度25℃，出口温度35℃。该换热器用循环水冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的温壁温和壳体壁温之差较大。因此，初步确定并选用固定管板式换热器。
流体流动途径的确定
本换热器处理的是两流体均不发生相变的传热过程，根据两流体的情况，水易结垢，苯是被冷却的流体易走管间可利用外壳向外散热的作用，增强冷却效果；故选择苯走换热器的壳程，循环水走管程。
确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式
冷却介质为循环水，取入口温度为：25℃，出口温度为：35℃
苯的定性温度：
T m=80+40
2
=60℃
水的定性温度：
t m=25+35
2
=30℃
两流体的温差：
T m?t m=60?30=30℃
由于两流体温差不大于50℃，故选用固定管板式列管换热器. 查《化工原理》上册天津大学出版社：
μ
苯
=0.381mPa?s
μ
水
=0.8007mPa?s
P 238图4－15表4－16 可有：
Cp C =4.174KJ/Kg?℃ Cp h =1.389KJ/Kg?℃
P274图4－28(2)液体导热系数 可有：
λ苯=
0.135W m ℃
λ水=
0.6.176W m ℃
查《化工原理》上册天津大学出版社
表1 两流体在定性温度下的物性数据如下:
苯 水
计算热负荷和冷却水流量
苯的流量：
W h =108
7200×3600
=3.858KJ s ?
热流量:
Q O =W h C ph (T 1?T 2)=100000×103
7200×3600
×1.828×(80?40)=282.1KJ
冷却水流量：
W c =
Q C P (t 2?t 1)=285000
4.174×10
=6.76Kg s ?
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：
?t=?t 2??t 1ln ?t 1?t 1
=(80?35)?(40?25)ln 4515
=27.3℃
而：
P=t 2?t 1T 1?t 1=35?2580?25=1055=0.182 R=T 1?T 2t 2?t 1=80?4035?25
=4
图2 对数平均温度校正系数值
Φ?t =0.8953 ?t m '=Φ?t ?t m
=24.44℃
3工艺结构尺寸计算
根据低温流体为水，高温流体为有机物（参见《化工原理》P355）有K 值的范围：430～850W/(m 2·o C ），假设K=450W m 2℃?
表2 管壳式换热器中常用的流速范围
流体的种类
一般液体 易结垢液体
气体 流速/(m/s)
管程
~3 >1 5~30 壳程
~
>
3~15
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
表4 管壳式换热器中不同黏度液体的常用流速
液体黏/ >1500 1500~500 500~100 100~35 35~1
<1
最大流速
（m/s）
管径和管内的流速
选用Φ19×2mm，L= 2m的列管，由流速范围可设u i=s 管程数和传热管数
由V=u iπ
4d
i
2
n i可求得单管程管子根数：
n i=
V
u i
π
4d i
2
=
6.76
995.7×0.6×
3.14
4×0.015
2
=64
S0=
Q
K0?t m
=
282.1×103
450×27.3
=22.96m2
考虑到15%面积裕度：
S0′=1.15S
=1.15×22.96=26.404m2则按单管程计算,所需的传热管长数为:
L i=
S0
πd0n i
=
26.404
3.14×0.019×64
=6.915
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= 2m，则该换热器管程数为：
N p=L I
L
=
6.915
2
=3.46
圆整为：4
壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η′=
则壳体内径：
D=1.05a√n
η′
=1.05×24×√
256
0.7
=481.9mm
圆整后取500mm
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a=
则a=1.25×0.019=23.75mm（约等于24mm）
横穿过管束中心线管数
N c=1.1√n=1.1√256=17.6
将这些管子进行排列有图如下：
图3 正三角形排列
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=0.25×500=150mm 取圆整后150mm
取折流板间距B=,则B=×500=150mm，可取B为150mm折流板数
N b=
传热管长
折流板间距
?1=
2000
150
?1=13(块)
折流板圆缺面水平装配。
接管
换热器中流速u的经验值可取为：
对液体u=s
对蒸汽u=20-50m/s
壳体流体进出口，出口接管内苯流速为u=s则接管内径为：
d1=√4V
πu
=√
4×3.858
836.6×3.14×1.5
=63mm(Φ70mm×3.5mm)
管程流体进出口，出口接管内循环水流速为u=s则接管内径为：
d2=√4V
πu
=√
4×6.76
995.7×3.14×1.5
=76mm(Φ80mm×1.5mm)
据此初选固定管板式换热器规格尺寸为下表：
图5 工艺尺寸
壳径D500mm管子尺寸Φ19×2mm 管程数
p
N4管长L2m 管子总数n256管子排列方法正三角形4核算总传热系数
计算管程对流传热系数αi
A i=256
4
×
3.14
4
×0.0152=0.011304m2
u i=V s
s i
=
6.76
997.5×0.011304
=0.6m s(与假设相合适)
?
R e=
d i u iρ
μ
=
0.015×997.5×0.6
0.8007×10-3
=11212
P r
i
=
C pμ
λ
=
4.174×103×0.8007×10-3
0.6176
=5.411
图4 壳程摩擦系数f
0与Re
的关系
所以：
αi=0.023λ
d i
Re0.8Pr i0.4(水被加热)
=0.023×0.6176
0.015
×(11212)0.8×5.4110.4=3231
计算壳程对流传热系数 α0
换热器中心附近管排中流体流通截面积为：
S0=BD(1?d0
t
)=0.15×0.5×(1?
0.019
0.024
)=0.01563m2
由正三角形排列得：
d e=4(
√3
2t
2-π
4d0
2
)
πd0
=
4×(
√3
2×0.024
2-3.14
4×0.019
2)
3.14×0.019
=0.0144 u0=
V S
S0
=
3.858
836.6×0.01563
=0.3m s?
R eo=
d e u oρ
μ
o
=
0.0144×0.3×836.6
0.381×10-3
=9486
P r o=
C pμ
o
λo
=
1.828×103×0.381×10-3
0.151
=4.612
α0=0.36λ
d e
Re0.55Pr o
1
3(
μ
μ
w
)
0.14
=0.36×
0.151
0.0144
×94860.55×4.612
1
3×1=962.5
确定污垢热阻
管内、外侧污垢热阻分别取为：
R si=0.00017m2℃w(苯)，
?R so=0.00017m2℃w(水)
?
总传热系数K0
因为苯为有机物，管子材料选用不锈钢，取其导热系数为λw=45w m2℃
?，
总传热系数
K为：
K0=
1
1
α0+R so+R si
d o
d i+
bd o
λd m
+d oα
i
d i
=
1
1
962.5+0.00017+0.00017
0.019
0.015+
0.002×0.019
45×0.017
+
0.019
3231×0.015 =
1
1.866×10-3
=535.9W(m2℃)
?
由计算得
K0 K =
535.9
450
=1.20(在1.15-1.25范围内)
核算传热面积
实际传热面积
S0=nπdL=（256?18）×3.14×0.019×（2?0.06）=27.55m2传热面积
S=
Q
K0?t m
=
282100
535.9×24.44
=21.54m2
该换热器的面积裕度为
H=S0?S
S
×100%=
27.55-21.54
21.54
×100%=27.9%
由前面计算可知，该型号换热器，总传热系数为m2℃，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的S0为其面积裕度为%
故所选择的换热器是合适，能够完成生产任务。
5 核算压强降
计算管程压强降
∑?P i=(?P1+?P2)F t N P N s
前面已算出：u i=0.6m s? F t=1.5 N S=1 N P=4
?P1=λlρ
d
u2
2
=0.039×
995.7×0.62
2
×
2
0.015
=932Pa
?P2=3ρu
i
2
2
=3×
995.7×0.62
2
=537.7Pa
∑?P i=(932+537.7)×1×4×1.5=8818.2Pa<50KPa 计算壳程压强降
∑?P0=(?P1+?P2)F t N s 其中
F s=1.15,N S=1?P1=F s f0n c(N B+1)(ρu
2)
2
管子为正三角形排列，取F= f0=5.0×9486-0.228=0.62
?P3=Ff o n c(N B+1)ρu2 2
=0.4×5×9486-0.228×17.6×(13+1)836.6×0.32
2
=2300.5Pa
?P4=N
B (3.5?
2h
D
)
ρu2
2
=13×(3.5?2×0.15
0.5
)
836.6×0.32
2
=1419.3Pa
∑P=(?P3+?P4)F t N s=(2300.5+1419.3)1.5×1=5579.7Pa<50KPa 由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强均满足题目要求，故所选换热器合适。
7设计评述
通过本次课程设计，我对换热器的结构、性能都有了一定的了解，同时，在设计过程中，我也掌握了一定的工艺计算方法。
换热器是化工厂中重要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此，选择合适的换热器是相当重要的。在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设计是要通过反复计算，对各项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的设计，为此，设计时应考虑很多方面的因素。
首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数不合适，使规定条件下的计算结果与初设值的比值不在要求范围内，因此，经过多次计算，才选择到合适的K值为450W/（m2℃）计算结果为（W/m2℃），核算为比为，满足要求。
其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，通过分析操作要
求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。
再次，从压强降来看，管程约为8818Pa，壳程约为，都低于要求值（50KPa），因此，可适当加大流速，从而加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低污垢热阻，然而，流速增加，流动阻力也会随之增大，动力消耗就增多，因此，作出经济衡算在确定流速时是相当重要的。
此外，其他因素（如加热和冷却介质用量，换热器的检修和操作等），在设计时也是不可忽略的。根据操作要求。
在检修和操作方面，固定管板式换热器由于两端管板和壳体连接成一体，因此不便于清洗和检修。
本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其他各项问题，但它们之间是相互矛盾的。如：若设计换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能使总传热系数或压强降减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限制，且换热器的造价也提高了。因此，只能综合考虑来选择相对合适的换热器。
然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。在设计的过程中我发现板式换热器采用同一板片组成不同几何尺寸和形状的流道（非对称流道）解决了两侧水流量不等的问题，同时与对称结构相比具有相同的耐压性和使用寿命。总之，通过本次设计，我发现自己需要继学习的知识还很多，我将会认真请教老师，不断提高自己的知识水平，扩展自己的知识面。
8参考文献
[1] 夏清贾绍义．化工原理第二版(上册)[M].天津：天津大学出版社.
[2] 马江权冷一欣．化工原理课程设计(第二版)[M].北京：中国石化出版社
9附录
经验公式
1.管程对流传热系数
i
α，可用迪特斯和贝尔特关联式
αi=0.023λ
d i
Re0.8Pr i0.3
2.壳程对流传热系数
α，可用关联式计算
α0=0.36λ
d i
Re0.55Pr i
1
3(
μ
μ
w
)
0.14
3.管程压强降可用
∑?p
i
=(?P1+?P2)F t N P N s
4.壳程压强降可用埃索法
∑?P0=(?P1+?P2)F t N s 符号说明
W h——热流体质量流量，Kg/s
W c——冷流体质量流量，Kg/s；
q v——体积流量，m3/s；
C Ph——热流体定压比热容KJ/Kg℃；
C PC——冷流体定压比热容，KJ/Kg℃；
ΔT——热流体进出口温差，℃；
Δt——冷流体进出口温差，℃；
Δt1——高温端温差，℃；
Δt2——低温端温差，℃；
Q T——热负荷，Kw；
η——热损失；
Δt m——对数平均传热温差，℃；
Δt m——平均传热温差，℃；
P、R——因数；
t
?
Φ——温度校正系数；
K——总传热系数，W/m2℃；
A——估算传热面积，m2；
A——传热面积，m2；
Φ——管径，mm；
热交换器设计说明书
结构设计 管箱设计 参照标准GB151-2014 壳体内径DN=450mm，材料为Q235,许用应力[δ]=125Mpa,壳体厚度δ=8mm，采用卷制。 接管 管程接管：Ф159×8，无缝钢管，材料为10号钢，L=100mm。 壳程接管：Ф219×8，无缝钢管，材料为10号钢，L=100mm。 管板 固定管板材料为Q235 Pg=1.6Mpa，厚度b=40mm。 具体尺寸(:mm) DN D D1 D2 D3 D4 D5 d2 450 565 530 500 447 487 450 18 螺栓规格数量 b f b P s P t M16 24 30 40 0.6 1.0
折流板 选取弓形折流板，上下缺口，材料Q235，缺口高度h=112.5mm，板间距l s =237.5mm, 进出口板间距L s,i =l s,o =260mm，厚度δ=6mm，外径D b=446.5mm，折流板数目9，经 计算换热与结构均符合要求。 拉杆 材料为Q235，选用Ф=16的拉杆4根，具体位置及装配方式见装配图，一端与管板采用螺纹连接，另一端用螺母固定在折流板上。 封头 选用材料为16Mn的椭圆形标准封头，取壁厚8mm。 H=137 h=25 D i =450 分程隔板 选用材料Q235，厚度为8mm,宽450mm，长489mm，一端为和封头形状相同的圆冠，另一端为平面，分程隔板焊于管箱内。 支座(JB-T4712.1-2007） DN450 120包角焊制，单筋，带垫板 L 1 b 1 δ 1 δ 2 b 3 δ 3 弧长 b 4 δ 4 e L 2 420 120 8 8 96 8 540 200 6 48 290
换热器设计计算范例
列管式换热器的设计和选用的计算步骤 设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据 传热速率基本方程： 当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换 热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。 ◎初选换热器的规格尺寸 ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式， 重新计算。 ◆ 计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 估。 ◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排 列。◎计算管、壳程阻力 在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计 算，直到合理为止。 ◎核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。 ◎计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的 计算式为： 某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下： 表4-18 设计条件数据 物料流量 kg/h 组成（含乙醇量） mol% 温度℃操作压力 MPa 进口出口 釜液 3.31450.9
热交换器设计计算
热交换器设计计算 一、基本参数 管板与管箱法兰、壳程圆筒纸之间的连接方式为e 型 热交换器公称直径DN600，即D i =600mm 换热管规格φ38?2，L 0=3000mm 换热管根数n=92 管箱法兰采用整体非标法兰 管箱法兰/壳体法兰外直径D f =760mm 螺柱孔中心圆直径D b =715mm 壳体法兰密封面尺寸D 4=653mm 二、受压元件材料及数据 以下数据查自GB 150.2—2011； 管板、法兰材料：16Mn 锻件 NB/T 47008—2010 管板设计温度取 10℃ 查表9，在设计温度100℃下管板材料的许用应力： =t r σ][178Mpa （δ≤100mm ） 查表B.13，在设计温度100℃壳体/管箱法兰/管板材料的弹性模量： Mpa 197000 E E E p f f ===’’’ 壳程圆筒材料：Q345R GB 713 壳程圆筒的设计温度为壳程设计温度 查表2，在设计温度100℃下壳程圆筒材料的许用应力： =t c σ][189Mpa （3mm ＜δ≤16mm ） 查表B.13，在设计温度10℃下壳程圆筒材料的弹性模量Mpa 197000E s = 查表B.14在金属温度20℃~80℃范围内，壳程圆筒材料平均线膨胀系数： ℃） （α??=mm /mm 10137.15-s 管程圆筒材料：Q345R GB 713 管程圆筒的设计温度为壳程设计温度 按GB/T 151—2014 中7.4.6.1规定，管箱圆筒材料弹性模量，当管箱法兰采用长颈对焊法兰时，取管箱法兰的材料弹性模量，即Mpa 197000E h = 换热管材料：20号碳素钢管 GB 9948 换热管设计温度取100℃ 查表6，在设计温度100℃下换热管材料的许用应力Mpa 147σ][t t =（δ≤16mm ） 查表B.3，设计温度100℃下换热管材料的屈服强度Mpa 220R t eL =（δ≤16mm ）
化工原理课程设计---苯冷却器的设计
XXXX大学 化工原理课程设计 题目______________________________________________ 姓名：____________________________________________ 专业：____________________________________________ 指导老师：________________________________________ 日期:
目录 一、......................................... 设计任务书 1设计题目 ............................... 2、...................................... 工艺要求及操作条件 3、...................................... 设计要求 二、......................................... 设计说明书 1确定设计方案 ........................... 2、...................................... 确定物性数据 3、...................................... 计算总传热系数 4、...................................... 计算出热面积 5、...................................... 工艺结构尺寸的计算 6、...................................... 换热器核算 三、......................................... 设计课汇集 四、......................................... 评价 五、......................................... 参考文献
甲苯冷却器的设计方案
化工原理课程设计题目：甲苯冷却器的设计 姓名张风平 学号 201807120183 年级2018级 专业化学工程与工艺 系 <院）化学化工学院 指导教师张杰 2018年 6月
设计任务 <一）设计题目 甲苯冷却器的设计 <二）计任务及操作条件 1> 甲苯入口温度95℃，出口温度45℃ 2>冷却介质循环水，入口温度20℃，出口温度自定； 3>允许压降不大于50KPa； 4> 每年实际生产时间：7000小时/年，处理量：95000吨/年； <三）设备类型 管壳式换热器 <四）厂址 临沂地区 <五）设计内容 1）设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器的型式进行简单论述。 2）换热器的工艺计算和主要结构尺寸设计。 3）管程和壳程压力降的核算。 4）设计结果概要或设计结果一览表。 5）对本设计的评述及有关问题讨论。 目录 1、设计概述 (5) 2、确定设计方案 (6) 2.1选择换热器的类型 (6) 2.1.1工作原理 (6) 2.1.2换热管布置和排列间距 (6) 2.1.3换热器设计的基本原则 (7) 2.1.4流体流速的选择 (7) 3、确定物性数据 (7) 3.1定性温度 (8) 4、估算传热面积 (8)
4.1热流量 (8) 4.2平均传热温差 (8) 4.2.1计算平均温度差 (8) 4.2.2计算R和P (8) 4.3传热面积 (9) 4.4冷却水量 (9) 5、工艺结构尺寸 (10) 5.1 管径和管内流速 (10) 5.2 管程数和传热管数 (10) 5.3计算换热器的实际换热面积和总传质 (10) 5.4壳体内径 (10) 5.5折流板 (11) 5.6折流板数 (11) 6. 换热器核算 (11) 6.1热流量核算 (11) 6.1.1管内表面传热系数 (11) 6.1.2污垢热阻和管壁热阻 (12) 6.1.3计算传热系数KC (12) 6.1.4该换热器的面积裕度 (12) 6.2换热器内流体的流动阻力 (13) 6.2.1管程流体阻力 (13) 6.2.2壳程阻力 (13)
化工原理-甲醇冷却器设计
设计题目：甲醇冷凝冷却器的设计 系别 专业： 学生姓名: 学号: 起迄日期: 2015年06 月 03日~2015年06 月 13 日指导教师:
化工原理课程设计任务书
化工原理课程设计任务书 2．对课程设计成果的要求〔包括图表、实物等硬件要求〕：图表 物料甲醇水 入口6430 温度℃ 出口5040 质量流量kg/h106009562 设计压力(MPa)常压 3．主要参考文献： 柴诚敬主编化工原理（高等教育出版社） 贾绍义柴诚敬主编化工原理课程设计（天津大学出版社） 4．课程设计工作进度计划： 序号起迄日期工作内容 1设计实验内容和要求 2按设计任务和条件计算实验结果3完成电子稿的设计
课程设计说明书 设计名称化工原理课程设计 2015 年 6 月 3 日 化工原理课程设计说明书 目录 （一）课程设计的任务和要求：设计方案 (1)
（二）对课程设计成果的要求：图表 (2) （三）主要参考文献 (2) （四）课程设计工作计划进度 (2) （五）设计计算过程...................................................5~11（六）计算结果列表 (12) 1、设计题目 甲醇冷凝冷却器的设计 2、设计任务及操作条件 处理能力10600kg/h甲醇。 设备形式列管式换热器 操作条件 ①甲醇：入口温度64℃，出口温度50℃，压力为常压。 ②冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃，压力为。 ③允许压降：不大于105 Pa。 ④每年按330天计，每天24小时连续运作。 3、设计要求
选择适宜的列管式换热器并进行核算。 设 计 方 案 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况： 热流体进口温度64℃，出口温度50℃冷流体。 冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。 从两流体温度来看，换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用列管式换热器。 （2）流动空间及流速的确定 由于循环冷却水易结垢，为便于清洗，应使冷却水走管程，甲醇走壳程。另外，这样的选择可以使甲醇通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用φ25mm ×的碳钢管，管内流速取u i = s 。 2、确定物性数据 定性温度：可取流体进出口温度的平均值。 壳程甲醇的定性温度为： 6450572 +T ==℃ 管程循环水的定性温度为： ℃＝＋＝352 4030t 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 甲醇在57℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo = kg/m 3 定压比热容 c p o =(kg ·℃) 导热系数 λo =(m ·℃) 粘度 μo = Pa ·s 循环水在35℃下的物性数据：
苯冷却器设计
化工原理课程设计任务书一、设计题目 苯冷却器的设计 二、设计任务及操作条件 1.设计任务 处理能力：100000 吨/年 操作周期：7200小时/年 2.操作条件 苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 冷却介质：循环水，入口温度25℃。 允许压强降：不大于50KPa。 3.设备型式：管壳式换热器 4.厂址：张掖地区 三、设计内容 1.设计方案的选择及流程说明 2.管壳式换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积 3.管壳式换热器的主要结构尺寸设计 4.辅助设备选型和计算 5.设计结果汇总 6.绘制流程图及换热器设备工艺条件图 7.对本设计进行评述
目录 1设计概况 (1) 1.1热量传递的概念和意义 (1) 1.2化学工业和热传递的关系 (1) 1.3传热的基本方式 (1) 1.4换热器的种类 (2) 1.4.1间壁式换热器的类型 (2) 1.4.2混合式换热器 (3) 1.4.3蓄热式换热器 (4) 1.5列管式换热器设计一般要求 (4) 1.6流体通道的选择原则 (4) 1.7管壳式换热器的简介 (5) 2试算并初选换热器规格 (6) 2.1选择换热器类型 (6) 2.2流体流动途径的确定 (6) 2.3确定流体的定性温度 (6) 2.4计算热负荷和冷却水流量 (7) 2.5计算两流体的平均温度差 (7) 3工艺结构尺寸计算 (8) 3.1管径和管内的流速 (9) 3.2管程数和传热管数 (9) 3.3壳体内径 (9) 3.4传热管排列和分程方法 (9) 3.5折流板: (10) 3.6接管 (10) 4核算总传热系数 (11) 4.1计算管程对流传热系数 (11) 4.2计算壳程对流传热系数 (11)
热交换器原理与设计
绪论 1. 2.热交换器的分类： 1）按照材料来分：金属的，陶瓷的，塑料的，是摸的，玻璃的等等 2）按照温度状况来分：温度工况稳定的热交换器，热流大小以及在指定热交换区域内的温度不随时间而变；温度工况不稳定的热交换器，传热面上的热流和温度都随时间改变。3）按照热流体与冷流体的流动方向来分：顺流式，逆流式，错流式，混流式 4）按照传送热量的方法来分：间壁式，混合式，蓄热式 恒在壁的他侧流动，两种流体不直接接触，热量通过壁面而进行传递。 过时，把热量储蓄于壁内，壁的温度逐渐升高；而当冷流体流过时，壁面放出热量，壁的温度逐渐降低，如此反复进行，以达到热交换的目的。 第一章 1.Mc1℃是所需的热量，用W表示。两种流体在热交换器内的温度变化与他们的热容量成反比；即热容量越大，流体温度变化越小。 2.W—对应单位温度变化产生的流动流体的能量存储速率。 4.顺流和逆流情况下平均温差的区别：在顺流时，不论W1、W2值的大小如何，总有μ＞０，因而在热流体从进口到出口的方向上，两流体间的温差△t总是不断降低；而对于逆流，沿着热流体进口到出口方向上，当W1＜W2时，μ＞０，△t不断降低，当W1＞W2时，μ＜０，△t不断升高。 5.P（定义式P12） 物理意义：流体的实际温升与理论上所能达到的最大温升比，所以只能小于1。 6.R—冷流体的热容量与热流体的热容量之比。（定义式P12） 7.从φ值的大小可看出某种流动方式在给定工况下接近逆流的程度。除非处于降低壁温的目的，否则最好使φ＞0.9，若φ＜0.75就认为不合理。 （P22 例1.1） 8.所谓Qmax是指一个面积为无穷大且其流体流量和进口温度与实际热交换器的流量和进口温度相同的逆流型热交换器所能达到的传热量的极限值。 9.实际传热量Q与最大可能传热量Qmaxε表示，即ε=Q/Qmax。意义：以温度形式反映出热、冷流体可用热量被利用的程度。 10.根据ε的定义，它是一个无因次参数，一般小于1。其实用性在与：若已知ε及t1′、t2′时，就可很容易地由Q=εW min(t1′-t2′)确定热交换器的实际传热量。 11.带翅片的管束，在管外侧流过的气体被限制在肋片之间形成各自独立的通道，在垂直于 流动方向上（横向）不能自由运动，也就不可能自身进行混合，
化工原理课程设计-苯加热器设计
太原工业学院 化工原理课程设计 苯加热器设计 系： 班级： 姓名： 学号： 完成时间：年月日
课程设计任务书 设计一个换热器，将纯苯液体从55℃加热到80℃。纯苯的流量为1.4×104 kg/h。加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa，试设计或选择合适的管壳式换热器，完成该任务。 设计要求 （1）换热器工艺设计计算 （2）换热器工艺流程图 （3）换热器设备结构图 （4）设计说明
目录 一、方案简介 (4) 二、方案设计 (5) 1、确定设计方案 (5) 2、确定物性数据 (5) 3、计算总传热系数 (5) 4、工艺结构尺寸 (6) 5、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、设计总结 (12) 五、参考文献 (13) 附图··········································································
一、方案简介 1、概述 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位，由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，估换热器的类型也是多种多样。 按用途特可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器的特点是冷、热流体被固定壁面间隔开，不想混合，通过间壁进行热量的交换。此类换热器中，以列管式应用最广。本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。 2、换热器类型 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，主要分三大类：固定管板式、浮头式、U型管式。 （1）固定管板式换热器结构简单，成本低，壳程检修和清洗困难，壳程必须是清洁、不易产生垢层和腐蚀的介质。 （2）浮头式换热器结构较为复杂，成本高，消除了温差应力，是应用较多的一 种结构形式。 （3）U型管式换热器结构简单，适用于高温和高压场合，但管内清洗不易，制 造困难。 二、方案设计 某厂在生产过程中，需将纯苯液体从55℃冷却到80℃。纯苯的流量为1.4×104kg/h。加热介质采用的三具有200 kPa的水蒸气,要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa。试设计或选择合适管壳式换热器。 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况： 冷流体进口温度55℃，出口温度80℃。 热流体为饱和水蒸气，温度恒为T s，查表得，200kPa的饱和水蒸气的饱和温度为T s=120℃ 该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体，管壁与壳壁温差较大，流体压强不高，初步确定选用固定管板式换热器，考虑到管壁与壳壁温差较大情况，因此，换热器应安装膨胀节，进行热补偿。 （2）管程安排 从流体流经管程或壳程的选择标准来看，纯苯液体有毒，为减少向环境泄露的机会，苯宜走管程；水蒸气较洁净，不会污染壳程，所以饱和蒸汽宜走壳程，以便及时排除冷凝液。综上所述，纯苯液体走管程，饱和水蒸气走壳程。 2、确定物性数据
热水冷却器的设计
华东交通大学 课程设计说明书 设计题目：热水冷却器的设计 学院：基础科学学院专业班级：应用化学一班学生姓名：王业贵 学号：211 指导教师：周枚花老师 完成日期：2013.6.28
目录 任务书 (3) 一、设计题目： (3) 二、设计目的： (3) 三、设计任务及操作条件 (3) 四、设计内容 (3) 五、课程设计说明书的内容 (4) 六、主要参考书 (4) 七、设计时间 (4) 前言 (5) 一、设计方案简介 (6) 1.1换热器的选择 (6) 1.2设计概述 (7) 1.3设计方案 (7) 1.4管程安排 (8) 二、确定物性数据 (8) 三、主要工艺参数计算 (9) 3.1热负荷 (9) 3.2平均传热温差 (9) 3.3冷却水用量 (9) 3.4初算传热面积 (9) 3.5工艺结构尺寸 (10) 3.5.1管径和管内流速 (10) 3.5.3平均传热温差校正及壳程数 (10) 3.5.4传热管排列和分程方法 (11) 3.5.5壳体直径 (11) 3.5.6折流板 (11) 3.5.7接管 (12) 四、压降核算 (12) 4.1传热面积校核 (12) 4.1.1管程传热膜系数 (12) 4.1.2壳程传热膜系数 (13) 4.1.3污垢热阻和管壁热阻 (14) 4.1.4总传热系数K (14) 4.1.5传热面积校核 (14) 4.2换热器内压降的核算 (15) 4.2.1管程阻力 (15) 4.2.2壳程阻力 (16) 五、主要结构尺寸和计算结果 (17) 六、心得体会 (18) 七、参考文献 (18) 八、附图（工艺流程、主体设备工艺条件图） (18)
热交换器原理与设计题库考点整理史美中
热交换器原理与设计 题型：填空20％名词解释（包含换热器型号表示法）20％ 简答10％计算（4题）50％ 0 绪论 ?热交换器：将某种流体的热量以一定的传热方式传递给他种流体的设备。(2013-2014学年第二学期考题[名词解释]) ?热交换器的分类：按照热流体与冷流体的流动方向分为：顺流式、逆流式、错流式、混流式 ?按照传热量的方法来分：间壁式、混合式、蓄热式。(2013-2014学年第二学期考题[填空]) 1 热交换器计算的基本原理（计算题） ?热容量（W＝Mc）：表示流体的温度每改变1℃时所需的热量?温度效率（P）：冷流体的实际吸热量与最大可能的吸热量的比率(2013-2014学年第二学期考题[名词解释]) ?传热有效度（ε）：实际传热量Q与最大可能传热量Q max之比 2 管壳式热交换器 ?管程：流体从管内空间流过的流径。壳程：流体从管外空间流过的流径。 ?<1-2>型换热器：壳程数为1，管程数为2 ?卧式和立式管壳式换热器型号表示法（P43）(2013-2014学年第二学期考题[名词解释])
记：前端管箱型式:A——平盖管箱B——封头管箱 壳体型式:E——单程壳体 F——具有纵向隔板的双程壳体 H——双分流 后盖结构型式:P——填料函式浮头 S——钩圈式浮头 U——U 形管束 ?管子在管板上的固定：胀管法和焊接法 ?管子在管板上的排列：等边三角形排列（或称正六边形排列）法、同心圆排列法、正方形排列法，其中等边三角形排列方式是最合理的排列方式。(2013-2014学年第二学期考题[填空]) ?管壳式热交换器的基本构造：⑴管板⑵分程隔板⑶纵向隔板、折流板、支持板⑷挡板和旁路挡板⑸防冲板 ?产生流动阻力的原因：①流体具有黏性，流动时存在着摩擦，是产生流动阻力的根源；②固定的管壁或其他形状的固体壁面，促使流动的流体内部发生相对运动，为流动阻力的产生提供了条件。 ?热交换器中的流动阻力：摩擦阻力和局部阻力 ?管壳式热交换器的管程阻力：沿程阻力、回弯阻力、进出口连接管阻力 ?管程、壳程内流体的选择的基本原则：（P74） 管程流过的流体：容积流量小，不清洁、易结垢，压力高，有腐蚀性，高温流体或在低温装置中的低温流体。(2013-
冷凝器设计计算
冷凝器换热计算 第一部分:设计计算一、设计计算流程图
二、 设计计算（以HLR ４5S 为例） 1、已知参数 换热参数: 冷凝负荷:Ｑk =６１０00W 冷凝温度：t k =50℃ 环境风温度：t a1＝３5℃ 冷凝器结构参数： 铜管排列方式:正三角形叉排 翅片型式:开窗片，亲水膜 铜管型式:光管 铜管水平间距：S 1=25.4ｍm 铜管竖直方向间距:S 2＝22m ｍ 紫铜光管外径:d ０=9.52ｍm 铜管厚度:δt =0。35ｍm 翅片厚度：δf ＝0。１15m ｍ 翅片间距：S f =１.8ｍm 冷凝器尺寸参数 排数：N C ＝3排 每排管数:N B ＝５2排 2、计算过程 1)冷凝器的几何参数计算 翅片管外径:f b d d δ20+== 9。75 ｍm 铜管内径:t i d d δ-=0＝8．８2 mm 当量直径:) ()(2))((4411f f b f f b eq S d S S d S U A d δδ-+---===３.04 ｍｍ 单位长度翅片面积:32 2110/)4(2－?-=f b f S d S S f π＝0．５37 m 2/m 单位长度翅片间管外表面积：310/)(－?-=f f f b b s S d f δπ＝０.0286 ｍ２／m
单位长度翅片管总面积:b f t f f f +==0。5６666 m 2/m 翅片管肋化系数:i t i t d f f f πβ== ＝２０.46 ２)空气侧换热系数 迎面风速假定:f w ＝2.6 m/s 最窄截面处风速:))(/(11max b f f f f d S S w S S w --=δ=4.5 m/ｓ 冷凝器空气入口温度为:t ａ1=3５℃ 取出冷凝器时的温度为:t a2=43℃ 确定空气物性的温度为：2/)(21a a m t t t +=＝39℃ 在tm ＝39℃下，空气热物性: v f =17。５×10－6m ２/s,λf =0。02６4W ／ｍK ，ρf =１。09５5k ｇ/m ３,C Ｐa ＝1.１03k Ｊ/（k ｇ＊℃) 空气侧的雷诺数:f eq f v d w /Re max = ＝783．7 由《制冷原理与设备》中公式(7－3６),空气侧换热系数 m eq eq n f f O d d C ???? ??=γλαRe '=50.3 W/m 2K 其中： 362)(103)(000425.0)(02315.0518.0eq eq eq d d d A γγγ -?-+-=＝0。185２ ????? ??-=1000Re 24.036.1f A C =0.217 eq d n γ0066 .045.0+==0.59３1 ? ?1000Re 08.028.0f m +-==-0。21７ 铜管差排的修正系数为1。１,开窗片的修正系数为1。2,则空气侧换热系数为：(开窗片、波纹片的修正系数有待实验验证） 'o o αα=×1.1×1．２=６6．４1 W/m ２K
循环水冷却器设计
循环水冷却器设计 [摘要]：传热过程是化工生产过程中存在的及其普遍的过程，实现这一过程的换热设备种类繁多，是不可缺少的工艺设备之一。由于使用条件不同，换热设备可以有各种各样的型式和结构。其中以管壳式换热器应用更为广泛。现在，它被当作一种传统的标准换热设备在很多工业部门中大量使用，尤其在化工、石油、能源设备等部门所使用的换热设备中仍处于主导地位。 循环水冷却器是换热设备中的一种，是企业生产中的重要设备。它的作用是通过温度相对较低的水来把其他设备所产生的热量带走，从而使设备部分的温度保持在一个生产所需要的水平，使设备正常工作。因此，循环水冷却器的设计对企业的生产是很重要的，它很可能影响企业的经济损失，对其的设计具有很强的实际意义。 本设计是对管壳式换热器中固定管板式换热器的研究。固定管板式换热器属于管壳式换热器的一种，是利用间壁使高温流体和低温流体进行对流传热从而实现物料间的热量传递。在本设计中以GB 150-2011《压力容器》、GB 151-1999《管壳式换热器》等标准和《固定式压力容器安全技术监察规程》为依据，并参考《换热器设计手册》，首先通过方案的论证，确定物料的物性参数，再结合工作条件，选定换热器的形式。根据设计任务，完成对换热面积、总换热系数等工艺参数的确定，同时进行换热面积、壁温和压力降的核算。再根据工艺参数进行机械设计，机械设计主要包括对筒体、管箱、管板、折流板、封头、换热管、鞍座及其它零部件，如拉杆、定距管等的计算和选型等，并进行必要的强度核算，最后运用AutoCAD绘制固定管板式换热器的装配图及零部件图，并编写说明书。 [关键词]：换热器、换热面积、管板、换热管。
冷却器毕业设计
冷却器毕业设计 篇一：换热器冷却器课程设计 课程设计任务书 1、设计题目：年处理量20万吨柴油冷却器的设计 2、操作条件： （1）柴油：入口温度175℃；出口温度90℃； （2）冷却介质：采用循环水，入口温度20℃，出口温度50℃； （3）允许压降：不大于105Pa； （4）柴油定性温度下的物性数据： ?c＝720kg/m3 ?c?6.6?10-4Pa.S cpc?2.48kJ/(kg.0c) ?c?0.133w/(m.0c) （5）每年按330天计，每天24小时连续生产。 3、设计任务： （1）处理能力：XX00t/a柴油； （2）设备型式：列管式换热器； （3）选择适宜的列管换热器并进行核算； （4）绘制带控制点的工艺流程图和设备结构图，并编写设计说明书。 摘要
柴油冷却器是帮助柴油散热的一个装置。本次课程设计采用浮头式换热器来实现柴油冷却。在设计中，主要以循环水为冷却剂，在给定的操作条件下对柴油冷却器进行设计。 本设计的内容包括：1、设计方案的确定：换热器类型的选择、流动空间的选择等。2、换热器的工艺计算：换热器面积的估算、换热器工艺尺寸的计算、换热器的核算等。 3、操作条件图等内容。 目录 摘要 ................................................ ................................................... ................................................... (2) ABSTRACT .......................................... ................................................... ................................ 错误！未定义书签。 第1章绪论 ................................................ ................................................... ................................................... . (3) 1.1换热器技术概
换热器设计计算步骤
换热器设计计算步骤 1. 管外自然对流换热 2. 管外强制对流换热 3. 管外凝结换热 已知：管程油水混合物流量 G ( m 3/d)，管程管道长度 L (m)，管子外径do (m)， 管子内径di (m)，热水温度 t ℃， 油水混合物进口温度 t 1’, 油水混合物出口温度 t 2” ℃。 1. 管外自然对流换热 1.1 壁面温度设定 首先设定壁面温度，一般取热水温度和油水混合物出口温度的平均值，t w ℃， 热水温度为t ℃，油水混合进口温度为'1t ℃，油水混合物出口温度为"1t ℃。 "w 11 t ()2 t t =+ 1.2 定性温度和物性参数计算 管程外为水，其定性温度为1()K -℃ 21 ()2 w t t t =+ 管程外为油水混合物，定性温度为'2t ℃ ''"2111 ()2t t t =+ 根据表1油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值 一般需要查出的为密度ρ (3/kg m ),导热系数λ(/())W m K ?，运动粘度2(/)m s ，体积膨胀系数a 1()K -，普朗特数Pr 。
表1 油水物性参数表 水 t ρ λ v a Pr 10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52 20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02 30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42 40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31 50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54 60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99 70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55 80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21 90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95 100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75 油 t ρ λ v a Pr 10 898.8 0.1441 0.000564 6591 20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335 30 886.6 0.1423 0.000153 1859 40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121 50 874.6 0.1405 5.74E-05 723 60 868.8 0.1396 3.84E-05 493 70 863.1 0.1387 0.000027 354 80 857.4 0.1379 1.97E-05 263 90 851.8 0.137 1.49E-05 203 100 846.2 0.1361 1.15E-05 160 1.3 设计总传热量和实际换热量计算 0m v Q Cq t Cq t ρ=?=?v v C q t C q t αρβρ=?+?油油水水 C 为比热容/()j kg K ?，v q 为总体积流量3 /m s ，αβ分别为在油水混合物中 油和水所占的百分比，t ?油水混合物温差，m q 为总的质量流量/kg s 。 实际换热量Q 0Q Q *1.1/0.9= 0.9为换热器效率，1.1为换热余量。 1.4 逆流平均温差计算
冷却器设计
本科毕业设计 (论文) 轻质燃油冷却器设计 Design of Light Fuel Oil Cooler 学院：机械工程学院 专业班级：过程装备与控制工程装备091 学生姓名： xxx 学号： 010912xxx 指导教师：张志文（副教授） 2013 年6 月
目录 1 绪论 (1) 2 结构设计 (2) 2.1 换热器类型的确定 (2) 2.2换热管结构尺寸设计 (2) 2.3壳体和管箱结构设计 (3) 2.4分程结构设计 (4) 2.5折流板和支持板结构 (4) 2.6拉杆和定距管 (5) 2.7防冲板和旁路挡板 (6) 2.8接管及其法兰的选择 (6) 3 强度计算和校核 (7) 3.1筒体和封头设计 (7) 3.2温差应力和管子拉脱力计算 (8) 3.3法兰装置的设计及选型 (10) 3.4固定管板的设计和计算 (12) 3.5开孔补强的校核 (22) 3.6支座设计及选型 (26) 结论 (28) 致谢 (29) 参考文献 (30)
1 绪论 1.1 换热器简介 换热器是一种非常重要的换热设备，能够把热量从一种介质传递给另一种介质，在各种工业领域中有很广泛的应用。尤其在化工、能源、交通、机械、制冷、空调等领域应用更广泛。换热器能够充分利用工业的二次能源，并且能够实现余热回收和节能。 1.2 换热器分类 换热器的种类很多，根据不同的工业领域可以选用不同的换热器，可以更大的发挥换热器的传递热量的作用。现在由于人们追求换热器重量轻、占地面积少、使用经济性高，从而推动了紧凑式换热表面的发展，所以紧凑式换热器在实际应用中种类很多。管壳式的换热器在过程工业中的应用很广泛。除了工业中用到的主要换热器种类，如紧凑式换热器、管壳式换热器、再生器和板式换热器外，还有其他特殊的换热器，如双套管、热管、螺旋式、板壳式、夹套式等。 1.3 换热器的发展趋势 近年来,随着全球能源形势的日趋紧张，常规能源的日益减少，节能降耗越来越受到人们的重视。换热器是化工、石油、钢铁、汽车、食品及许多其他工业部门的通用设备，是调节工艺介质温度以满足工艺需求以及回收余热以实现节能降耗的关键设备，其换热性能和动力消耗关系到生产效率和节能降耗水平，其重量和造价决定了整个生产系统的投资。根据统计，热交换器的吨位约占整个工艺设备的20%有的甚至高达30%，在现代石油化工企业中换热器的投资约占全部投资的30%-40%，其重要性可想而知。国内对换热器强化换热技术的研究，主要集中在对换热器内流体液态变化以及对各部件的参数优化两方面。而其他各国对强化技术研究的侧重点不同。 换热器是一个量大而品种繁多的产品，由于国防工业技术的不断发展换热器操作条件日趋苛刻，迫切需要新的耐磨损、耐腐蚀、高强度材料。近年来我国在发展不锈钢铜合金复合材料、铝镁合金及碳化硅等非金属材料等方面都有不同程度的进展，其中尤以钛材发展较快。未来，国内市场需求将呈现以下特点：对产品质量水平提出了更高的要求，如环保、节能型产品将是今后发展的重点；要求产品性价比提高；对产品的个性化、多样化的需求趋势强烈；逐渐注意品牌产品的选用；大工程项目青睐大企业或企业集团产品。 本课题所设计的轻质燃油冷却器是针对给定的设计参数，按照相关规定的要求，通过壁厚计算和强度校核等，设计换热器产品，熟悉压力容器设计的基本要求，掌握固定管板式换热器的常规设计方法，把所学的知识应用到实际的工程设计中去，为以后的工作和学习打下扎实基础。
列管式换热器的设计计算
2.4 列管换热器设计示例 某生产过程中，需将6000 kg/h的油从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30℃，出口温度为40℃。试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度140℃，出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。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。 （2）流动空间及流速的确定 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，油品走壳程。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取u i=0.5m/ｓ。 2．确定物性数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程油的定性温度为(℃) 管程流体的定性温度为(℃) 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 油在90℃下的有关物性数据如下： 密度ρo=825 kg/m3 定压比热容c po=2.22 kJ/(kg·℃) 导热系数λo=0.140 W/(m·℃) 粘度μo=0.000715 Pa·s 循环冷却水在35℃下的物性数据： 密度ρi=994 kg/m3 定压比热容c pi=4.08 kJ/(kg·℃) 导热系数λi=0.626 W/(m·℃) 粘度μi=0.000725 Pa·s 3．计算总传热系数 （1）热流量 Q o=W o c poΔt o=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW) （2）平均传热温差 (℃) （3）冷却水用量 (kg/h)
循环水冷却器设计
目录 设计目录 (1) 一设计任务书 (3) 二物性参数的确定 (4) 三设计方案的确定 (4) 1选择换热器的类型 (4) 2流程安排 (5) 四估算传热面积 (5) 1换热器的热负荷 (5) 2平均传热温差 (6) 3传热面积 (6) 五工程结构尺寸 (7) 1管径和管内的流速 (7) 2管程数和传热管数 (7) 3平均传热温差校正及壳程数 (7) 4传热管排列和分程方法 (8) 5管体内径 (8) 6折流板 (8) 7其它附件 (9) 8接管 (9) 六换热器的核算 (9) 1传热能力的核算 (9)
①管程传热膜系数 (9) ②污垢热住和关闭热阻 (10) ③壳程对流传热膜系数α (10) ④总传热系数K (11) ⑤传热面积裕度 (11) 2换热器内流体的流动阻力 (12) 校核①管程流体的阻力 ②壳程流体的阻力 七换热器的主要工艺结构尺寸和计算结果表 (13) 八设备参数的计算 (14) 1壳体壁厚 (14) 2接管法兰 (15) 3设备法兰 (15) 4封头管箱 (15) 5设备法兰用垫片 (15) 6管法兰用垫片 (16) 7管板 (16) 8支垫 (16) 9设备参数总表 (16) 九参考文献 (17) 十学习体会与收获 (18) 十一重要符号说明 (20)
一. 设计任务书 化工原理课程设计任务书 专业过程装备与控制工程 班级 姓名设计题目循环水冷却器设计 设计条件1设备处理量74T/h 2循环水入口温度55 摄氏度出口温度40摄氏度 3冷却水入口温度20 摄氏度出口温度40摄氏度 4常压冷却热损失5% 5两侧污垢的热阻0.00017(m2℃)/W 6初设k= 900W/(m℃) 设计要求 1设计满足以上条件的换热器并写出设计说明 2根据所选换热器患处设备装配图 指导教师 二计算物性参数 1、定性温度下两流体的物性参数
热交换器设计
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。 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。 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 > 1.0 5.0 ~30 壳程0.2 ~1.5 > 0.5 3.0 ~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 > 1500 1500 ~500 500 ~100 100 ~35 35 ~ 1 < 1 最大流速，m/s 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4 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。 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℃。