1、化工原理课程设计之心得体会-30-一.化工原理课程设计任务书1.2.1 处理能力：40t/h 煤油1.2.2.设备形式：列管式换热器1.2.3.操作条件（1）.煤油：入口温度 160，出口温度 60（2）.冷却介质：循环水，入口温度 17，出口温度30（3）.允许压强降：管程不大于 0.1MPa,壳程不大于 40KPa（4）.煤油 定性 温度下的物 性数据 =825kg/m3，黏度 7.15 10-4Pa.s，比 热容 2.2kJ/（kg.），导热系数 0.14W/（m.）1.3.1.传热计算1.3.2.管、壳程流体阻力计算1.3.3.管板厚度计算1.3.4.膨胀节计算1.3.5.管束振动1.
2、3.6.管壳式换热器零部件结构二.概述2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占 总费用的 10%20%，在炼油厂约占总费用 35%40%。换热器在其他部门如动力、原子能、 冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的 换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分 热量传递给冷流体的设备。换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热 器应用最广泛，如表 2-1 所示。表 2-1 传热器的结构分
3、类类型特点间管固定管 式刚性结构用于管壳温差较小的情况（一般50），管间不能清 洗列带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合壳U 型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难壁式填料函 式外填料函管间容易泄露，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的 介质内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器 中套管式能逆流操作，用于传热面积较小的冷却器、冷凝器或预 热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面板式拆洗
4、方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间 换热螺旋板式可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用做回收低 温热能伞板式结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触蓄热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热 能的场合2.2.固定管板式因设计需要，下面简单介绍一下固定管板式换热器。固定管板式即两端管板和壳体连结成一体，因此它具有结构简单造价低廉的优点。但是 由于壳程不易检修和清洗，因此壳方流体应是较为洁净且不易结垢的物料。当两流体的温度 差较大时，应考虑热补偿。有具有补偿圈（或称膨胀节）的固定板
5、式换热器，即在外壳的适 当部位焊上一个补偿圈，当外壳和管束的热膨胀程度不同时，补偿圈发生弹性变形（拉伸或 压缩），以适应外壳和管束的不同的热膨胀程度。这种热补偿方法简单，但不宜用于两流体 温度差太大（不大于 70）和壳方流体压强过高（一般不高于 600kPa）的场合。1-挡板 2-补偿圈 3-放气嘴图 2.2.1. 固定管板式换热器的示意图2.3.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：增大传热系数提高平均温差妥善 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
6、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。在设计或选型时，如果 有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一标准就尤为重要了。三.热量设计3.4.2.热流量以热介质煤油为计算标准算它所需要被提走的热量:Q=ms1cp
7、1（T1-T2）=40000x2.2x（160-60）=8800kJ/h=2444.4kw3.4.3.平均传热温差计算两流体的平均传热温差 暂时按单壳程、多管程计算。逆流时，我们有煤油：16060水： 30 17 从而，而此时，我们有：T1-T2160-60100R= 1 2 = =7.69t2-t130-1713式中：T1 ,T2 热流体（煤油）的进出口温度，； t1，t2 冷流体（自来水）的进出口温度，；7.692+1 ln 1-0.091 ln 2-0.091X（1+7.69- 7.692+17.69-1 1-0.091x7.69 2-0.091X（1+7.69+ 7.692+1=0.9
8、610.9 符合要求则平均传热推动力：tm=tm,逆=0.961x78.6=75.53.4.4.冷却水用量由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得：Qc= Q =8800000/4.185x（30-17） =161750 /hCpc（t2 - t1）两流体的温度变化情况如下：（1）煤油：入口温度 160，出口温度 60；（2）冷却介质：自来水，入口温度 17，出口温度 30； 该换热器用循环冷却自来水进行冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考略到这一因素， 估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，故从安全方便考虑 可以采用带有膨胀节的管板式换热器3.3.确定物性数据 定
9、性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。壳程流体（煤油）的定性温度为：T= （160+60）/2=110管程流体（水）的定性温度为：t=（30+17）/2=23.5在定性温度下，分别查取管程和壳程流体（冷却水和煤油）的物性参数，见下表：密度/（/m3）比热容/（kJ/kg）粘度/（Pas）导热系数/（W/m）煤油8252.27.1510-40.14水997.34.1859.250.606已知两流体允许压强降分别不大于 0.1MPa,40kPa；两流体分别为煤油和水。与煤油相 比，水的对流传热系数一般较大。由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢 增
10、长速度，使换热器的热流量下降，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程， 而使煤油走壳程。表 3-2.列管式换热器内的适宜流速范围流体种类流速/（m/s）管程壳程冷却水13.50.51.5一般液体（黏度不高）0.53.00.21.5低黏油0.81.80.41.0高黏油0.30.8由上表，我们初步选用 252.5 的碳钢管，则管内径 di=25-2.52=20mm 管内流 速取 ui=1.6m/s,从管内体积流量为：i =n （/4） 0.021.636300=161750/997.3=162.6m/h解得n=90传热面积：A=nd。L=24444.410/（35075.5）=92.5 可
11、以求得单程管长 L=92.5/3.140.025）=13.09m若选用4.5m 长的管，需要 4管程，则一台换热器的总管数为490=360 根. 查化学工业出版社第三版谭天恩主编的化工原理附录十九，可以初步确定换热 器的主要参数见下表：项目数据壳径 D（DN）800mm管尺寸25mm2.5mm管程数 Np（N）4管长4.5m管数 n442管排列方式组合式排列中心排管数 nc23管心距32mm管程流通面积 Si0.0347m 传热面积152.7m 注：由于是多程，故为了方便安装分程板，采用组合式排列跟方便。对表中的数据进行核算：1每程的管数 n1 =n/Np=4224=110.5,管程流通面积
12、si =（/4） 110.50.03471 与表中的数据0.0347 相符的很好2传热面积 A=d0 Ln=3.140.0254.5442156.2 稍大于表中 152.7 , 这是由于管长的一部分需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准 由于换热管是组合式排列，除在分程板两侧采用正方形排列外，大部分地方采 用的是正三角形排列，故中心排管数可以按照正三角形排列的形式计算：中心排管数 nc 1.1 n =1.1 442 =24阻力的计算管程vi 流速 ui =3600= 162.2 =1.3m/ssi 3600x0.0347 雷诺数 Rei = uiidi =1.3 997.3 0.02=280
13、322000 2流动形式为湍流由/d=0.005 Rei=28032 带入经验公式=0.1（/d+ 68/Re）可得i=0.032383管内的阻力损失 Pi =i l （ui i ）/2=0.032381.3997.30.02 di2=6139.6Pa回弯阻力损失 Pr=3（ui i ） /2=31.3 2=2528.2Pa则管程内总压降为：Pt=（Pi +Pr）FtNsNp=（6139.6+2528.2） 1.44=48539.7Pa =48.54KPa5004摩擦系数 f0 = 5.0/（ Re0 0.228 ）=5.02338 0.228=0.855则折流挡板数 NB = l -1=4.
14、50.2-1=22h6管束的损失P1=Ff0nc（NB+1） （u0 0 ）=0.50.8524（22+1）8250.34 2= 11187Pa2h 2 0.27缺口损失P2=NB（3.5- 2h ）（u0 0 ）/2=22（3.5- 2 0.2 ）825）/2 =3147Pa 则壳程损失Ps=P1+P2=11187+3147=14334=14.3KPa40KPa 即壳程的压降也满足题意 综上核算初步认为所选的换热器适用3.4.5.总传热系数K总传热系数的经验值见表 3-4，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值，可供设 计时参考。选择时，除要考虑流体的物性和操作条件外，还应考虑换热器的
15、类型。表 3-4 总传热系数的选择总传热系数/W/（m3）水（流速为 0.91.5m/s）582698水（流速较高时）8141163冷水轻有机物1mPa116467盐水233582有机溶剂有机溶剂=0.30.55mPa19823323346511634958233水（流速为 1m/s）水蒸气（有压力）冷凝23264652水蒸气（常压或负压）冷凝17453489水溶液5822908有机物114349有机物蒸气及水蒸气冷凝5821163重有机物蒸气（常压）冷凝重有机物蒸气（负压）冷凝58174饱和有机溶剂蒸气（常压）冷凝含饱和水蒸气的氯气（50）174349SO2冷凝NH3冷凝698930氟里昂冷
16、凝7561）.管程传热系数：Rei=28032Pri= cpui =4.185 103 0.925 10-3 = 6.388Nui=0.023 Re0.8 Pr0.4 = 0.023 280320.8 6.3880.4 =174.58i ii=0.023 i （diui i）0.8（cpui）0.4 d i= Nui（ i ）=174.58 （ 0.606 ）=5289.9 W/m2 di 0.022）.壳程传热系数：假设壳程的传热系数是： o =500 W/m2污垢热阻： Rsi=0.000344m2/WRso=0.000172 m2/W =45 m2/Wb=0.0025dm=0.0225管
17、壁的导热系数： 管壁厚度： 内外平均厚度：在下面的公式中，以外管为基准，代入以上数据得：1 do +Rsi do + do +Rso+ =320W/m2 3.5 计算传热面积由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面积：A= Q = 2444.4 103 =101.2m2K tm 320 75.5152.7 - 101.2与换热器列出的传热面积A=152.7比较有 152.7 -101.2 有近34%的裕度，从阻力损失和传152.7热面积来看所选的换热器适用。四. 机械结构设计换热器中最常用的管径有19mm2mm 和25mm2.5mm。小直径的管子可以承受更大 的压力，而且管壁较薄；同时，对
18、于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热 面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高 的情况下，采用19mm2mm 直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常 用较大直径的管子。标准管子的长度常用的有 1500mm，2000mm，2500mm，3000m,4500,5000,6000m,7500mm,9000m 等。换热器的换热管长度与公称直径之比一般为 425,常用的为 610选用252.5 的碳钢管，管长 4.5m,速取 ui=1.3m/s根据传热管的内径和流速，可以确定单程传热系数：ns= dV2u = 6700.75865.7
19、 /（03.062020 09.954） =119.4 120（根）按单程计算，所需传热管的长度是：107L = = = 11.4 m d n 3.14 0.025 120若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构，可见取传热管长 l=6m ，则该传热 管程数为：Np = L =11.4 （2 管程）p l 2 则传热管的总根数为： N=Np ns=2 120=240 （根）4.3.平均传热温差校正及壳程数 由前面的计算已求得，按单壳程、多管程计算，逆流时： tm=（140-40）-（40-30） =39.14.4.由图 4-19（参见天津大学出版社的化工原理（上册修订版）233 页）可查得
20、： t =0.82 0.8，所以，修正后的传热温度差为： tm= tm t =39.10.82=32于是，校正后的平均传热温差是 32，壳程数为单程，管程数为 2。4.5.壳程内径及换热管选型汇总4.4.1 壳体内径采用多管程（ 2 管程）结构，D=a（b-1）+2e式中 D壳体内径，mm； a 管心距， mm ；b 横过管束中心线的管数，管子按正三角形排列： b =1.1 n ；管子按正方形排列： b =1.19 n ，n为换热器的总管数；e管束中心线上最外层管中心到壳体内壁的距离，一般取 e= （ 1 1.5） d 壳径的计算值应圆整到最接近部颁标准尺寸，见表 4.5。所以，代入数据我们有
21、：D=32*18+2* （ 1.01.5 ）*25=626651mm取 D=600mm4.4.2.换热管的选型汇总根据以上的计算可以得到如下的计算结果：DN,mm600管程数2壳程数管子规格25*2.5管子根数240中心排管数19管程流通面积，m20.03768换热面积，m2换热器长度，mm6000通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：232160.0364107.54.6.折流板 设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管 束的作用。常用的有弓形折流板（图 1-20）和圆盘-圆环形折流板（图 1-21），弓形折流板 又
22、分为单弓形图 1-20（a）、双弓形图 1-20（b）、三重弓形图 1-20（c）等几种形 式。单弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h为壳体公称直径Dg的15%45%，最好是20%， 见图 1-22（a）；在卧式冷凝器中，折流板底部开一 90的缺口，见图 1-22（b）。高度为 15 20mm，供停工排除残液用；在某些冷凝器中需要保留一部分过冷凝液使凝液泵具有正的吸入 压头，这时可采用带堰的折流板，见图 1-22（c）。在大直径的换热器中，如折流板的间距较大，流体绕到折流板背后接近壳体处，会有一 部分液体停滞起来，形成对传热不利的“死区”。为了消除这种弊病，宜采用双弓形折流板 或三弓形折流板。
23、从传热的观点考虑，有些换热器（如冷凝器）不需要设置折流板。但为了增加换热器的 刚度，防止管子振动，实际仍然需要设置一定数量的支承板，其形状与尺寸均按折流板一样 来处理。折流板与支承板一般均借助于长拉杆通过焊接或定距管来保持板间的距离，其结构 形式可参见图 1-23。由于换热器是功用不同，以及壳程介质的流量、粘度等不同，折流板间距也不同，其系 列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。允许的最小折流板间距为壳体内径的 20%或 50mm，取其中较大值。允许的最大折流板间 距与管径和壳体直径有关，当换热器内流体无相变时，其最大折流板间距不得大于壳体内径， 否则流体流向就会与管子平行而不是垂直于管子，从而使传热膜系数降低。折流板外径与壳体之间的间隙越小， 壳程流体介质由此泄漏的量越少，即减少了流体 的短路，使传热系数提高，但间隙过小，给制造安装带来困难，增加设备成本，故此间隙要 求适宜。折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表 5.5.1 所列数据。表 5.5.1
