化工原理课程设计1.5万吨苯冷却器

化工原理课程设计

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目录

一、 设计任务书.............................................................................................. 3 (一) 设计题目 ................................................................................................. 3 (二) 设计条件 ................................................................................................. 3 (三) (四) (五) (六) (七)

设计步骤及要求....................................................................................... 3 设计成果 ................................................................................................. 4 时间安排 ................................................................................................. 4 设计考核 ................................................................................................. 4 参考资料 ................................................................................................. 4

二、 文件综述 ................................................................................................. 6 三、 年产1.5万吨苯冷却器的工艺设计 ......................................................... 16 (一) (二) (三) (四) 1. 2. 3. 4. (五) 1. 2. 3. 4. 5. 6. (六) 1. 1) 2) 3) 4) 5) 2. 1) 2)

确定设计方案：..................................................................................... 16 确定流体的流动空间： .......................................................................... 16 计算定性温度，确定流体的物性参数：.................................................. 16 初步估算传热面积 ................................................................................. 17 苯的流量及热负荷：.............................................................................. 17 冷却水的用量：..................................................................................... 17 平均传热温差：..................................................................................... 17 初算传热面积：..................................................................................... 18 工艺结构和尺寸..................................................................................... 18 管径和管内流速： ................................................................................. 18 管程数和传热管数：.............................................................................. 18 传热管排列和分程方法：....................................................................... 19 壳体直径：............................................................................................ 19 折流板： ............................................................................................... 19 接管：................................................................................................... 19 核算 ...................................................................................................... 20 传热面积核算：..................................................................................... 20 管程传热膜系数： ................................................................................. 20 壳程传热膜系数： ................................................................................. 20 污垢热阻和管壁热阻： .......................................................................... 21 总传热系数核算： ................................................................................. 21 传热面积核算：..................................................................................... 21 换热器流体阻力损失： .......................................................................... 22 管程阻力：............................................................................................ 22 壳程阻力：............................................................................................ 23

3. 管长与管径比：..................................................................................... 23 (七) 附属结构的选型............................................................................................ 23 (八) (九) (十)

换热器主要工艺结构尺寸和计算结果一览表.................................................. 24 符号说明 ...................................................................................................... 24 参考文献 ...................................................................................................... 26

一、 设计任务书 (一)

设计题目

年产1.5万吨苯冷却器的工艺设计

(二) 设计条件

1． 生产能力1.5×104吨每年粗苯 2． 设备形式：列管换热器 3． 操作压力：常压

4． 苯的进出口温度：进口80℃，出口35℃ 5． 换热器热损失为热流体热负荷的3.5％ 6． 每年按330天计，每天24小时连续生产 7． 建厂地址：兰州地区

8． 要求管程和壳程的阻力都不大于104Pa 9． 非标准系列列管式换热器的设计

(三)

1. 确定设计方案 1) 选择列管换热器的类型

设计步骤及要求

2) 选择冷却剂的类型和进出口温度 3) 查阅介质的物性数据

4) 选择冷热流体流动的空间及流速 5) 选择列管换热器换热管的规格 6) 换热管排列方式

7) 换热管和管板的连接方式 8) 选择列管换热器折流挡板的形式 9) 材质的选择

2. 初步估算换热器的传热面积S 3. 结构尺寸的计算

1) 确定管程数和换热管根数及管长 2) 平均温差的校核

3) 确定壳程数

4) 确定折流挡板、隔板规格和数量 5) 确定壳体和各管口的内径并圆整 4. 校核

1) 核算换热器的传热面积，要求设计裕度不小于10℃，不大于20℃ 2) 核算管程和壳程的流体阻力损失 3) 管长和管径之比为6—10

如果不符合上述要求重新进行以上计算

5. 附属结构如封头、管箱、分程隔板、缓冲板、拉杆和定距管、人孔或手孔、法兰、补强圈等的选型

6. 将计算结果列表（见下表）

(四)

1. 设计说明书（A4纸）

设计成果

1) 内容包括封面、任务书、目录、正文、参考文献、附录 2) 格式必须严格按照兰州交通大学毕业设计的格式打印 2. 换热器工艺条件图（2号图纸）（手绘）

(五)

1) 第十九周——第二十二周

时间安排

2) 第二十二周的星期五（7月25日）下午两点本人亲自到指定地点交设计成果，最迟不得晚于星期五的十八点钟

(六)

1) 设计是否独立完成

2) 设计说明书的编写是否规范

设计考核

3) 工艺计算与图纸正确与否以及是否符合规范 4) 答辩

(七) 参考资料

1. 《化工原理课程设计》 贾绍义 柴诚敬 天津科学技术出版社 2. 《换热器设计手册》 化学工业出版社

3. 《化工原理》 夏清 天津科学技术出版社

换热器主要工艺结构尺寸和计算结果一览表

二、 文件综述

1. 换热器简介：

换热器就是用于存在温度差的流体间的热交换设备，换热器中至少有两种流体，温度较高则放出热量，反之则吸收热量。换热器依据传热原理和实现热交换的方法一般分为间壁式、混合式、蓄热式三类。其中间壁式换热器应用最广。它又可分为管式换热器、板式换热器、翅片式换热器、热管换热器等。其中以管式（包括蛇管式、套管式、管壳式等）换热器应用最普遍。

列管式和板式，各有优点，列管式是一种传统的换热器，广泛应用于化工、石油、能源等设备; 板式则以其高效、紧凑的特点大量应用于工业当中。

列管式换热器（如图1）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，这称为壳程列管式换热器。

列管式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。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，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。同时管子和管板与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。

图1. 列管式换热器

浮头式换热器（如图2）的一端管板与壳体固定，而另一端的管板可在壳体内自由浮动，壳体和管束对膨胀是自由的，故当两张介质的温差较大时，管束和壳体之间不产生温差应力。浮头端设计成可拆结构，使管束能容易的插入或抽出壳体。（也可设计成不可拆的）。这样为检修、清洗提供了方便。但该换热器结构较复杂，而且浮动端小盖在操作时无法知道泄露情况。因此在安装时要特别注意其密封。

浮头换热器的浮头部分结构，按不同的要求可设计成各种形式，除必须考虑管束能在设备内自由移动外，还必须考虑到浮头部分的检修、安装和清洗的方便。 在设计时必须考虑浮头管板的外径Do 。该外径应小于壳体内径Di ，一般推荐浮头管板与壳体内壁的间隙b1=3~5mm。这样，当浮头出的钩圈拆除后，即可将管束从壳体内抽出。以便于进行检修、清洗。浮头盖在管束装入后才能进行装配，所以在设计中应考虑保证浮头盖在装配时的必要空间。钩圈对保证浮头端的密封、防止介质间的串漏起着重要作用。随着幞头式换热器的设计、制造技术的发展，以及长期以来使用经验的积累，钩圈的结构形式也得到了不段的改进和完善。钩圈一般都为对开式结构，要求密封可靠，结构简单、紧凑、便于制造和拆装方便。

浮头式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性，在长期使用过程中积累了丰富的经验。尽管受到不断涌现的新型换热器的挑战，但反过来也不断促进了自身的发展。故迄今为止在各种换热器中扔占主导地位。

图2. 浮头式换热器

U 形管式换热器（如图3）每根管子均弯成U 形，流体进、出口分别安装在同一端的两侧，封头内用隔板分成两室，每根管子可自由伸缩，来解决热补偿问题。结构简单，只有一个管板，密封面少，运行可靠，造价低；管束可抽出，管间（壳程）清洗方便。质量轻，适用于高温和高压的场合。管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料，由于管子需要一定的弯曲半径，故管板利用率低；管束最内层间距大，壳程易短路；内层管子不能更换，因而抱人率高。U 形管式换热器适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢，而管程介质清洁不易结垢以及高温、高压、腐蚀性强的场合。一般高温、高压、腐蚀性强的介质走管内，可是高压空间减小，密封易解决，并可节约材料和减少热损失。

U 型管式换热器，单台换热器共有两块管板，如下图3所示。这种换热器有一半管束管内外介质的流动方向为并流，另一半管束管内外介质的流动方向为逆流。U 型管式换热器的双管板之间一般采用聚液壳彼此连接。聚液壳可以用来调整管板间距且保证两管板相互平行。同时，聚液壳用来封闭相邻两管板之间泄漏出的气(液) 体，防止有毒气(液) 体的外溢。聚液壳最高和最低处需分别设置放空口和放净口，用于及时导出渗漏气(液) 体。如果壳程与管程之间温差很大，为了降低壳程与管程管板与换热管连接处的应力，应尽量降低短节的壁厚，必要时可增加一个膨胀节。

U 形管换热器与其他类型换热器的最大区别是管束结构，在设计换热管布局时应考虑换热管的最小弯曲半径尺i 与分程隔板槽两侧相邻管中心距s 的关系。管径越大，最小弯曲半径就越大，大部分换热管的最小弯曲半径大于分程隔板槽两侧相邻管中心距；且U 形管弯曲段的弯曲半径R 应不小于两倍的换热管外径，常用换热管的最小弯曲半径R 可查手册选取。因此，为了保证适合分程隔板槽

两侧相邻管的中心距，最内层换热管在排列时需要进行斜向交叉排列。如果最内层U 形管之间的间距过大时，可设置假管或者挡板。

图3.U 型管式换热器

2. 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。如表1-1所示。

2.1. 间壁式换热器的类型： 1）夹套式换热器： 2）沉浸式蛇管换热器：

表1-1 换热器的结构分类

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。

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。

2.2. 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。

按照用途的不同，可将混合式热交换器分成以下几种不同的类型：

1) 冷却塔(或称冷水塔) ：

在这种设备中，用自然通风或机械通风的方法，将生产中已经提高了温度的水进行冷却降温之后循环使用，以提高系统的经济效益。例如热力发电厂或核电站的循环水、合成氨生产中的冷却水等，经过水冷却塔降温之后再循环使用，这种方法在实际工程中得到了广泛的使用。

2) 气体洗涤塔(或称洗涤塔) ：

在工业上用这种设备来洗涤气体有各种目的，例如用液体吸收气体混合物中的某些组分，除净气体中的灰尘，气体的增湿或干燥等。但其最广泛的用途是冷却气体，而冷却所用的液体以水居多。空调工程中广泛使用的喷淋室，可以认为是它的一种特殊形式。喷淋室不但可以像气体洗涤塔一样对空气进行冷却，而且还可对其进行加热处理。但是，它也有对水质要求高、占地面积大、水泵耗能多等缺点：所以，目前在一般建筑中，喷淋室已不常使用或仅作为加湿设备使用。但是，在以调节湿度为主要目的的纺织厂、卷烟厂等仍大量使用。

3) 喷射式热交换器：

在这种设备中，使压力较高的流体由喷管喷出，形成很高的速度，低压流体被引入混合室与射流直接接触进行传热传质，并—同进入扩散管，在扩散管的出口达到同一压力和温度后送给用户。

4) 混合式冷凝器：

这种设备一般是用水与蒸汽直接接触的方法使蒸汽冷凝。

2.3. 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。

蓄热式换热器一般用于对介质混合要求比较低的场合。

3. 列管式换热器设计一般要求：

列管式换热器的工艺设计主要包括以下内容：

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。

4. 管壳式换热器设计时应考虑的问题

4.1. 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

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。

4.2. 流体两端温度的选择：

若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题。若其中一流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却一热流体，冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则可根据经济核算来确定：为了节省冷水量，可使出口温度提高一些，

但是传热面积就需要增加；为了减小传热面积，则需要增加冷水量。两者是相互矛盾的。一般来说，水源丰富的地区选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差。不过，工业冷却用水的出口温度一般不宜高于45℃，因为工业用水中所含的部分盐类（如CaCO 3、CaSO 4、 MgCO3和MgSO 4等）的溶解度随温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将形成传热性能很差的污垢，而使传热过程恶化。如果是用加热介质加热冷流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度。

4.3. 管子的规格和排列方法：

小直径管子能使单位体积的传热面积大，因而在同样体积内可布置更多的传热面。或者说，当传热面积一定时，采用小管径可使管子长度缩短，增强传热，易于清洗。但是减小管径将使流动阻力增加，容易积垢。对于不清洁、易结垢或粘度较大的流体，宜采用较大的管径。因此，管径的选择要视所用材料和操作条件而定，总的趋向是采用小直径管子。管长的选择是以合理使用管材和清洗方便为原则。国产管材的长度一般为6m ，因此管壳式换热器系列标准中换热管的长度分为1.5、2、3或6m 几种，常用3m 或6m 的规格。长管不易清洗，且易弯曲。此外，管长L 与壳体D 的比例应适当，一般L/D=4～6。管子的排列方式有等边三角形、正方形直列和正方形错列三种。等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大；正方形直列比较松散，对流传热系数较三角形排列时低，但管外壁清洗方便，适用于壳程流体易结垢的场合；正方形错列则介于上述两者之间，对流传热系数较直列高。管子在管板上的间距a 跟管子与管板的连接方式有关：胀管法一般取a=（1.3～1.5）d 0，且相邻两管外壁的间距不小于6mm ；焊接法取a=1.25d0。换热器壳体内径应等于或稍大于管板的直径。通常是根据管径、管数、管间距及管子的排列方式用作图法确定。

图4. 管子排列方式

4.4. 管程和壳程数的确定：

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。

5. 主要附件：

1) 封头

封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体，圆形用于大直径的壳体。

2) 缓冲挡板

为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。

3) 导流筒

壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间（死角），为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间。

4) 放气孔、牌液孔

换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等。

5) 拉杆和定距管

为了使折流板能够牢靠的保持在一定的位置上，通常采用拉杆和定距管。

6) 接管

换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算

4V s d = πu

式中：V s —流体的体积流量, m 3/s

u —流体在接管中的流速，m/s

流速的经验值对液体可取为：u =1.5~2 m/s。

三、 年产1.5万吨苯冷却器的工艺设计

(一) 确定设计方案：

本设计任务是利用列管式换热器使冷流体（水）给苯降温。选择换热器时，要遵循安全、高效、经济的原则。兰州地区虽然临近黄河，水资源丰富，但是黄河污染较为严重，而且泥沙含量大容易结垢，所以宜采用自来水，但易结垢。兰州年历史最高温度在36o C 左右，设冷却水进口温度25o C ，冷却水两端温度差取10o C . 出口温度为35o C 。热流体进口温度80o C , 出口温度35o C 。冬季操作时进口温度会降低，该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，最大温差为55o C ，且考虑到冷却水易结垢。故本次设计确定选用浮头式换热器。易析出结晶、沉淀、淤泥及其他沉淀物的流体，最好通入比较容易进行机械清洗的空间，而浮头式换热器的管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内管束可以在壳体内自由伸缩，不会产生较大热效应力。对于浮头式换热器，一般易在管内空间进行清洗。所以选择浮头式换热器较合适。

(二) 确定流体的流动空间：

考虑到苯为有毒液体，则苯走管程。冷却水较硬易结垢，所以经过处理形成去离子水后走壳程。由于管径的大小影响管内流速的的大小和管内的压强降，若选用φ25×

2.5mm 的管子会导致成本增加，因此选用管规格为φ19×2mm 。又苯只对一些塑料有一定腐蚀性，对一些无机材质，如金属，陶瓷等，基本没有腐蚀性。故选择碳钢管。

(三) 计算定性温度，确定流体的物性参数：

苯：进口温度：80o C ，出口温度：35o C ， 80+35=57.5o C 定性温度2

在此温度下的参数：c p =1.86KJ (Kg ⋅o C ) μ=4⨯10-4Pa ⋅S ρ=839. 5Kg m 3 λ=0. 1355W (m ⋅o C )

冷却水：进口温度：25o C ，出口温度：35o C ， 25+35=30o C 定性温度：2

在此温度下的参数：c p =4.174KJ (Kg ⋅o C ) μ=0.801⨯10-3Pa ⋅S

ρ=995.7Kg m 3 λ=0.618W (m ⋅o C )

(四)

1. 苯的流量及热负荷： 初步估算传热面积

1. 5⨯104⨯103

W h ==0. 526Kg 330⨯24⨯3600

Q T =W h c ph ∆T =0. 526⨯1. 86⨯(80-35)=44. 0262KJ =44. 0262KW

2. 冷却水的用量：

W c =

Q T (1-η)44. 0262⨯(1-3. 5%)==1. 018kg /s C PC ∆t 4. 174⨯（35-25）

3. 平均传热温差：

按照完全逆流计算：

∆t 1=80-35=45 C ∆t 2=35-25=10C

∆t 1

（-35-25）'（80-35） ∴∆t ==23.27C >2 m 80-35t 2I n 35-25

80-3535-25=4. 5 =0. 18 ，R =有P =35-2580-25

得ϕ∆t =

由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流量较大，故单壳程合适。

'故有∆t m =ϕ∆t ∆t m =0. 83⨯23. 27=19. 31 C

R +1⎛1-P ⎫ln ⎪R -1⎝1-PR ⎭2)-1-R +(-1-R -R 2+1R +12=0. 83

图5. 温度校正

4. 初算传热面积：

设K=250W (m 2⋅o C ) ，则估算传热面积为：

S ' =Q T =44. 0262⨯103

=7. 56789m 2

K ∆t m 250⨯23. 27

考虑安全系数和初估性质, 取传热面积裕度为15%：

S =1. 15S ' =1. 15⨯7. 56789=8. 703m 2

(五) 工艺结构和尺寸

1. 管径和管内流速：

选用Φ=19mm ⨯2mm 碳钢管(10)，取管内流速u i =0.5m s

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 v

s =q

=0. . 5

0.785⨯(0.019-2⨯0.002) 2⨯0.5=7.095≈8(根)

4d 2

i u i

按单程管计算，所需传热管长度为：

L =S 8.703==18.2364m ∏d 0n s 3.14⨯0.019⨯8

按单程管设计，传热管太长，宜采用多管程结构。根据设计实际情况，宜采用标准型设计，现取传热管长l=3m，则换热管程为：

L 18.2364N p ==≈8(管程) l 3

传热管总根数：N =8⨯8=64

3.传热管排列和分程方法：

因为正三角形排列法易于传热故采用正三角形排列，取管心距a =1.4d 0，则， t =1.4⨯19=32mm

横过管束中心线的管数 n c =1. N =1.1⨯64≈10

4.壳体直径：

取管板利用率为η'=0. 5，则壳体内径为：

D =1. 05t N '=1. 05⨯32⨯0. 5=380. 14mm ，圆整为400mm 。

5.折流板：

采用弓形折流板，取圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h =0. 25⨯400=100mm 。

折流板间距B=0.3D=120，圆整后取B=150mm。则折流板数N B=

块。折流板圆缺面水平装配。

l 3000-1=-1=19B 150

6.接管： 壳程流体进出口接管：取接管内流速1.0，则接管内径为

D 1=4q w =∏u 4⨯1. =36.09m m 3.14⨯1

圆整后，可取管内径为40mm 。

管程流体进出口接管：取管内流速为0.9，则接管内径为

D 2=4⨯0. =29. 78m m =38m m 3.14⨯0.9

圆整后，可取管内径为30mm 。

(六)

1. 传热面积核算：

1) 管程传热膜系数： 核算

αi =0.023⨯λ

d i R e 0.8Pr 0. 3

管程流体流通截面积：

1S i =d i n s =⨯π⨯0. 0152⨯8=1. 413⨯10-3m 2 π424

管程流体流速及雷诺准数分别为：

0. 526839. 5u i ==0. 497≈0. 5m s -31. 413⨯10

0. 015⨯0. 5⨯839. 5Re i ==15740. 62 -44⨯10

1. 86⨯103⨯4⨯10-4

Pr ==5. 49 0. 1355

αi =0.023 ⨯λ

d i R e 0.8Pr 0. 3=0. 023⨯0. 1355⨯15740. 630. 8⨯5. 490. 30. 015

⎡⎤=799⎢W 2o ⎥⎣(m⋅C) ⎦

2) 壳程传热膜系数：

⎛μ⎫α0=0. 36Re o 0. 55Pr μ⎪⎪d e ⎝w ⎭ λ130. 14

管子按正三角形排列，传热当量直径为：

⎛2π2⎫⎛3⎫2π2⎪ ⎪4 t -d 40. 032-0. 0190⎪ 2 ⎪4⎭24⎝⎝⎭=0. 04m d e == πd 0π⨯0. 019壳程流通截面积：

d 00.019

S 0=B ⋅D (1-) =0. 15⨯0. 4⨯(1-) =0.056m 2

t 0.032

壳程流体流速及雷诺准数分别为：

u 0=

1. 018995. 7

=0. 045

0. 056

d e u o ρ0. 04⨯0. 045⨯995. 7

Re 0===2237. 5

μ0. 801⨯10-3

4. 174⨯103⨯0. 801⨯10-3

Pr ===5. 41

λ0. 618

C p μ

⎛μ⎫黏度校正 μ⎪⎪

⎝w ⎭

0. 14

≈1

1

0. 618⎡⎤0.55

α0=0. 36⨯⨯2237.5⨯5. 413⨯1=675. 4⎢W o ⎥(m⋅C) 0. 04⎣⎦

3) 污垢热阻和管壁热阻： 查表得数据如下：

2o

(m ⋅C ) 水：R so =3.44⨯10

-4

2o

(m ⋅C ) 苯：R si =1. 7197⨯10

-4

碳钢导热率：λ=45W

4) 总传热系数核算：

m 2⋅o C )

管壁厚度：b=0.002m

K =

1

=261. 1W /(m 2⋅。c )

o o o +R si ++R so +αi d i d i λd i αo

5) 传热面积核算：

Q T 44026. 2S p ===9. 01m 2

K ∆t m 261. 1⨯19. 31

换热器实际面积： S c

=πd o lN =π⨯0. 019⨯3⨯64=10. 45m 2

换热器的面积裕度为：

H =

S c -S p

S p

⨯100%=

10. 45-9. 01

⨯100%=15. 98%

9. 01

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2. 换热器流体阻力损失：

1) 管程阻力：

∑∆P =(∆P +∆P )N N

i

1

2

S

P

F t

由R ei =15740. 63，传热管相对粗糙度为0.005，查莫狄图得λi =0. 036W (m 2⋅o C )，流速u i =0. 5, ρ=839. 5kg 2, 得：

20.52⨯839.5

∆P 1=0.036⨯⨯=503.7Pa

0.01523ρu 20.52⨯839.5∆P 2==3⨯=314. 8Pa

22

4()∆P =503. 7+314⨯1. 5⨯8⨯1=9804Pa

式中：N S =1 N P =8 F t =1. 5

ρu 2l ρu 2

∆P 2=3 ∆P 1=λi

2d i 2

管程流体阻力在允许范围之内。

图6. 莫狄图

2) 壳程阻力：

∑∆P =(∆P '+∆P ') F N

o

1

2

s

S

其中，N S =1，F s =1.15 流体经管束的阻力：

2

其中，F=0.5 f 0=5Re -0. 228 n c =10 N B =19 u 0=0. 096，则：

2

ρu 2995. 7⨯0. 045

∆P 1'=Ff 0n c (N B +1) =0. 5⨯5⨯2237. 5-0. 228⨯10⨯(19+1) ⨯=86. 85Pa

22

∆P 1'=Ff 0n c (N B +1)

ρu o 2

流体经过折流板缺口的阻力： 2B ρu 2

∆P 2' =N B (3. 5-)

D 2

其中，B=0.15m， D=0.4m，有，

2

2B ρu 22⨯0.15995.7⨯0.045

'=V =N B (3. 5-) ∆P 2=19⨯（3.5-）⨯=52.6756P a

D 20.42

故，总阻力:

4

''∆P =(∆P +∆P ) F N =（86.85+52.6756）⨯1⨯1. 15=160. 454Pa

壳程流体阻力在允许范围内。 因此，换热器满足阻力要求。

3. 管长与管径比：

l 3==7. 5，满足要求。 D 0. 4

(七) 附属结构的选型

本换热器附属结构有封头、管箱、分程隔板、缓冲板、拉杆和定距管、人孔或手孔、法兰、补强圈等。具体附属设备的选型参照《热器器设计手册》P136-P190。

(八)

换热器主要工艺结构尺寸和计算结果一览表

(九)

英文字母：

W h ——热流体质量流量，Kg S ； W c ——冷流体质量流量，Kg S ；

3

q ——体积流量，m ；

v

符号说明

C ph

——热流体定压比热容，KJ /Kg ⋅C ；

C pc ——冷流体定压比热容，KJ /Kg ⋅C ；

∆T ——热流体进出口温差，o C ；

∆t ——冷流体进出口温差，o C ； ∆t 1——高温端温差，o C ； ∆t 2——低温端温差，o C ； Q T ——热负荷，K W ；

η——热损失；

∆t ' m

——对数平均传热温差，o C ；

∆t m ——平均传热温差，o C ；

P 、R ——因数；

ϕ∆t ——温度校正系数； K ——总传热系数，W /m 2. o C ；

S ' ——估算传热面积，m 2

；

S ——传热面积，m 2；

Φ——管径，mm ；

d i ——管内径，mm ； d 0——管外径，mm ； u i ——管内流速，m /s ； n s ——单程传热管数；

L ——单程管长，m ； l ——传热管长，m ；

∏——圆周率；

N p

——管程数；

N ——传热管总根数； t ——管心距，mm ；

n c ——横过管束中心线的管数；

η'——管板利用率；

D ——壳体内径，mm ； D 1——壳程接管内径，mm ； D 2——管程接管内径，mm ； h ——圆缺高度，mm ；

B ——折流板间，mm ；

N B ——折流板数目；

αi ——管程对流传热系数，W /m 2. o C ；

αo ——壳程对流传热系数，W /m 2. o C ；

S i ——管程流通截面积，m ； S o ——壳程流通截面积，m ；

22

Re ——雷诺准数； Pr ——普朗特准数；

λ——导热系数，W /m 2. o C μ——粘度， Pa.s；

d e ——当量直径，m ； R s

——污垢热阻，(m 2⋅c ) /W ；

b ——管壁厚度，m ；

2m S p ——估计传热面积，；

S c ——实际传热面积，m ； H ——面积裕度；

2

∆P ——压差，Pa ；

N s

——串联的壳程数； F t

——结构校正系数； ρ——密度，k g m 2；

F s f 0

——壳程压强降的结垢校正系数； ——壳程流体的摩擦系数；

F ——校正系数；

εd ——相对粗糙度；

(十) 参考文献

一、《化工原理课程设计》 贾绍义 柴诚敬 天津科学技术出版社 二、《换热器设计手册》 钱颂文 化学工业出版社 三、《化工原理》 夏清 天津科学技术出版社