化工原理课程设计__非标准系列管壳式气体冷却器的设计

化工原理课程设计

学 院： 化学与生物工程学院

专 业： 应用化学

题 目： 非标准系列管壳式气体冷却器的设计

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：非标准系列管壳式气体冷却器的设计

二、设计条件

1.生产能力：混合气体流量为6000/h，混合气的相对分子质量为17.

2.混合气进口温度为144.5℃，出口温度为57℃，冷却水入口温度30℃，出口温度36℃。

4.两流体均无相变。

三、设计步骤及要求

1.确定设计方案

（1）选择列管式换热器的类型

（2）选择冷却剂的类型和进出口温度

（3）查阅介质的物性参数

（4）选择冷热流体流动的空间及流速

2.初步估算换热器的传热面积

3.初选换热器规格

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。

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

四、设计成果

1.设计说明书（A4纸）

（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、时间安排

（1）第19周～第20周，于7月17号下午3点本人亲自到指定地点交设计成果.

六、设计考核

（1）设计是否独立完成；

（2）设计说明书的编写是否规范

（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

目录

1.摘要 ................................................................... 1

2.文献综述 ............................................................... 2

2.1热量传递的概念与意义 .............................................. 2

2.1.1热量传递的概念 ............................................... 2

2.1.2. 化学工业与热传递的关系 ..................................... 2

2.1.3.传热的基本方式 .............................................. 2

2.2换热器简介 ........................................................ 3

2.2.1固定管板式换热器 ............................................. 3

2.2.2浮头式换热器 ................................................. 3

2.2.3 U形管式换热器 ............................................... 4

2.3 列管式换热器设计一般要求 .......................................... 5

2.4 流体流径的选择 .................................................... 6

2.5管壳式换热器 ...................................................... 6

2.5.1工作原理 ..................................................... 6

2.5.2主要技术特性 ................................................. 7

3.工艺计算 ............................................................... 8

3.1 确定设计方案 ...................................................... 8

3.1.1确定流体的定性温度 ........................................... 8

3.1.2选择列管式换热器的形式 ....................................... 8

3.1.3确定流体在换热器中的流动途径 ................................. 8

3.2设计参数 .......................................................... 8

3.3计算总传热系数 ................................................... 8

3.3.1.热流量 ...................................................... 9

3.3.2冷却水用量 .................................................. 9

3.3.3计算传热面积 ................................................ 9

3.3.4工艺结构尺寸 ................................................ 9

3.3.5传热计算 ................................................... 10

3.3.6换热器内流体的流动阻力 .................................... 12

4.换热器主要结构尺寸和计算结果 .......................................... 15

5.参考文献 .............................................................. 16

6.附录 .................................................................. 17

6.1英文字母 ......................................................... 17

6.2 希腊字母 ......................................................... 17

6.3下标 .............................................................. 17

1.摘要

热量传递不仅是化工、能源、宇航、冶金、机械、石油、动力、食品、国防等各工业部门重要的单元操作之一，它还在农业、环境保护等其他部门中广泛涉及。作为该单元操作的设备——换热器在化工、炼油装置中所占的比例，在建设费用方面达20%-50%之多。因此，无论从能源的利用，还是从工厂的效益来看，合理地选择和设计换热器，都具有重要的意义。随着经济的发展，对能源利用，开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益增强，换热器的设计、制造、结构改进及传热机理等方面的研究也日益活跃。

在诸多类型的换热器中以间壁式的应用最为普遍。此类换热器中，以管壳式应用最广。本设计的任务就是完成一个满足生产要求的管壳式换热器的设计或选型。

管壳式换热器设计或选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其他尺寸或选择换热器的型号。由总传热速率方程可知，要计算换热器的传热面积，得确定总传热系数和平均温度差。由于总传热系数与换热器的类型、尺寸、流体流道等诸多因素有关，而平均温度差与两流体的流向、辅助物料终温的选择等有关，因此管壳式换热器设计或选型需考虑许多问题，通过多次试算和比较才能设计出适宜的换热器。

换热器的工艺设计计算有两种类型，即设计计算和校核计算，包括计算换热面积和造型两方面。设计计算的目的是根据给定的工作条件及热负荷，选择一种适当的换热器类型，确定所需的换热面积，进而确定换热器的具体尺寸。校核计算的目的则是对已有的换热器校核它是否满足预定要求，这是属于换热器性能计算问题。无论是设计计算还是校核计算，所需的数据包括结构数据、工艺数据和物性数据三大类。其中结构数据的选择在换热器设计中最为重要。对于列管式换热器的设计包括壳体形式、管程数、管子类型、管长、管子排列形式、折流板形式、冷热流体流动通道等方面的选择。工艺数据包括冷热流体的流量、进出口温度、进口压力、允许压力降及污垢系数。物性数据包括冷热流体在进出口温度或定性温度下的的密度、比热容、粘度、导热系数等。

本设计针对乙醇冷凝的问题选择一个满足工艺要求的标准系列换热器。通过对兰州地区水资源情况、常年气温情况、水价、水质等综合考虑，最后确定冷却水的用量、进出口温差等。并根据工艺过程所规定的条件，如传热量、流体的热力学参数以及在该参数下的物性进行热力学和流体力学计算，然后进行标准系列换热器的选型及校核。

2.文献综述

2.1热量传递的概念与意义

2.1.1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。

2.1.2. 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。

2.1.3.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。

2.2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。

2.2.1固定管板式换热器

一般适用于壳体与管束间的温度差低于50℃，壳程压力小于6kgf/cm2的情况。这种换热器具有结构比较简单、造价低廉的优点；但其缺点是因管束不能抽出而使壳程清洗困难，因此要求壳程的流体应是较清洁且不易结垢的物料。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结构简单；在相同的壳体直径内，排管较多，比较紧凑；由于这种结构使壳侧清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，常会使管子与管板的接口脱开，从而发生介质的泄露。为此常在外壳上焊一膨胀节，但它仅能减小而不能完全消除由于温差而产生的热应力，且在多程换热器中，这种方法不能照顾到管子的相对移动。由此可见，这种换热器比较适合用于温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合。

2.2.2浮头式换热器

其优点是，当壳体与管束因温度不同而引起热膨胀时，管束连同浮头就可在壳体内自由伸缩，而与壳体无关，从而解决热补偿问题。另外，由于固定端的管板是以法兰与壳体相连接的，因此管束可以从壳体中抽出，便于清洗和检修，所以浮头式换热器应用较为普遍，其缺点是结构比较复杂，金属消耗量多，造价较高。

2.2.3 U形管式换热器

这种型式换热器结构较简单，重量轻，适用于高温和高压的情况。其主要缺点是管程清洗比较困难，且因管子有一定弯曲半径，管板利用率较低，管程不易清洗，因此管程流体必须清洁。列管式换热器的设计资料较完善，已有系列化标准。目前我国列管式换热器的设计、制造、检验、验收按“钢制管壳式（即列管式）换热器”（GB151）标准执行。列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计。其中以热力设计最为重要。不仅在设计一台新的换热器时需要进行热力设计，而且对于已生产出来的，甚至已投产使用的换热器在检验它是否满足使用要求时，均需进行这方面的工作。

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。

表1——换热器结构分类

2.3 列管式换热器设计一般要求

列管式换热器的设计资料较完善，已有系列化标准。目前我国列管式换热器的设计、制造、检验、验收按“钢制管壳式（即列管式）换热器”（GB151）标准执行。

列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计。其中以热力设计最为重要。不仅在设计一台新的换热器时需要进行热力设计，而且对于已生产出来的，甚至已投产使用的换热器在检验它是否满足使用要求时，均需进行这方面的工作。

2.4 流体流径的选择

哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，可以根据以下方法选择（固定管板式换热器）

1、不洁净和易结垢的流体易走管内，以便于清洗管子。

2、腐蚀性的流体易走管内，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、压强高的流体易走管内，以免壳体受压。

4、饱和蒸汽易走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。

5、可利用外壳向外散热的作用，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易走管内，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，易走管内，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下即可达到湍流，以提高对流传热系数。

在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾。

2.5管壳式换热器

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。管束是管壳式换热器的核心，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管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全可靠性。

2.5.1工作原理

管壳式换热器和螺旋板式换热器、板式换热器一样属于间壁式换热器，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。

2.5.2主要技术特性

一般管壳式换热器与其它类型的换热器比较有以下主要技术特性：

1、耐高温高压，坚固可靠耐用；

2、制造应用历史悠久，制造工艺及操作维检技术成熟； 3、选材广泛，适用范围大。

2.5.3管板式换热器的优点 (1) 换热效率高,热损失小

在最好的工况条件下, 换热系数可以达到6000W/ m2K, 在一般的工况条件下, 换热系数也可以在3000～4000 W/ m2K左右,是管壳式换热器的3～5倍。设备本身不存在旁路,所有通过设备的流体都能在板片波纹的作用下形成湍流,进行充分的换热。完成同一项换热过程, 板式换热器的换热面积仅为管壳式的1/ 3～1/ 4。 (2) 占地面积小重量轻

除设备本身体积外, 不需要预留额外的检修和安装空间。换热所用板片的厚度仅为0. 6～0. 8mm。同样的换热效果, 板式换热器比管壳式换热器的占地面积和重量要少五分之四。

(3) 污垢系数低

流体在板片间剧烈翻腾形成湍流, 优秀的板片设计避免了死区的存在, 使得杂质不易在通道中沉积堵塞,保证了良好的换热效果。 (4) 检修、清洗方便

换热板片通过夹紧螺柱的夹紧力组装在一起,当检修、清洗时, 仅需松开夹紧螺柱即可卸下板片进行冲刷清洗。 (5) 产品适用面广

设备最高耐温可达180 ℃, 耐压2. 0MPa , 特别适应各种工艺过程中的加热、冷却、热回收、冷凝以及单元设备食品消毒等方面, 在低品位热能回收方面, 具有明显的经济效益。各类材料的换热板片也可适应工况对腐蚀性的要求.当然板式换热器也存在一定的缺点, 比如工作压力和工作温度不是很高, 限制了其在较为复杂工况中的使用。同时由于板片通道较小,也不适宜用于杂质较多,颗粒较大的介质。

3.工艺计算

3.1 确定设计方案

3.1.1确定流体的定性温度

冷却剂为自来水，取入口温度为30℃，出口温度为36℃. 混合气：入口温度为144.5℃（g），出口温度为57℃（g）. 水的定性温度：tm=（30+36）/2=33℃.

混合气的定性温度：Tm=（144.5+57）/2=100.75℃. 两流体的温度差：Tm - tm=100.75-33=67.75℃. 3.1.2选择列管式换热器的形式

两流体的温差较大，故选用板管式换热器. 3.1.3确定流体在换热器中的流动途径

由于气体的压强高，则混合气走管程，冷却水走壳程。. 3.2设计参数

确定物性参数

混合气的定性温度：T=(57+144.5)/2=100.75 ℃ 密度 ρi＝0.925kg/m3 定压比热容 Cpi＝1.9kJ/kg℃ 热导率 λi＝0.058W/m℃ 粘度 μi＝0.0155mPa﹒s 水的定性温度：t=(36+30)/2=33℃ 密度 ρo＝994.7kg/m3

定压比热容 Cpo＝4.174kJ/kg℃ 热导率 λo＝0.622W/ m℃ 粘度 μi＝0.757m Pa﹒s

3.3计算总传热系数

3.3.1.热流量

Q=WhCp h(T1-T2)=6000×0.925×1.9×(144.5-57) kJ/h=256302.1W 平均传热温差

△tm1=(△t1-△t2)/㏑(△t1/△t2)=(108.5-27)/㏑(108.5/27)

式中：△t1 =T1-t2=108.5℃ ,△t2 =T2-t1=27℃ 求得△tm=58.59℃ 3.3.2冷却水用量

W0=Q/△t Cp o＝36842.66(kg/h) 平均传热温差校正系数

144.557R14.58

3630 3630P0.0524

144.536

按单壳程，奇数管程结构，温差校正系数查有关图表，可得 ψ△t=0.0.98 平均传热温差

△tm=ψ△t △tm1=0.98×58.59=57.42℃ 3.3.3计算传热面积

求传热面积需要先知道K值，根据资料查得混合气和水之间的传热系数取K值为125W/(㎡.℃)计算

由Q=KS`△tm 得

Ktm 256302.135m2 12558.59

设实际的面积S=1.2 S,=42m2

3.3.4工艺结构尺寸

在决定管数和管长时，首先要选定管内流速ui，按书中表6-1冷却水走管程的流速为5—30m/s，取流速为ui=27m/s，设所需单管程数为ns，选用¢ 25mmX2.5mm传热管（碳钢）的内径为0.020m，从管内体积流量

600031

Vims1.667m3s1

3600

计算求得：

Vi1.667

ns197根

2

diui0.0227

44

S

Q

管长l

s42

2.72m

nsdo3.141970.025

则l取3m

2.72

0.911 3

所以 此换热器是的总管数

管程NP

根） n  1  197  197(

管子采用正三角形排列，相邻两管中心距

t =1.25 d0 =0.03125m, 横过管束中心线的管数

n1.c

n1.115.4416(根)

b, =1.2×d0=0.03m 壳体内径D

,

Dt(n1)2b0.03125(161)20.03528mm530mm c

折流板间距

B=0.5D = 265mm 折流板数 NB =3÷0.25-1=11（块） 壳程流体进出口接管，取u=1.0m/s

3.3.5传热计算

（1）管程给热系数ai。

d u  0 . 02  26 . 89  0. 925

 32094.5 Re计算：  

 0 . 0000155

普兰特准数

计算：Pri

cp





1.90.0155

0.508

0.058

管程传热系数

 0 0. 058 .8 Pr 0 .3  0 0 .8 0. 3  219 2   0  32094  .023 Re .023 0. 508 .3 w / m c

i

d i

0 . 02

（2）壳程传热系数0，

流体通过管间的最大截面积

A=BD(1-d0/h)=0.265×0.53×0.2=0.026m2 流体的流速

u0=V0/A0=0.0103÷0.026=0.4m/s

4(

322td0)0.020md0

雷诺准数

de

 0 d u . 02  0 . 40  994 . 7

 9460.8 Re 0  

 0 . 000757

普兰特准数

Pr0

cp





4.1740.757

5.08

0.622

粘度校正 (

0.14

)≈1.05 w

故，00.36

即



de

Re

0.55

Pr

w

13

0.14

1

0.6220.553

o0.369460.85.081.05

0.020

3451.9w/m2.oC 取Rsi=1.8×10-4 W/(㎡.℃);

Rs0=3.4×10-4W/(㎡.℃) 总传热系数K＇

1

K＇=

d0d01

RsiRsoididi0

1

0 . 025 25 1  4   1 . 8  10  4  3 . 4  10 . 02  213 . 8 20 3451 . 9 0

=152W/(㎡.℃) K＇1521.216 K125

在1.15到1.25之间，满足要求。

S 

Q 256302. 1 2   29 . 5m K t 152 . 0  57 . 13

m

该换热器的实际传热面积Sp

0.0265×(3-0.06)×(197-16)=41.8m Sp=πd0L(n-nc)=3.14×

裕度 

S  S S p



41 . 8  29 . 5

 29. 40  / 

41 . 8

2

与换热器列出的面积S=29.5㎡比较，有29.40%的裕度。

3.3.6换热器内流体的流动阻力 （1）管程流动阻力

管程流通面积

 n 3 . 14

  0 Ai  d i 2 . 02 2  197  0 . 062 m 2

4 N p 4

管程流体流速

V 1 . 667

 26 ui   . 89 m / s

Ai 0 . 062

由Re=32094.5 传热管相对粗糙度

查莫狄图得摩擦系数 i

结构校正因数：

0.1

0.005， 20

  0. 035W / m o c

,

25mm2.5mm时取1.4 19mm2mm时取1.5

管程流动阻力

Pi(P1P2)FtNsNp

lu2u2

上式中：Ns1， Np=1,Ft1.4，P1i，P2

d22所以

3 0 . 925  26 . 892

  1755 p1  0 . 034 . 7 Pa

0 . 02 2

30.92526.892P21003.3Pa

2

p1755.71003.31.43862.610kp

i

满足要求

（2）壳程流动阻力

取折流板间距B=0.265m

计算截面积

S0BDncd00.2650.53160.0250.033 流体流速

u0 

0 . 0103

 0 . 31 m / s

0 .0330

雷诺准数

d u  0 .02  0 . 31  994 . 7    8410 Re 0  3   0 . 757 10

Re0＞500

摩擦系数

f05.0Re0

0.228

5.084100.2280.64

''

壳程阻力损失 P0(P1P2)FtNs

流经管束的阻力

PFf0nc(NB1)

'

1

2u0

2

nc13，NB =11,u0=0.32m/s F=0.5

故，

流体流经折流板口的阻力

'2

994 . 7  0 . 31 2

  2937 Pa P '  0 .5  0 .64  16  (11  1) 1 2

2

2hu0

PNB(3.5)

D2

上式中：B=0.265m,D=0.53m 故，

22.65994.70.31

P'113.51872

0.532

2

总阻力损失

  P  ( 2937  1872 )  1 . 15  5530 Pa

总的阻力损失大于5245Pa小于设计压力30KPa，压力降合适。

4.换热器主要结构尺寸和计算结果

5.参考文献

[1] 贾绍义,柴诚敬主编.化工原理课程设计[M].天津:天津大学出版社,2002:47—51． [2] 柴诚敬主编.化工原理（第二版）[M].北京：高等教育出版社，2005:209—271. [3] 申迎华,郝晓刚主编.化工原理课程设计[M].北京：化学工业出版社，2009:86—89.

[4] 刘光启,马连湘,刘杰主编.化学化工物性数据手册:有机卷［M］.北京:化学工业出版社，2002:599

－ 600．

[5] 周涛主编.化工原理.北京：科学出版社，2010.6.