换热器课程设计

化工原理课程设计

纯苯液体冷却器

前言

化工原理是在研究化学工业共性的基础上发展起来的。本课程属于技术基础课程，主要研究化工生产中的物理加工过程，按其操作原理的共性归纳成若干个“单元操作”，研究对象由过程和设备两部分组成。

化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中可培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。本课程是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。

换热器按照结构形式可分为：固定管板式换热器、浮头式换热器；U形管换热器；填料函式换热器。

固定管板式换热器由两端管板和壳体构成。由于其结构简单，运用比较广泛,是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中换热器占总设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。随着节能技术的发展，应用领域不断扩大，利用换热器进行高温和低温热能回收带来了显著的经济效益。

编 者 于太原工业学院

目录

第一章 化工原理课程设计任务书

一、设计题目：—纯苯液体冷却器 二、设计条件： 1、处理能力：14000kg/h 2、设备形式：列管式换热器 3、操作条件

流体 物料 加热冷却介质 名称 苯（液） 循环水 入口温度℃ 80 29 出口温度℃ 60 39 允许压力将0.02Mpa 热损失：按传热量的10%计算 三、设计内容 1、前言

2、确定设计方案（设备选型、冷却剂选择、换热器材质及载体流入空间的选择）

3、工艺设计

初估换热面积，并确定换热器基本尺寸（包括管径、管长、程数、每管程数、管子排列、壁厚、换热器直径、流体进出管管径等计算）

4、换热器核算、

（1）核算总传热系数（传热面积）

（2）换热器内流体的流动阻力校核（计算降压） 5、机械结构选用

（1）管板选用、管子在管板上的固定、管板与壳体连接结构 （2）封头类型选用 （3）温度补偿装置的选用 （4）管法兰选用 （5）管、壳程接管

6、换热器主要结构尺寸和计算结果表

7、结束语（包括对设计的自我评价及有关问题的分析讨论） 8、换热器结构和尺寸（1#图纸） 9、参考资料目录

第二章 固定管板式换热器简述

固定管板式换热器概述

固定管板式换热器由两端管板和壳体构成。由于其结构简单，运用比较广泛。 固定管板式换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中换热器占总设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。随着节能技术的发展，应用领域不断扩大，利用换热器进行高温和低温热能回收带来了显著的经济效益。

固定管板式换热器管程和壳程中，流过不同温度的流体，通过热交换完成换热。当两流体的温度差较大时，为了避免较高的温差应力，通常在壳程的适当位置上，增加一个补偿圈（膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。

固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。

特点：固定管板式换热器结构简单，制造成本低，管程清洗方便，管程可以分成多程，壳程也可以分成双程，规格范围广，故在工程上广泛应用。壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用。当膨胀之差较大时，可在壳体上设置膨胀节，以减少因管、壳程温差而产生的热应力。

优点：1、旁路渗流较小；2、锻件使用较少，造价低；3、无内漏；4、传热面积比浮头式换热器大20%～30%。

缺点：1、壳体和管壁的温差较大，壳体和管子壁温差t≤50℃,当t≥50℃时必须在壳体上设置膨胀节；2、易产生温差力，管板与管头之间易产生温差应力而损坏；3、壳程无法机械清洗；4、管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命较低。

第三章 纯苯液体冷却器设计内容

3.1 确定设计方案

确定设计方案的原则：满足工艺和操作上的要求，确保安全生产，做到经济、技术上的合理，及尽量节省设备和操作费用。 （1）选择换热器的类型 1）两流体的温度变化情况：

苯（热流体）入口温度为80℃，出口温度为60℃； 水（冷流体）入口温度为29℃，出口温度为39℃。

从冷热流体的温度来看，换热器的壳体温度和管壁温度二者的温度差并

不太大，初步确定选用固定管板式换热器。

2）冷热流体井口温度差

80℃-29℃=51℃>50℃

选用的固定管板式有膨胀节的固定管板式换热器。 （3）管程安排

查阅资料可知，不洁净或易结垢的流体宜走便于清洁的管程，黏度大或

者流量小流体的流体宜走壳程，温度较高的流体应在易散热的流体宜走壳程。

根据本设计的实际情况，水在操作温度下平均黏度较大，循环水易结垢，

并且如果流速低的境况下，将会加快结垢增长速度，使换热器的热流量下降，而苯为热流体，大于苯在操作温度下平均黏度故总体考虑，应使水走管程，苯走壳程。

（4）流体参数

1） 定性温度：对于低粘度的流体，其定性温度可取流体进、出温度的平均值，所以苯和水的定性温度如下：

8060 苯的定性温度：T==70℃

2 水的定性温度：T=

2939=34℃ 22）苯在定性温度下的物性参数：密度ρ 830.0kg/m³，比热容cp

1.90kJ/(kg·℃)，导热系数λ 0.335W/(m·℃），黏度μ 0.136×10-3 Pa·s。

3）水在定性温度下的物性参数：密度ρ994.3kg/m³，比热容cp

4.17kJ/(kg·℃)，导热系数λ 0.624W/(m·℃），黏度μ 0.737×10-3 Pa·s。

3.2 估算传热面积

（1）计算热负荷 Q =

qm1cp1(T1-T2)=

14000×1.90×103 ×（80-60）=1.478×105W 3600（2）冷却水用量

51.4781090%=3.19kg/s=11482 kg/h 90%Q qm2 = =

4.171033929CP2(t2t1)（3）传热平均温度差

' tm =

80396029 = 36℃ tt2 = 22（4）平均传热温差校正及壳程数

平均温度校正系数的计算 R = 8060 = 2 3929P = 3929 = 0.196

8029 按单壳程，双管程结构查表可知t = 0.965

'平均传热温差 tm = ttm= 0.965×36= 34.74℃

由于平均传热温度校正大于0.8，同时壳程流体流量较大，故选取单壳程较为合适。

（5）初算换热面积

参照传热系数K的大致范围为300K-800K，所以假设K = 600W/(㎡·℃）

5则估算传热面积 A估=Q90%=1.4781090% =6.38m2

Ktm60034.74 3.3 工艺结构尺寸

（1）管径和馆内流速

选用φ25mm×2mm的无缝钢管（碳钢），取管内流速1.1m/s。 （2）总管数和管程数

依据传热管内径和流速确定单程传热管数

按单程管计算，所需的传热管长度为

取标准管长 L标 =3 m，所以传热管程数m=2 传热总管数N = m

=14×2 = 28根

所以总管数n=28+4=32根，即数据圆整为n=36根 （3）传热管排列和分程方法

管程是双程，所以采用组合排列法，每程内均按正三角形排列，隔板两

侧采用正方形排列。管子与管板采用焊接结构。

管心距取 PT= 1.25d0 = 1.25×25= 32 mm （4）壳体直径

采用多管程结构，管板利用率η = 0.8

则壳体内径为：D = 1.05Ptn =1.05×32×

= 225.39mm

按壳体标准圆整数据取 D =273mm 隔板中心到离其最近一排管中心距离

（6）折流挡板

采用弓形折流挡板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去圆缺高度为：

h = 0.25×273=68.25mm 取折流板间距

B = 150mm 折流板数

3.4 换热器计算校核

⑴总传热系数核算 管程传热系数

0.8n i0.023RePrdi Rediui0.0211.047994.329463 30.74210cp4.1741030.742103 Pr4.963

0.624流体被加热 n0.4

故i0.023管外传热系数

0.62429463.1720.84.9630.44879.940W/(㎡·℃） 0.021 00.36Re0.55Pr1/3dew0.14

管子按正三角形排列，传热当量

3223224Ptd040.0320.0252424 ded03.140.025 0.018m 壳程流通截面积

d00.025 SBD10.20.2191 Pt0.032 0.00958 ㎡ 壳程流体流速

16000/3600q862.4 u0v0.538m/s s0.00958

Redeu0cp0.0180.538862.422571.572 30.37101.8801030.37103 Pr4.7

0.148壳程中苯被冷却，取w0.140.95

00.3622571.5720.554.71/30.1480.0181229.655W/(㎡·℃） 管内，外侧热阻分别取：Rsi1.7197104㎡·℃/W；

Rso1.7197104㎡·℃/W。已知管壁厚度b=0.002m;取碳钢导热系数

50W/(m·℃)。

总传热系数K为

K11

i

RsibdiddRsoiidmdoodo1

0.00225252511229.6551.71971041.7179104502321214879.940 676.881W/(㎡·℃） 715-676.881<50 ⑵传热面积核算 所需传热面积

Q90%1.6711050.9 A6.212m2

Ktm676.88135.767'

前已算出换热器的实际传热面积A6.939m2,则

A6.9391.1171.1,1.25,故满足生产要求。 'A6,212⑶核算压力降 管程压力降

pi(p1p2)FtNsNp

已知：NS1;Np2；对φ25mm×2mmui1.047m/s;Rei24566.714(湍流)。的管子，Ft1.4；对于碳钢管，取管壁相对粗糙度取0.01

由Re关系图中查得0.055

lui24.5994.31.0472p10.0375779.150Pa

di20.0212ui2994.31.0472p23134.050Pa 232p5779.1501347.0501.4219952.8Pa 0.02MPa

i壳程压力降

已知：Fs1.15;NS1,有

ppo'1'1'p2FSNs

2uo pFfobNb1

2

管子按正三角形排列 F0.5 b1.1n1.1245.389 折流档板间距 B0.2m 折流挡板数 NB22 壳程流通截面积 S0.00958㎡ 壳程流速

uoqv0.538m/s 'Sdouo0.0250.538862.422571.572 30.3710Reo

0.2280.474 fo5.0RO pFfobNb1'12uo25260.33

2u2B'p2NB3.5oD2254.75828.40.5382 253.5 21929360.013Pa

ppo'1'1.1516813.38Pa＜0.02MPap2

计算结果表明，管程与壳程的压力降均能满足设计要求。 3.5换热器相关设备的选用

1) 换热管的选择

选用的是外径 25mm，壁厚为2mm无缝钢管。两管程，公称直径D=219mm换热器排列图如下

2) 定距管

根据GB/TB163-2008.流体输送用无缝钢管，采用φ25mm×2mm的定距管，拉杆采用定距管结构 3) 管板与管子连接 管板与管子连接采用焊接法 4) 管箱的选择

因为DN小于400mm,所以选用平盖管箱 5) 折流板间距S 折流板间距S=150mm 6) 膨胀节的选用

选用U形膨胀节，波的高度为70mm，圆弧半径为22mm。 7) 封头的选用

上下两端封头均采用标准椭圆形封头，根据

JB/T 4737-95标准，封头为：公 称直径DN为219mm,曲面高度h1=54.75mm，曲面高度h2=25mm，壁厚为8mm。

8) 接管及法兰的选用

根据流速选择管径 u=1.8-2.5m/s

根据公式：qmuA

热流体：qm14d1u1 取u11.82.5m/s

2 则：d15160mm

冷流体：qm24d22u2 取u21.82.5m/s

则：d24856mm

① 管程流体进出口接管用无缝钢管，根据GB 6479标准，选外径为60mm,壁厚为3.5mm的，配用法兰PL60-0.25RF Q235A,采用HG20592标准。

② 壳程流体进出口接管用无缝钢管，根据GB 6479标准，选外径为50mm,壁厚为3.5mm的, 配用法兰PL50-0.25RF Q235A，采用HG20592标准。

③ 排气口接管用无缝钢管，根据GB 6479标准，选外径为32mm,壁厚为2.5mm的，配用法兰PL32-0.25RF Q235A，采用HG20592标准。

④ 排污口接管用输送流体用无缝钢管，根据GB 6479标准，选外径为32mm,壁厚为2.5mm的，配用法兰PL32-0.25RF Q235A，采用HG20592标准。 9) 管板的选用

管板厚度40mm，用Q235A。 10) 壳体厚度的确定

壳体内径D=219，可选用壁厚为8mm. 11) 支座的选用

选用鞍式支座，根据JB/T 4712-92标准，鞍座A273-F(S)。

3.6 换热器主要结构尺寸和计算结果

参数 流率/(kg/s) 进（出）口温度/℃ 物 定性温度//℃ 密度/(kg/m3) 定压比热容粘度/pa s 热导率普朗特数 管程 1.047 29(39) 34 994.3 4.174 0.000742 0.624 4.963 壳程 0.538 80(60) 70 862.4 1.1880 0.00037 0.148 4.7

设备 型式 壳体内径/mm 管径/mm 管长/mm 管数目/根 传热面积m2 固定管板式 219 Φ25×2 4500 70 6.939 2 管程 1.047 4879.940 壳程数 台数 管心距/mm 管子排列 折流板数/个 折流板间材质 壳程 0.538 1229.655 2 1 32 正三角形 22 200 碳钢 管程数 结构 主要计算结果 流速/(m/s) 表/传热系数/[W/(m2℃)]

第4部分 主体装置图绘制（见2图纸）

# 第5部分 主要符号说明

P ----- 压力，Pa Rs ----- 热阻，㎡·℃/w N ----- 管数

S ----- 传热面积，㎡ t（T） ----- 冷（热）流体温度，℃

U ----- 流速,m/s  ----- 对流传热系数，w/（㎡·℃）

D ----- 壳体内径 t ----- 校正系数 d ----- 管径

Q ----- 传热速率  ----- 粘度，Pa·s Re ----- 雷诺数

K ----- 总传热系数，w/（㎡·℃） Pr ----- 普朗特数

第6部分 结束语

从上述课程设计的结果不难看出，若要保证设计出的换热器在K值假设

与真实计算值之差、压力差，面积富裕值等方面满足要求，需假设合适的K值、选用合适的标准管束及数目、挡板数、壳尺寸等等。

再通过这次课程设计，我们在以下几个方面得到了培养和训练： （1）查阅资料，选用公式和搜集数据的能力。

（2）正确选用设计参数，树立从技术上可行和经济上合理两方面考虑的工程观点，同时还需考虑到操作维修的方便和环境保护的要求。

（3）正确、迅速地进行工程计算。设计计算是一个反复试算的过程，计算工作量很大，因此正确与迅速（含必要的编程能力）必需同时强调。

（4）掌握化工设计的基本程序和方法，学会用简洁的文字和适当的图表表示自己的设计思想。

这次课程设计的训练让我对自己的专业有了更加理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工原理设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通 过 课 程 设 计，还 使 我 们 树 立 正 确 的 设 计 思 想，培 养 实 事 求 是、严 肃 认 真、高 度 负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。

最后，我还要感谢我们的指导老师对我们的教导与帮助，感谢老师的尽心尽力，感谢同学们的相互支持，与他们一起对一些问题的探讨和

交流让我开拓了思路，也让我在课程设计时多了些轻松、愉快。

第7部分 参考主要文献

[1]《化工原理》天津大学化工原理教研室编 天津：天津大学出版社。（1990） [2]《换热器》秦叔经、叶文邦等，化学工业出版社（2003） [3]《化工过程及设备设计》华南工学院化工原理教研室（1987） [4]《化工原理课程设计》申迎华、郝晓刚，化学工业出版社（2009）

（5）绘管板布置图确定实际管子数目

由官办布置图知，实际排管数为24根，扣除4根拉杆，则实际换热管为20根。

取管板厚度为40mm .

则换热器的实际传热面积 A = ndiL00.042

= 20×3.14×0.025×（4.5-0.04×2） = 6.939㎡

3.604994.3管程实际流速iqvN'2dim4200.0252241.047m/s

管程实际流速在推荐范围内。