换热器
一 操作条件
计算在平均温度下混合物的密度、导热系数、粘度、比热容，在平均温度652
2
1=+=
T T T m ℃下： 水的密度3m /kg 5.6985=水ρ，糠醛的密度33/10.11m kg ?=糠ρ。
331/87.102265
.98565
.0101.135.01
m kg =+
?=
ρ
水的比热容1183.14--??=K kg kJ C p 水， 糠醛的比热容1133.61--??=K kg kJ C p 糠。
111949.3183.4)09170.01(633.109170.0--??=?-+?=K kg kJ C p
水的粘度为s mp a ?=60.40水μ，糠醛的粘度s mp a ?=975.0糠μ。
s mp a ?=?-+?=507.0460.0)09170.01(975.009170.01μ
水的热导率1164.60--??=K m W 水λ，糠醛的热导率
11398.10--??=K m W 糠λ 。
111616.0664.0)09170.01(1398.009170.0--??=?-+?=K m W λ
二 冷却介质的选用及其物性
将糠醛液从100℃冷却到30℃没有相变是个显热变化，用到的冷
却剂应温度较低。查阅当地的年最高气温在35℃左右，确定使用当地井水作为冷却介质，按照设计保证完成任务的原则及水温一般低于18℃，冬季操作时进口温度会适当降低，井水它易结垢，污水热阻较大，而一般不洁净和易结垢的流体易走易于清洗的一侧，对于固定管板式，浮头式换热器，一般应将易结垢流体流经管程。该换热器选用固定管板式，显然井水走管程，被冷却液体走壳程。
冷却水进出口温度为171=t ℃，232=t ℃，因此平均温度下冷却水物性如下：
32m /kg 2.998=ρ s mp a ?=005.12μ
112599.0--??=K m W λ 11283.14--??=K kg kJ C p
因该换热器的管壁和壳体壁温差满足
45]2
1723[]230100[=+-+=-m m t T ℃<50℃，符合管壳式换热器的不需
要热补偿的要求。 三 换热管的选择
管材选普通 mm mm 5.225?φ的碳钢管 四 计算热负荷和冷却流体的流量
热负荷的质量流量，因V m ρ=，由精馏塔的化工工艺计算知，
s m V /00015.087
.102236001526
.25925.2131=??=
h kg s kg V W h /35.552/153.000015.087.102211==?==ρ
KW T T C W Q p h 41.423600)30100(949.335.552)(2110=÷-??=-= 因此 h kg t t C Q W p i /19.6083)
1723(10183.43600
100041.42)(32120=-????=-=
计算流体的平均温差 ，暂时按单壳程进行计算，逆流时平均温差为 1
21
2ln 't t t t t ???-?=
?， 有 7723100212=-=-=?t T t ℃
131730121=-=-=?t T t ℃
所以 98.3513
77ln 13
77ln '1212=-=???-?=
?t t t t t ℃ 有关参数
6667.1117
2330
1000723.017
10017
2312211112=--=--=
=--=--=
t t T T R t T t t p
依化工原理书得其修正系数的公式为]
)
11(2)11(2ln[
11ln 1122
2+++-+-+----+=
R R p R R p pR p
R R ?，
将p 、R 代入其中得到9325.0=?t ?>0.8，可见用单壳程单管程适
合，所以55.3398.359325.0'
=?=?=??m t m t t ?℃。
所需传热面积的计算
按经验数值初总传热系数)(0估K 选取 K W K ??=20m 290（估）
可初算出所需传热面积'i
S ，23
00'63.455
.332901041.42m t K Q S m i
=??=?=
流速的选择
冷却液在管内的流速取 5.0=i u ～3m/s 2 主要工艺及结构基本参数的计算 (1) 前已选定换热管规格及材质
（2）换热管数量及长度确定
管数 9.8)
02.0(14.36.02.9983600
19.60834422=??÷?
==i i d u V n π 取为9根管 则 m d n S l i 17.6025
.014.3936
.40''
=??==π，
按商品管长系列规格，取管长L=8m ，取管程为四管程，则36'=n 根。
则 s m d n V u i i /599.002
.014.392
.998360019.6083442
2=??÷÷?==
π （3）管子的排列方式及管板的连接方式的选用
管子的排列方式，采用正三角形排列，管子与管板的连
接，采用焊接法。
（4）计算换热器外壳内直径 i D '2)1(b n t D c i +-=
管中心距mm d t 322525.125.10=?==
横过管束中心线管数，6.6361.11.1'=?==n n c 取整
c n =6根，
管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，
m d b 0375.0025.05.15.10'=?== 所以 m D i 235.00375.02)16(032.0=?+-?=
按壳体直径标准系列尺寸圆整取 D=0.325m
15.6325
2000
≈=D L ，管长径比合适。 （5）画出排管图
（6）计算实际传热面积0S 及过程中的总传热系数)(0选K 203694.5)1.00.2(025.014.336)1.0(m L d N S i =-???=-=π 123m 0)
(042.23555
.333694.51041.42t -??=??=?=K m W S Q K i 选 （7）折流板直径c D 、数量及其有关尺寸的确定 选取折流板和壳体见的间隙为3.5mm ，因此 折流板直径 mm D c 3185.32325=?-=。
切去弓形高度 mm D h 8132525.025.0≈?==。 折流板数量 11.0'
--=
h L N B ，取折流板间距150'
0=h 那么有 7.111150
100
2000=--=
B N 块，及取12=B N 块。 实际折流板间距 1461
12100
20000≈+-=
h , 作图时直接用150mm 的,折流板间距，实际作图时为满足接管的设计要求排折流板时一共排了11块折流板。 （8）拉杆的直径和数量与定距管的选定
选用mm 16φ钢拉杆，数量4条，定距管采用与换热管相同 的管子，即mm mm 5.225?φ碳钢管。
（9） 列出设计换热器的结构基本参数
4 换热器主要构件尺寸与接管尺寸的确定
换热器的主要构件有封头、筒体法兰、管板、筒体、折流板、支 座。主要接管有：流体进、出口接管，排气管，排液管等。 （1）筒体（壳体）壁厚的确定 C P
PD i
+-=
?σδ][2
设计压力为P=a Mp ，壳体材料为Q235，查得其相应的许用应力 [σ]=113a Mp ，焊缝系数φ=0.65（单面焊），腐蚀裕度C=3+0.5=3.5mm ，所以 mm 42.45.36
.065.01132225
6.0=+-???=
δ。
根据钢板厚度标准，取箱体、封头厚度为8mm 。
（2）封头、管体、法兰、管板、支座均有标准供选用，结构尺寸 可从有关手册所列标准中查取。 （3）流体进出口管的直径计算 依据公式 u
V
d π4=
①冷却水进出口管的直径1d 计算，取='1u 0.3m/s ， 那么
mm u V
d 7.843
.014.32.998360019
.608344'
1
1=???
==
π 经圆整选用5.289?φ的热轧无缝钢管
②被冷却介质进出口接管直径2d ，有s m V /00015.03'2=取
='
2u 0.05m/s 那么
mm u V d 8.6105
.014.3000150
.044'
2'2=??==π 经圆整采用所以经圆整选取5.276?φ的热轧无缝钢管。 5 管壳程压强降的校验 （1）管程压降
p s t i N N F p p p )(21?+?=?∑，
依上式可知：管程数p N =4，串
联壳程数s N =1，对于mm mm 5.225?φ的换热管，结构校正系数 为t F =1.4。
1p ?——流体流过直管段由于摩擦所引起的压力降
由下式计算 2
2
1i i u d l p ρλ=?
λ—为摩擦阻力系数 l —传热管长m 因为s m u i /599.0=， 有94.1189810005.12
.998599.002.03
2
2
=???=
=
-μρi i ei u d R >10000
取管壁粗糙度 mm 1.0=ε（查化工原理书），则005.0=i
d ε
，
通过查资料可知λ=0.036，
故 a i i p u d l p 68.6442
599.02.99802.00.2036.02221=???==?ρλ
2p ?——流体通过回弯管（进出口阻力忽略不计）由摩擦所
引起的压力降
由下式计算 )2(
32
2i u p ρ=?
a i p u p 23.5372
599.02.9983)2(32
2
2=??
==?ρ 则
a p s t i p N N F p p p 696.661844.1)23.53768.644()(21=??+=?+?=?∑
小于50a kp
管程压强降满足要求 （2）壳程压强降（被冷却液）
s s N F p p p )('
2'10?+?=?∑
'1p ?，'2p ?分别为流体横过管束的压强降和通过折流挡板缺
口的压强降
s F ——结垢校正系数，对流体s F =1.15 2
)
1(20
0'
1
u N n Ff p B c ρ+=?
F ——管子排列方式对压强降的校正因数，由于此处为
正三角形排列所以去0.5
0f ——壳程流体的摩擦系数，当0e R >500时，
228
.000.5-=e
R f 。
B N ——折流板挡板数，12个 h ——折流板挡板间间距，h=0.146m 0u ——按壳程流通面积计算的流速
c n ——横过管束中心线的管数，前面计算知为6
壳程流通截面积：
20001038.0)032.0025.01(325.0146.0)1(m t d hD S =-??=-
= 则 s m S V u s /01445.001038
.000015
.0/00==
= 正三角形排列时，当量直径
m d d t d e 0202.0025
.014.3)
4025.014.3032.023(4/)423(422
02020=??-??=-=ππ 89.58810
507.087
.102201445.00202.03
1
1
000=???=
=
-μρu d R e e >500 168.189.5880.50.5228.0228.000=?==--e R f
故 a p p 86.42
01445
.087.1022)112(6168.15.02
'1
=??
+???=? 2
)25.3(2
1'2
u D h N p B ρ-=?
=2
01445
.087.1022)325.0146.025.3(122
???-? =3.33a p
s s N F p p p )('
2'10?+?=?∑
=（4.86+3.33）×1.15×1
=9.4185a p
故由以上计算结果表明管程和壳程压降都满足生产要求。 6 总传热系数的校验 总传热系数由下式计算
i
i 0i 0i m 000
)
(0d d
d d d bd 1
1αλα+++
+=S S R R K 计 （1）管内冷却介质的传热系数i α的值
3
.08.0023.0ri ei i i i P R d λ
α=，
其中2
2
2λμp ri C P =，将已知的值代入该式得
到02.7599
.0005
.1183.42
2
2=?=
=
λμp ri C P
则，将已知值代入3
.08.02023.0ri ei i
i P R d λ
α=中得到
3.08.0)02.7()9
4.11898(02
.0599
.0023.0???
=i α =2251.3012--??K m W
（2）管间被冷却介质的传热系数0α 因为0e R =588.89不在?2（310～610），
325
81
=24.9% 计算公式如下 14.03/100)/(w r e
H
P d j μμλ
α=，依雷诺数查得
H j =10.1,所以公式为14.03/100)/(1
.10w r e
P d μμλ
α=。
243.3616
.0507
.0949.31
1
10=?=
=
λμp r C P
由于壳程中的糠醛液体被冷却，所以95.0)/(14.0=w μμ 14.03/100)/(1
.10w r e
P d μμλ
α=
=95.0243.30202
.0616
.01.1031
???
=43312--??K m W
（3）污垢热阻
依据流体的实际情况查得
管内侧污垢热阻4107197.1-?=si R 12--??K m W 管外侧污垢热阻40107197.1-?=s R 12--??K m W 故
20
30.2251252025107197.122.551250.0025107197.14331144)
(0?+??+??+?+=--计K 计算得302)(0=计K 12--??K m W
钢管的导热系数为，查书得为5112--??K m W 所以有
8.212
.4235302
0)(0==
（选）
计K K 显然此设计满足换热要求，所以该换热器设计合理。
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计班级：09化工 设计者：陈跃 学号：20907051006 设计时间：2012年5月20 指导老师：崔秀云
目录 概述 1.1.换热器设计任务书 .................................................................... - 7 - 1.2换热器的结构形式 .................................................................. - 10 - 2.蛇管式换热器 ........................................................................... - 11 - 3.套管式换热器 ........................................................................... - 11 - 1.3换热器材质的选择 .................................................................. - 11 - 1.4管板式换热器的优点 .............................................................. - 13 - 1.5列管式换热器的结构 .............................................................. - 14 - 1.6管板式换热器的类型及工作原理............................................ - 16 - 1.7确定设计方案.......................................................................... - 17 - 2.1设计参数................................................................................. - 18 - 2.2计算总传热系数...................................................................... - 19 - 2.3工艺结构尺寸.......................................................................... - 19 - 2.4换热器核算 ............................................................................. - 21 - 2.4.1．换热器内流体的流动阻力 (21) 2.4.2.热流量核算 (22)
换热器课程设计说明书 专业名称：核工程与核技术姓名：*** 班级：*** 学号：*** 指导教师：*** 哈尔滨工程大学 核科学与技术学院 2017 年 1 月 13 日
目录 1 设计题目…………………………………………………………………………… 1.1 设计题目………………………………………………………………………1.2 团队成员……………………………………………………………………… 1.3 设计题目的确定过程………………………………………………………… 2 设计过程…………………………………………………………………………… 3 热力计算…………………………………………………………………………… 4 水力计算…………………………………………………………………………… 5 分析与总结………………………………………………………………………… 5.1 可行性评价和方案优选………………………………………………………5.2 技术分析………………………………………………………………………5.3 总结与体会……………………………………………………………………参考文献………………………………………………………………………………附录计算程序………………………………………………………………………
1.1、设计题目 设计一台管壳式换热器，把 18000 kg/h 的热水由温度 t 1 ’冷却至 t 1 ”，冷却水入口温 度 t 2 ’，出口温度 t 2 ”，设热水和冷却水的运行压力均为低压。 初始参数： 热水的运行压力：0.2MPa (绝对压力) 冷却水运行压力：0.16MPa(绝对压力) 热水入口温度 t 1 ’： 80℃； 热水出口温度 t 1 ”： 50℃； 冷却水入口温度 t 2 ’： 20℃； 冷却水出口温度 t 2 ”： 45℃； 1.3设计题目的确定过程 首先，我们小组集中讨论了本次课程设计内容，即换热器设计的内容和具体细节上的要求，然后在组内达成了共识——求同存异。在题目初始参数相同的情况下对后续的计算以及编程过程发挥各自的特长，并将自己存在的疑问于组内其他成员讨论，充分发挥组内成员的自主和协作能力，努力做到一个合格并且优秀的核专业学生应有的素质。 对于管壳式换热器的设计计算，我们查阅了相关的资料（在本说明书最后一并提到），第一次尝试选择参数，如下： 热水的运行压力：0.2MPa (绝对压力) 冷却水运行压力：0.16MPa(绝对压力) 热水入口温度 t 1 ’： 82℃； 热水出口温度 t 1 ”： 46℃； 冷却水入口温度 t 2 ’： 23℃； 冷却水出口温度 t 2 ”： 43℃； 并尝试进行初步计算，不过在后面进行有效平均温差的计算时，针对我们手头有限的资料（见附录3），为了保证R可查，将参数修正为以下值。 二次选择参数： 热水的运行压力：0.2MPa (绝对压力) 冷却水运行压力：0.16MPa(绝对压力) 热水入口温度 t 1 ’： 82℃； 热水出口温度 t 1 ”： 42℃； 冷却水入口温度 t 2 ’： 23℃； 冷却水出口温度 t 2 ”： 43℃； 继续往下计算，我们通过之前的知识，发现在换热器的设计中，除非处于必须降 ψ>，至少不小于0.8。 低壁温的目的，一般按照要求使0.9
管壳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 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
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
甲醇■甲醇换热器II的设计 第一部分设计任务书 一，设计题目 甲醇-甲醇换热器II的设计 二，设计任务 1,热交换量：8029.39kw 2,设备形式：长绕管式换热器 三，操作条件 ①甲醇：入口温度7.83°C,出口温度-31.68°C ②甲醇：入口温度-37.68°C,出口温度1.00°C ③允许压强降：管侧不大于1.5*105pa壳侧不大于2.9*10’pa. 四，设计内容 ①设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 ②换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积和传热系数。 ③换热器的主要结构尺寸设计。 ④主要辅助设备选型。 ⑤绘制换热器总装配图。 第二部分换热器设计理论计算 1,计算并初选换热器的规格
(1) 两流体均不发生相变的传热过程，管程，壳程的介质均为 甲醇。 (2) 确定流体的定性温度，物性数据。 管程介质为甲醇，入口温度为7.83°C,出口温度-31.68°Co 壳程介质也为甲醇，入口温度?37.68°C,出口温度1.00°Co 管侧甲醇的定性温度:打=7兀：型=-H.925 °C 。 2 壳侧的甲醇定性温度：仏=二门卑V —1&34°C 。 2 两流体在定性温度下的物性数据： ⑶传热温差 △ _ 7厂力)一72一" _ (7.83-1)-[-31.8 — (-37.68)] _ 6.83-6 —钳％ °C 」厂T- 7?83-(一31?68)_39?51 r-f " 1-(-37.68) ~ 38.68 ") p=hzk= 1—(—37S)=坯=085 「-匕 7.83-(-37.68) 45.51 … 由R 和P 查图得到校正系数为：处ul,所以校正后的温度为 = ^=6.406°C （查传热课本 P288） ,6.83 In ----- 6 [-31.8-(-37.68)]
2010级应用化学专业《化工原理》课程设计说明书 题目： 姓名： 班级学号： 指导老师： 同组人员 完成时间：
《化工原理》课程设计评分细则 说明：评定成绩分为优秀（90-100），良好（80-89），中等（70-79），及格（60-69）和不及格（<60）
目录（按毕业论文格式要求书写）
第一部分设计任务书
第二部分设计方案简介评述 我们设计的是煤油冷却器，冷却器是许多工业生产中常用的设备。列管式换热器的结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广。列管式换热器有固定管板式、浮头式、U形管式和填料函式等类型。列管式换热器的形式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。由于两流体 的温差大于50 C，故选用带补偿圈的固定管板式换热器。这类换热器 结构简单、价格低廉，但管外清洗困难，宜处理壳方流体较清洁及不易结垢的物料。因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。
第三部分 换热器设计理论计算 １、试算并初选换热器规格 （1）、 定流体通入空间 两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一 般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。 （2）、确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式： 被冷却物质为煤油，入口温度为140℃,出口温度为40C 冷却介质为自来水，入口温度为30C ，出口温度为40C 煤油的定性温度：(14040)/290m T C =+= 水的定性温度：(3040)/235m t C =+= 两流体的温差：903555m m T t C -=-= 由于两流体温差大于50℃，故选用带补偿圈的固定管板式列管换热器。 两流体在定性温度下的物性数据 (3)、计算热负荷Q 按管内煤油计算,即 1253 361.981010() 2.2210(14040) 1.541610330243600 n ph W Q C T T W ?=-= ????-=??? 若忽略换热器的热损失，水的流量可由热量衡算求得,即 6 3,21() 1.54161036.94/4.17410(4030) c p c Q C t t W kg s =-?==??- （4）、计算两流体的平均温度差，并确定壳程数 逆流 温 差 212211222111 ()()(14040)(4030)39.09614040 ln ln ln 4030m t t T t T t t C t T t t T t ??-?------'====??---?- 121214040 104030 T T R t t --= ==--
根据给定的原始条件，确定各股物料的进出口温度，计算换热器所需的传热面积，设计换热器的结构和尺寸，并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。具体项目如下：设计要求： =0.727Χ10-3Pa.s 密度ρ=994kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K) 苯的物性如下： 进口温度：80.1℃出口温度：40℃ =1.15Χ10-3Pa.s 密度ρ=880kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K) 苯处理量：1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s 热负荷：Q=WhCph（T2-T1）=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W 冷却水用量：Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s
4、传热面积的计算。 平均温度差 确定R和P值 查阅《化工原理》上册203页得出温度校正系数为0.8，适合单壳程换热器，平均温度差为 △tm=△t’m×0.9=27.2×0.9=24.5 由《化工原理》上册表4-1估算总传热系数K（估计）为400W/（m2·℃） 估算所需要的传热面积： S0==75m2 5、换热器结构尺寸的确定，包括： （1）传热管的直径、管长及管子根数； 由于苯属于不易结垢的流体，采用常用的管子规格Φ19mm×2mm 管内流体流速暂定为0.7m/s 所需要的管子数目：，取n为123 管长：=12.9m 按商品管长系列规格，取管长L=4.5m，选用三管程 管子的排列方式及管子与管板的连接方式: 管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用焊接法。（2）壳体直径； e取1.5d0，即e=28.5mm D i=t(n c—1)+2e=19×(—1)+2×28.5=537.0mm，按照标准尺寸进行整圆，壳体直径为600mm。此时长径比为7.5，符合6-10的范围。
西安科技大学—乘风破浪团队 1 换热器的设计 1.1 换热器概述 换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多任务业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。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。换热器随着换热目的的不同，具体可分为加热器、冷却器、蒸发器、冷凝器，再沸器和热交换器等。由于使用条件的不同，换热设备又有各种各样的形式和结构。 换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有: ① 热负荷及流量大小； ② 流体的性质； ③ 温度、压力及允许压降的范围； ④ 对清洗、维修的要求； ⑤ 设备结构、材料、尺寸、重量； ⑥ 价格、使用安全性和寿命； 按照换热面积的形状和结构进行分类可分为管型、板型和其它型式的换热器。其中，管型换热器中的管壳式换热器因制造容易、生产成本低、处理量大、适应高温高压等优点，应用最为广泛。 管型换热器主要有以下几种形式： （1）固定管板式换热器：当冷热流体温差不大时，可采用固定管板的结构型式，这种换热器的特点是结构简单，制造成本低。但由于壳程不易清洗或检修，管外物料应是比较清洁、不易结垢的。对于温差较大而壳体承受压力较低时，可在壳体壁上安装膨胀节以减少温差应力。 （2）浮头式换热器：两端管板只有一端与壳体以法兰实行固定连接，称为固定端。另一端管板不与壳体连接而可相对滑动，称为浮头端。因此，管束的热膨胀不受壳体的约束，检修和清洗时只要将整个管束抽出即可。适用于冷热流体温
西安科技大学—乘风破浪团队 2 差较大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况。 （3）U 形管式换热器换：热效率高，传热面积大。结构较浮头简单，但是管程不易清洗，且每根管流程不同，不均匀。 表1-1 换热器特点一览表 分类 管 壳 式 名称 特性 管式 固定管板式 刚性结构用于管壳温差较小的情况(一般≤50°C)，管间不 能清洗 带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低的压 力 浮头式 管内外均能承受高压，壳层易清洗，管壳两物料温差>120℃； 内垫片易渗漏 U 型管式 制造、安装方便，造价较低，管程耐压高；但结构不紧凑、 管子不易更换和不易机械清洗 填料 函式 内填料函：密封性能差，只能用于压差较小场合 外填料函：管间容易泄露，不易处理易挥发、易爆易燃及压 力较高场合 釜式 壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离 套管 双套管式 结构比较复杂，主要用于高温高压场合或固定床反应器中
第2章工艺计算 2.1设计原始数据 表2—1 2.2管壳式换热器传热设计基本步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管内流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍 l （9）选取管长 （10）计算管数 N T （11）校核管内流速，确定管程数 （12）画出排管图，确定壳径 D和壳程挡板形式及数量等 i （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 2.3 确定物性数据 2.3.1定性温度 由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。
对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为： t=420295 357.5 2 + =℃（2-1） 管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2.3.2 物性参数 管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】 表2—2 壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】 表2—3 2.4估算传热面积 2.4.1热流量
化工原理课程设计说明书列管式换热器设计 专业：过程装备与控制工程 学院：机电工程学院
化工原理课程设计任务书 某生产过程的流程如图3-20所示。反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶性组分。已知混合气体的流量为220301kg h ，压力为6.9MPa ，循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29℃，出口的温度为39℃，试设计一列管式换热器，完成生产任务。 已知： 混合气体在85℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 3190kg m ρ= 定压比热容1 3.297p c kj kg =g ℃ 热导率10.0279w m λ=g ℃ 粘度51 1.510Pa s μ-=?g 循环水在34℃下的物性数据： 密度 31994.3kg m ρ= 定压比热容1 4.174p c kj kg =g K 热导率10.624w m λ=g K 粘度310.74210Pa s μ-=?g
目录 1、确定设计方案 ............................................................................................. - 4 - 1.1选择换热器的类型 (4) 1.2流程安排 (4) 2、确定物性数据............................................................................................. - 4 - 3、估算传热面积............................................................................................. - 5 - 3.1热流量 (5) 3.2平均传热温差 (5) 3.3传热面积 (5) 3.4冷却水用量 (5) 4、工艺结构尺寸............................................................................................. - 5 - 4.1管径和管内流速 (5) 4.2管程数和传热管数 (5) 4.3传热温差校平均正及壳程数 (6) 4.4传热管排列和分程方法 (6) 4.5壳体内径 (6) 4.6折流挡板 (7) 4.7其他附件 (7) 4.8接管 (7) 5、换热器核算 ................................................................................................ - 8 - 5.1热流量核算 (8) 5.1.1壳程表面传热系数.......................................................................................... - 8 -5.1.2管内表面传热系数.......................................................................................... - 8 -5.1.3污垢热阻和管壁热阻...................................................................................... - 9 -5.1.4传热系数.......................................................................................................... - 9 -5.1.5传热面积裕度.................................................................................................. - 9 -5.2壁温计算. (9) 5.3换热器内流体的流动阻力 (10) 5.3.1管程流体阻力................................................................................................ - 10 -5.3.2壳程阻力........................................................................................................ - 11 - 5.3.3换热器主要结构尺寸和计算结果................................................................ - 11 - 6、结构设计 .................................................................................................. - 12 - 6.1浮头管板及钩圈法兰结构设计 (12) 6.2管箱法兰和管箱侧壳体法兰设计 (13) 6.3管箱结构设计 (13) 6.4固定端管板结构设计 (14) 6.5外头盖法兰、外头盖侧法兰设计 (14) 6.6外头盖结构设计 (14) 6.7垫片选择 (14)
1．设计题目及设计参数 (1) 1.1设计题目：满液式蒸发器 (1) 1.2设计参数： (1) 2设计计算 (1) 2.1热力计算 (1) 2.1.1制冷剂的流量 (1) 2.1.2冷媒水流量 (1) 2.2传热计算 (2) 2.2.1选管 (2) 2.2.2污垢热阻确定 (2) 2.2.3管内换热系数的计算 (2) 2.2.4管外换热系数的计算 (3) 2.2.5传热系数 K计算 (3) 2.2.6传热面积和管长确定 (4) 2.3流动阻力计算 (4) 3．结构计算 (5) 3.1换热管布置设计 (5) 3.2壳体设计计算 (5) 3.3校验换热管管与管板结构合理性 (5) 3.4零部件结构尺寸设计 (6) 3.4.1管板尺寸设计 (6) 3.4.2端盖 (6) 3.4.3分程隔板 (7) 3.4.4支座 (7) 3.4.5支撑板与拉杆 (7) 3.4.6垫片的选取 (7) 3.4.7螺栓 (8) 3.4.8连接管 (9) 4．换热器总体结构讨论分析 (10) 5．设计心得体会 (10) 6．参考文献 (10)
1．设计题目及设计参数 1.1设计题目：105KW 满液式蒸发器 1.2设计参数： 蒸发器的换热量Q 0=105KW ； 给定制冷剂：R22； 蒸发温度：t 0=2℃，t k =40℃， 冷却水的进出口温度： 进口1t '=12℃; 出口1 t " =7℃。 2设计计算 2.1热力计算 2.1.1制冷剂的流量 根据资料【1】，制冷剂的lgp-h 图：P 0=0.4MPa ，h 1=405KJ/Kg ，h 2=433KJ/Kg ， P K =1.5MPa ，h 3=h 4=250KJ/Kg ，kg m 04427.0v 3 1=，kg m v 3 400078.0= 图2-1 R22的lgP-h 图 制冷剂流量s kg s kg h h Q q m 667 .0250 4051054 10=-= -= 2.1.2冷媒水流量 水的定性温度t s =（12+7）/2℃=9.5℃,根据资料【2】附录9，ρ=999.71kg/m 3 ,c p =4.192KJ/(Kg ·K)
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
设计任务和设计条件 某生产过程的流程如图所示。反应器的混合气体经与进料物流℃之后，进入60换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至为量的流 知混合气体组吸塔收其中的可溶性分。已吸收237301，压力为6.9，循环冷却水的压力为0.4，循环MPaMPa hkg水的入口温度为29℃，出口的温度为39℃，试设计一列管式换热器，完成生产任务。
物性特征：混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度3?mkg/?901定压 比热容 =3.297kj/kg℃c1p热导率 =0.0279w/m ?1粘度5??Pas51?.?1011 下的物性数据：34℃循环水在3/m=994.3 密度㎏?1℃ =4.174kj/kg定压比热容c1p =0.624w/m℃热导率 ?1粘度3??Pas10742?0.?1确定设计方案 1．选择换热器的类型 两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。2．管程安排 从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。
浮头式换热器介绍 浮头式换热器的特点是有一端管板不与外壳连为一体，可以沿轴向自由浮动。这种结构不但完全消除了热应力的影响，且由于固2 定端的管板以法兰与壳体连接，整个管束可以从壳体中抽出，因此便于清洗和检修。故浮头式换热器应用较为普遍，但它的结构比较复杂，造价较高。 确定物性数据
换热器设计指南 1总贝!I i.i目的 为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1. 2范围 1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2.2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1.3规范性引用文件 下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号 (版次)的引用文件，其最新版本适用于本规定。 GB150-1999钢制压力容器 GB151-1999管壳式换热器 HTRI设计手册 Shell & tube heat exchangers ------- JGC 石油化工设计手册第3卷——化学工业出版社(2002) 换热器设计手册——中国石化出版社(2004) 换热器设计手册——化学工业出版社(2002) Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ---------- SHESLL (2004) SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997) Shell and Tube Exchanger Design and Selection -------- HEVRON COP. (1989)
HEAT EXCHANGERS——FLUOR DANIEL (1994) Shell and Tube Heat Exchangers ------- TOTAL (2002) 管壳式换热器工程规定——SEI (2005) 2设计基础 2. 1传热过程名词定义 2.1.1无相变过程 加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。 换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2沸腾过程 在传热过程中存在着相的变化一液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。 池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。 流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1.3冷凝过程 部分或全部流体被冷凝为液相，热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。 纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。 有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。 2.2换热器的术语及分类 2.2.1术语及定义 换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器； 位号：设计人员对某一换热器单元的识别号； 有效表面：进行热交换的管子外表面积； 管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分； 壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分；
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)
ASPEN PLUS换热器设计说明 ASPEN PLUS与换热器设计 程序的界面 本章讲述的是如何使用ASPEN PLUS 自带的换热器设计程序界面(HXINT)在AS PEN PLUS运行与换热器设计程序包之间传输加热/冷却曲线的数据。 本章的主题包括： §生成物性数据 §开始运行HTXINT §选择加热/冷却曲线的结果 §生成界面文件 §在换热器设计程序包中使用界面程序 关于换热器设计程序界面 用户可以使用HTXINT程序从一个ASPEN PLUS 运行程序中选择加热/冷却曲线数据，并将这些数据传输到某个能被下列换热器设计程序包读取的文件中： §B-JAC中的HETRAN §HTFS的TASC, ACOL, 以及APLE §HTFS的M-系列程序, 包括M-TASC, M-ACOL, 以及M-APLE §HTRI的ST, CST, ACE, PHE以及RKH 用户还可以扩展由加热/冷却曲线所得到的默认数据，使其包括换热器设计程序包所需要的所有物性数据。 完成一次ASPEN PLUS 运行之后，在开始运行设计程序之前要先运行HTXINT。HTXINT将通过一系列提示给用户以指引，为换热器设计程序选择加热/冷却曲线。 HTXINT是一个用于调用ASPEN PLUS 摘要文件工具的应用程序。
在模拟中生成物性数据 HTXINT所使用的物性数据来自加热/冷却曲线，许多ASPEN PLUS单元操作模型都可以生成这种曲线。在使用HTXINT时，用户必须先使用ASPEN PLUS 生成所需的加热/冷却曲线，对于每个想要的单元模块都要生成加热/冷却曲线(一条或多条)。关于指定加热/冷却曲线的详细细节，请参见第10章“要求加热/冷却曲线计算”一节。在模块的Hcurve上就可以： 1.在“Property Sets”栏下选择“HXDESIGN” 2.选择所需采样点的数目。见本章“指定加热/冷却曲线的取样点数”一节 3.指定压力降的数值 下面各节将详细讲述以上各步骤。 指定物性集 为了生成换热器设计程序界面所需要的物性数据，在Hcurve下选择内建的HX DESIGN物性集。 指定加热/冷却曲线的取样点数目 一般地，ASPEN PLUS所默认的10个中间点的设置是可以接受的，用户也可以增减这一数目。假如取样点的数量超过了换热器设计程序所能接受的最大数目，HTXINT会在加热/冷却曲线上选择，将曲线终点以及曲线上的任何露点或泡点包含在内。由于ASPEN PLUS会额外增加露点或泡点，最终的取样点数可能会比用户要求的要多。 指定压降 HETRAN是唯一接受非等压物性曲线的换热器设计程序包。对于其他的换热器设计程序包，不可以将带有压降的加热/冷却曲线拷贝到HTXINT界面就算完事。HTRI程序包可以在每侧接受最多3条不同压力下的加热/冷却曲线。为了使结果尽可能的精确，应该定义下列压力下的3条加热/冷却曲线： §入口压力 §出口压力 §发生相变时的压力 启动HTXINT 要想交互式的运行HTXINT界面，请恰当的使用命令
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 —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，在设计温度100℃壳体/管箱法兰/管板材料的弹性模量： Mpa 197000E 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，在设计温度10℃下壳程圆筒材料的弹性模量Mpa 197000E s = 查表在金属温度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，设计温度100℃下换热管材料的屈服强度Mpa 220R t eL =（δ≤16mm ） 查表，设计温度100℃下换热管材料的弹性模量Mpa 197000E t =