化工原理换热器设计

江西科技师范大学食品科学与工程专业《化工原理课程设计》说明书题目名称浮头式换热器的设计专业班级食品科学与工程1班学号学生姓名张开明尚志勇指导教师常军2012 年1 月6 日目录1．设计方案 (1)2．设计计算 (1)2.1 确定设计方案 (1)2.1.1 选择换热器类型 (1)2.1.2 管程安排 (1)2.2 确定物性数据 (1)2.3 估算传热面积 (2)2.3.1热流量 (2)2.3.2 热流体用量 (2)2.3.3 平均换热温差 (2)2.3.4 初算传热面积 (2)2.4 工艺结构尺寸 (2)3.4.1 管径和管内流速 (2)2.4.2 管程数和传热管数 (2)2.4.3 平均传热温差校正 (3)2.4.4 传热管排列 (3)2.4.5 壳体直径 (3)2.4.6 折流板 (3)2.4.7 接管 (3)3．换热器核算 (4)3.1 传热面积核算 (4)3.2 换热器内压降的核算 (6)4．设备选型 (7)4.1 换热器的选择 (7)4.2 管径的选择 (7)4.3 折流板的选择 (7)4.4 材料的选择 (8)5．附表及图纸 (9)6．总结 (10)7．参考文献 (10)1．设计方案在某工业生产中，由反应器生产出来的热煤油流经换热器，用循环冷却水将其从160℃进一步冷却到60℃，在进入储存装置。

已知热煤油的压力为0.1MPa，循环水的入口温度为20℃，出口温度为75℃，流量为25m3/h，压力为0.4MPa。

试设计一台合适的换热器，能够完成该生产任务。

2．设计计算2.1 确定设计方案换热器是化工、炼油工业生产中普遍应用到的典型的工艺设备。

在化工厂，换热器的费用约占用总费用的10%~20%。

换热器在其他的部门如冶金、食品等也有着广泛的应用。

因此，设计和选择使用高效的换热器对降低设备造价和操作费用成本具有重要的作用。

本设计是针对浮头式换热器在生产过程中最主要的设备部件进行模拟设计和选型，进行工艺结构、主要设备及附件尺寸的设计。

2.1.1 选择换热器类型两流体的温度变化情况如下：煤油的进口温度160℃，出口温度60℃；冷却水的进口温度20℃，出口温度75℃该换热器是用循环冷却水进行冷却，在冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计换热器的管壁温度和壳体的温度之差较大，需要考虑热膨胀的影响[1]。

因此，从安全等因素考虑，可以初步确定选用浮头式换热器。

2.1.2 管程安排已知两流体的操作压力分别为不大于0.4MPa和0.1MPa，两流体分别是冷却水和煤油。

由于循环冷却水容易结垢，若其温度太低时，将会加快污垢增长的速度，使换热器的热流量降低，考虑到散热降温等方面的因素，因该使冷却水走管程，使煤油走壳程。

2.2 确定物性数据定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可以取流体进出口温度的平均值，则壳程(煤油)的定性温度为T=(160+60)/2=110℃；管程(冷却水)的定性温度为T=(20+75)/2=47.5℃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：表1 流体物性参数表密度(kg/m3) 比热容(kJ/kg·℃) 黏度(Pa · s) 导热系数(W/m·℃)煤油水825988.12.24.1747.15×10-45.49×10-40.140.6482.3 估算传热面积 2.3.1 热流量(忽略热损失)3,,988.125 4.174105536001575.3kT m c p c Q q C T =∆=⨯⨯⨯⨯÷=W2.3.2 热流体用量(忽略热损失)()()3,3,211575.3107.2kg /s=20777.6 kg / h2.21016060Tm h p h Q Q C T T ⨯===-⨯⨯-,,/30V h m h Q Q ρ==m3/ h2.3.3 平均换热温差 先按照逆流计算，得()()16075602556.416075ln6025m t ---∆==--℃2.3.4 初算传热面积根据浮头式换热器中K 大致范围，参考从实际生产中总结出来的各种流体之间的传热时的总传热系数经验值，并参见列管式换热器中K 值大致范围表[2]，而且壳程的压力也不是很大，故可以取K=480W/(m 2·℃)，则传热面积为321573.310===58m48056.4T mQ S K t ⨯∆⨯估2.4 工艺结构尺寸 2.4.1 管径和管内流速根据浮头式换热器内常用流速范围表[3]，取管内流速为i υ=0.5m/s 。

管内流量为Q c =25m 3/h ，则管径为423.3i c i d Q πυ==mm 。

又管程走的是易结垢流体，故选用标准管规格为25 2.5φ⨯mm 。

2.4.2 管程数和传热管数可以依据传热管内径和流速确定单程管传热数,2253600440.7850.020.54v cs i iq N d πυ===⨯⨯按照单管程，所需的传热管长度为5816m 3.140.02544sS L d N π===⨯⨯ 估按照单管程设计，由于传热管太长，故宜采用多管程设计。

根据实际情况，采用非标准管长设计，取传热管长4l =m ，则该换热器的管程数为1644P L N l===传热管总根数 444176n =⨯=根2.4.3 平均传热温差校正平均温差校正系数计算如下21117520550.3916020140t t P T t --====--122116060100 1.8752055T T R t t --====--按单壳程，双管程结构，查阅温差校正系数值图[1]，得0.88tϕ∆=，则平均传热温差 '0.8856.450.1m tm t t ϕ∆∆=∆=⨯=℃。

故采取单壳程合适。

2.4.4 传热管排列采用组合排列法，每管程内采用正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。

取管心距01.25tP d =，则 1.252532t P =⨯≈mm隔板中心到离其最近一排管中心距离为632m m2t P Z =+=各程相邻管的管心距为44mm 2.4.5 壳体直径用多管程结构，壳体直径可由下式估算。

取管板利用率0.6η=，则壳体直径为1.05 1.05321760.6553mmtD P n η==⨯⨯=按照卷制壳体的进级挡，可以取D=600mm 。

2.4.6 折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体直径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×500=125mm故可以取h=150mm 。

取折流板间距B=0.6D(0.2D<B<D)，则B=0.6×500=300m折流板数目40001112300Bl N B =-=-=折流板圆缺面水平装配。

2.4.7 接管壳程流体进出口接管：取接管内流体流速为10.5υ=m/s ，则接管内径为14430/36000.14m3.140.5vq D πυ⨯===⨯取管内径为D 1=150mm管程流体进出口接管：取管内流体流速为1 1.5υ=m/s ，则管内径为224425/36000.07m3.14 1.5vq D πυ⨯===⨯取接管内径为D 2=100m3．换热器核算3.1 传热面积核算 3.1.1 管程传热膜系数按照下式进行计算0.80.40.023R ei riP d λα=管程流体流通截面积221760.7850.020.0276422i iS n d mπ==⨯⨯=管程流速和雷诺数分别为2536000.5/0.0276i m sυ==40.020.5988.1Re 179855.4910i i d υρμ-⨯⨯===⨯普朗特数344.174105.4910Pr 3.540.648p C μλ-⨯⨯⨯===所以0.80.40.6480.023179853.5454530.02i α=⨯⨯⨯=W ∕ (m·℃)3.1.2 壳程传热膜系数按照下式进行计算0.140.55131'0.36e r i w R P d λμαμ⎛⎫=⨯⨯⨯ ⎪⎝⎭管子是按照正三角形排列，传热当量直径为'222200334)4(0.0320.025)24240.02m 3.140.025e d Pt d d πππ=-⨯-⨯==⨯（壳程流通截面积为025*********.038232t d S BD P ⎛⎫⎛⎫=-=⨯⨯-= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ m 2壳体流体流速及其雷诺数分别为 30/3600==0.3/0.0382m s υ0040.020.3825Re 69237.1510d υρμ-⨯⨯===⨯普朗特数342.2107.1510Pr 11.20.14p C μλ-⨯⨯⨯===黏度校正 0.140.95w μμ≈⎛⎫⎪⎝⎭所以0.55130.140.36692311.20.956930.02α=⨯⨯⨯⨯= W ∕ (m2·℃)3.1.3污垢热阻和管壁热阻查阅相关资料[2]，管外侧的污垢热阻40 1.7210R -=⨯m 2·℃∕W ，管内侧的污垢热阻41.7410i R -=⨯m 2·℃∕ W ，管壁厚度0.0025b =m ，碳钢在该条件下热导率为50λ=W∕m·℃3.1.4 总传热系数总传热系数K 0为15801ii imiK d d bd R R d d d αλα==++++W∕ (m 2·℃)3.1.5 传热面积校核根据下式计算出传热面积's 为31573.310'4858056.4T mQ S K t ⨯===∆⨯m 2换热器实际传热面积为3.140.025417655T S d lN π==⨯⨯⨯= m2换热器面积的裕度为55 1.15'48S S ==传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

3.2 换热器内压降的核算 3.2.1 管程阻力管程总阻力可以采取下式计算：12()i s p t P P P N N F ∆=∆+∆式中 1p ∆、2p ∆—分别为直管和回弯管中因摩擦阻力而引起的压降，Pat F —结垢校正因数，对25 2.52φ⨯mm 管子取1.4pN—管程数s N —串联的壳程数由R 179852000e =>，为湍流，传热管相对粗糙度为0.01，查阅相关文献中~R eλ双对数表[2 ]，得0.04λ=，又流速为0.5/i m s υ=，3988.1/kg m ρ=，所以有2140.5988.10.0419760220.022iil P d ρυλ⨯∆=⨯=⨯⨯=Pa220.5988.133370.822i P ρυ⨯∆==⨯=Pa有=1s N ，=4p N ，=1.4t F ，所以管程总阻力为()1976.2370.814 1.413143.20.4i P Pa M Pa=+⨯⨯⨯=<所以管程流体阻力在允许的范围内。