化工原理课程设计说明书(换热器的设计)
中南大学
化工原理课程设计
2010年01月22日
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目录
一、设计题目及原始数据（任务书） (3)
二、设计要求 (3)
三、列环式换热器形式及特点的简述 (3)
四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择 (8)
五、换热过程中的有关计算（热负荷、壳层数、总传热系数、传热
面积、压强降等等） (10)
①@
14
②物性数据的确定………………………………………………
③总传热系数的计算 (14)
④传热面积的计算 (16)
⑤工艺结构尺寸的计算 (16)
⑥换热器的核算 (18)
六、设计结果概要表（主要设备尺寸、衡算结果等等） (22)
七、主体设备计算及其说明 (22)
八、主体设备装置图的绘制 (33)
九、?
33十、课程设计的收获及感想…………………………………………
十一、附表及设计过程中主要符号说明 (37)
十二、参考文献 (40)
一、设计题目及原始数据（任务书）
1、生产能力：17×104吨/年煤油
#
2、设备形式：列管式换热器
3、设计条件：
煤油：入口温度140o C，出口温度40 o C
冷却介质：自来水，入口温度30o C，出口温度40 o C
允许压强降：不大于105Pa
每年按330天计，每天24小时连续运行
二、设计要求
1、选择适宜的列管式换热器并进行核算
【
2、要进行工艺计算
3、要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、横算结果等）
4、编写设计任务书
5、进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图。一剖面图，两个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。）
三、列环式换热器形式及特点的简述
换热器概述
换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，以实现不同温度流体间的热能传递，又称热交换器。换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。
在换热器中，至少有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。在工程实践中有时也会存在两种以上的流体参加换热，但它的基本原理与前一种情形并无本质上的区别。
、
在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位。随着我国工业的不断发展，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加强。换热器的设计制造结构改进以及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。换热器按照换热介质不同可分为水-水换热器和汽-水患热器；按照工作原理不同可分为间壁式、直接接触式、蓄热式和热管式换热器。
1.表面式换热器
又称间壁式换热器。是指通过传热表面间接加热的换热器。由于表面式换热器冷热流体传热时被固体壁面所隔开，热流体和冷流体通过壁面进行热量传递，所以与直接接触式换热器相比，换热效率较低，常用在两种流体不容渗混的场合。主要有管式、容积式、板式、螺旋板式等形式。
2.管式换热器
是指由圆筒形壳体和装配在壳体内的带有管板的管束所组成的管式换热器。结构简单、造价低、流通截面较宽、易于清洗水垢;但传热系数低、占地面积大。管壳式换热器有固定管板式汽-水换热器、带膨胀节管壳式汽-水换热器、浮头式汽-水换热器、u彩管壳式汽-水换热器、波节型管壳式汽-水换热器、分段式水-水换热器等儿种类型。
3.套管式换热器
是指由管子制成管套管等构件组成的管式换热器。
4.板式换热器
|
是指不同温度的流体交错在多层紧密排列的薄壁金属板间流动换热的表面式换热器。主要由传热板片、固定盖板、活动盖板、定位螺栓及压紧螺栓组成，板片之间用垫片进行密封。由于板片表面的特殊结构，能使流体在低流速下发生强烈湍动，从而强化了传热过程。板式换热器结构紧凑，拆洗方便，传热系数高，适应性大，节省材料，但板片间流通截面狭窄，易形成水垢和沉积物，造成堵塞，密封垫片耐热性差时易渗漏。此种换热器常用于供暖系统。板式换热器计算时应考虑换热便面污垢的影响，传热系数计算时应考虑污垢修正系数。
其中列管式换热器的应用已经有很悠久的历史。现在，它作为一种传统的标准换热设备在很多工业部门中大量使用，尤其在化工、石油、能源设备等部门所使用的换热设备中，列管式换热器仍处于主导地位。同时，管板式换热器已成为高效、近臭的换热设备，大龄的应
用于工业中。列管式换热器的资料较为完善，已有系列化标准。
列管式换热器有三种类型，分别为固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器和填料函式换热器。
1.固定管板式：固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。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。
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。
图1 固定管板式换热器
固定管板式换热器的特点是：旁路渗流较小；造价低；无内漏。在相同的壳体直径内，排管较多，比较紧凑；壳侧层清洗困难，
加上膨胀节的方法不能照到管子的相对移动。比较适合温差不大或温差大而壳层压力不高的场合。
固定管板式换热器的缺点是，壳体和管壁的温差较大，易产生温差力，壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命较低，不适用于壳程易结垢场合。
…
2.浮头式换热器：其两端管板只有一端与壳体完全固定，另一端课相对于壳体作某些移动，该端称之为浮头。此种换热器的管束不受壳体的约束，壳体与管束之间不会因为膨胀量的不同而产生热应力。而且在清洗和检修时，仅将管束从壳体中抽出即可。
特点：该种换热器结构复杂、笨重，造价比固定管板式要高出约20％，材料的消耗量较大，浮头的端盖在操作中无法检查，所以安装时要特别注意其密封，以免发生内漏，且管束和壳体间隙较大，设计
图2. 浮头式换热器
时避免短路。该种换热器比较适合管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合。
型管式换热器
仅有一个管板，管子两端均固定于同一管板上。
这类换热器的特点是：管束可以自由伸缩，不会因为管壳之间的温差而产生热应力，热补偿性能好；管程为双管程，流程较长，流速—
较高，传热性能好；承压能力强；管束课从壳体内抽出，便于检修和清洗，造价便宜。但是管内清洗不变，管束中间分布的管子难以更换，管板中心部分布管不紧凑，管子数目不能太多。仅适用于管壳壁温相差较大，或壳程截止易于结垢而管程介质不易结垢，高温高压腐蚀性强的情形。
图型管式换热器
4.填料函式换热器
此类换热器的管板也仅有一端与壳体固定，另一端采用填料函密封。
特点为它的管束也可以自由膨胀，所以管壳间不会产生热应力，且管程与壳程都能清洗。造价较低、加工制造简便，材料消耗较少。填料密封处于泄露，故壳程压力不能过高，也不宜用于易挥发、易燃、易爆、有毒的场合。
四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择
①换热器形式的选择
本次任务中两流体的温度变化：煤油热流体进口温度为140℃，$
出口温度为40℃；冷却介质水的进口温度为30℃，出口温度为40℃。该换热器用自来水作冷却介质，受环境影响，进口温度会降低，由此可知该换热器的管壁温度和壳体壁温之差较大，有上一步骤中对换热器形式及特点的陈述，课选用固定管板式换热器。
②流体流动空间的选择
在管壳式换热器的计算中，首先要决定何种流体走管程，何种流体走壳程，这需遵循一些一般原则。
㈠宜于通入管内空间的流体
不清洁的流体：因为在管内空间得到较高的流速并不困难，而流速高，悬浮物不易沉积，且管内空间便于清洗；
体积小的流体：管内空间的流动截面往往要比管外空间的截面要小，流体易于获得理想的流速，而且也便于做成多程流动。
|
有压力的流体：管子承压能力强，而且还简化了壳体密封要求。
与外界温差大的流体：可以减少热量的逸散。
㈡宜于通入管间的流体
当两流体温度相差较大时，α值大的流体走管间，这样可以减少管壁与壳壁间的温度差，因而也减少了管束与壳体间的相对伸长，故温差应力可以降低。
若两流体给热性能相差较大时，α值霄的流体走管间，此时可以用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。
黏度大的流体，管间的截面和方向都在不断变化，在低雷诺数下，管外给热系数比管内的大。
泄漏后危险大的流体，可以减少泄露机会，以保安全。
根据所查得的资料，不洁净或易于结垢的物料应流经易于清洗的}
一侧，对于直管一般走管内；温度较高的物料宜走管内一减少热损失，但要求被冷却的流体走壳程、黏度大的走壳程，且循环水易于结垢，所以使水走管程，煤油走壳程。
③流体流速的选取：换热器常用流速的范围如下表
表一换热器常用流速的范围
由上表可得管内循环水流速范围为1m/s-2m/s，现取管内流速s。
④换热管规格的选取
换热管规格及排列形式如下表所示
表二换热管规格及排列形式
选用φ25×碳钢管。
五、过程中的有关计算（热负荷、壳层数、总传热系数、传热面积、压强降等等）
列管式换热器的设计计算
[
设计步骤
目前，我国已经制订了管壳式换热器系列标准，设计中应尽可能选用系列化的标准产品，这样可简化设计和加工。但是实际生产条件千变万化，当系列化产品不能满足需要时，仍应根据生产的具体要求而自行设计非系列标准的换热器。两者的设计计算步骤如下：
1.非系列标准换热器的一般设计步骤
ⅰ了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。
ⅱ由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。
ⅲ决定立体通入的空间。
ⅳ计算流体的定性温度，一确定流体的物性数据。
ⅴ初算有效平均温差。一般先按照逆流计算，然后再校核。
{
ⅵ选取管径和管内流速。
ⅶ计算传热系数K值，包括管程对流传热系数和壳程对流传热系数的计算。由于壳程对流传热系数与壳颈、管束等结构有关，因此一般先假定一个壳程对流传热系数，以计算K值，然后再校核。
ⅷ初估传热面积。考虑安全系数和初估性质，因而常取实际传热面积是计算值的倍。
ⅸ择管长L。
ⅹ计算管数N并校核管内流速，确定管程数。
Xi校核对流传热系数及有效平均温差；校核传热面积，应有一定安全系数，否则需要重新设计。
Xii计算流体流动阻力。如果阻力超过允许范围，需要调整设计，直至满意为止。
2.系列标准换热器选用的设计步骤
·
ⅰ至ⅴ与1相同。
ⅱ选取经验的传热系数K值。
ⅲ计算传热面积。
ⅳ由系列标准选取换热器的基本参数。
ⅴ校核传热系数，包括管程、壳程对流传热系数的计算。假如核算的K值与原选择的经验值相差不大，就不再进行校核；如果相差较大，则需重新假设K值并重复上述ⅱ一下步骤。
ⅵ校核有效平均温差。
ⅶ校核传热面积，使其有一定的安全系数，一般安全系数取，否则需要重新设计。
ⅷ计算流体流动阻力，如果超过允许范围，需重新选换热器的基本参数再行计算。
)
由此可知，换热器的传热设计，实际上是一个反复试算的过程，有时需要反复试算2-3次。所以换热器设计计算带有试差性质。
传热计算的主要公式 传热速率方程式 Q=KS Δt m
式中Q —传热速率（热负荷）,W ；
K —总传热系数，W/（m 2?℃）； S —与K 值对应的传热面积，m 2； Δt m —平均温度差，℃。 1.传热速率（热负荷）Q
)
传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则
()h ph h ph 1-212c (T T )=c t -t Q W W =
式中 W---流体的质量流量，kg/h ；
ph c --定压比热容，kJ/（kg ?
℃）；
T —热流体的温度，℃； t —冷流体的温度，℃； 流体有相变化时，则
()hr h ph 12c t -t Q W W =
/
式中 W —饱和蒸汽的冷凝速率，kg/h ；
r —饱和蒸汽的汽化热，/kg/kJ 。 平均温度差Δt m
恒传热时的平均温度差Δt m =T-t 变温传热的温度差
逆流和并流
112
m
1
2
2
112
m
2
t t t
2 t=
t
t ln
t
t t t
2 t=
t2
??-?
≥?
?
?
?
??-?
≤?
?
式中Δt1、Δt2换热器两端热冷流体的温度差，℃。
$
错流和折流
m t m
t=t
??
??丿
设计过程中的具体计算：
式中
m
t?丿—按逆流计算的平均温度差，℃
t
??--温差校正系数，无量纲，()
t f P,R
??=
总传热系数K
·
式中
K—总传热系数，W/（m2?℃）；
i0
αα
，--传热管内、外侧流体的对流传热系数，W/（m2?℃）；
si s0
R R
，--传热管内外侧表面上的污垢热阻，m2?℃/W；
i0m
d d d
，，--传热管内径、外径及平均直径，m；
λ--传热管比导热系数，W/（m2?℃）；
b—管壁厚度，m。
①物性数据的确定：定性度取流体进口温度平均值
（
壳程煤油的定性度：T=
2
40
140+=90℃
管程流体的定性温度：t=2
40
30+=35℃
根据定性温度，可以查取管程和壳程流体的有关物性数据。 煤油在90℃下的物性数据： 密度：ρ0=825kg/m 3
定压比热容：c p0=（kg ?℃） 导热系数：λ0=（m 2?℃） 粘度：μ0=?s
~
循环冷却水在35℃下的物性数据：
密度：ρi=994kg/m 3
定压比热容：c pi =（kg ?℃） 导热系数：λi =(m 2?℃) 粘度：μi =?s ②总传热系数的计算
1.热流量：m 0=17×104×103/(330×24)=×104(kg/h)
Q 0= m 0C o Δt o =×104××（140-40）=×106kJ /h= 2.平均传热系数:
~
m t '?=(Δt 1-Δt 2)/ln(Δt 1/Δt 2)=[(140-40)-(40-30)]/ln[(140-40)/(40-30)]=39(°C)
3.冷却水用量：
Wi =Q0/(C i Δti)= ×106/[×(40-30)]=×105kg/h 4.总传热系数K 管程传热系数
69.2742010
25.7994
0.102.04
=???=
=
-i
i
i i e d u R μρ i 0.4
0.8
p i i i i i=0.023i i i c u d u
d λραμ
λ?? ? ??
?
??
???
= W/（m 2?℃） 壳程传热系数α0=290W/（m 2?℃）
《
污垢热阻
表二 流体的污垢热阻
由上表可得： R si =℃/W
R s0= m 2℃/W
管壁的导热系数λ=（m ?℃）
))/(228.7529011072.1105.22.3451025105.20.02250.01044.30.024805.2102511
1
24
3
3343K m W R d d b d d R d d K o
so m o i o si i i o ?=+?+?????+??+??=
++??++?=
------（αλα 、
③传热面积的计算
S 丿
=39
67.233108.13253??=
?m t K Q =（m 2） 又需要考虑15％的面积裕度S=×= （m 2
）
④工艺结构尺寸的计算
1.选用的是φ25×的传热管（碳钢），取管内流速u i =s 管程数和传热管数
2.由传热管内径和流速确定单程传热管数
n s =52
2i v
1.17510/99436001040.7850.02 1.0d u 4
π??=≈??（）
|
按单程关计算所需传热管的长度
L=
o s s 170.89
18.2d n 3.140.025104
π==??（m ） 单程管计算，传热管过长，采用多管程结构。取l=，则换热器的程数为
p 18.24l 4.5
L N =
=≈ 传热管总根数N=4×104=416(根) 3.平均传热温差及校正壳程数
平均传热温差校正系数
R=
304040
140--=10 、
P=
30
14030
40--=
按单壳程，四管程结构，温差校正系数查有关图表可得
φΔt = 平均传热温差
Δt m =φΔt m t '?=×39=32（℃） 4.传热管的排列和分程方法
采用组合排列方法，即每程内均按正三角形排列。取管心距t=，则
t=×25=≈32（mm ）
^
横过管束中心线的管数
n c =N =416=24(根) 5.壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η=，则壳体内径为
?,取D 为800 6.折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25﹪，则切去圆缺高度h=×800=200（mm ） 取折流板间距B=,则
]
B=×800=240（mm ），可以取B 为300mm 。
折流板数N B =
（块）折流板间距传热管长141300
4500
1=-=-
折流板圆缺面水平装配。 7.接管
壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为s ，则接管内径为
d=096.00
.114.3)
8253600/(1000015.244=????=u
V πm
取标准管径为100mm
管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u=s ，则接管内径为
>
d=m 167.05
.114.3)9943600/(10000017.144=????=u V π
取标准管径为160mm 。 ⑤ 换热器的核算
1.壳程对流传热系数 对圆缺型折流板，课采用克恩公式
0.14
00.55
1/3
0e r
w 0.36R P d λμαμ??
= ???
当量直径，有正三角形排列的
22220e 04t d 40.0320.7850.025242d 0.020m d 3.140.025
ππ????--? ? ?????===?（） 壳程流通截面积
[
02
0d 0.02510.30.810.0525m t 0.032S BD ????=-=?-= ? ?
????
（）
壳程流体流速及其雷诺数分别为
40 2.1510/3600825u 0.138m/s 0.0525
??==（）
（）
0e 0.020.138825R 3184.60.000175
??==
普兰特准数
46
r 2.22107151011.330.140
p -??==
粘度校正
0.551/300.14
0.363184.611.330.95478.10.02
α=?
???= .
2.管程对流传热系数
i
0.80.4i e r i
0.23
R P d λα=
管程流通截面积
2
i 416
0.7850.020.0326564
S =?= 管程流体流速及其雷诺数
5i 1.1710/3600994u 1.01m/s 0.032656
??==（）
e 0.02 1.01994
R 276950.000725
??=
=
普兰特准数
—