换热器设计说明书

化工原理课程设计2-1说明书题目：芳烃冷却器的设计

班级：

姓名：

学号：

指导教师：

年月日

第1章化工原理课程设计（2-1）任务书

1.1 题目

芳烃冷却器的设计

1.2 设计任务及操作条件

冷流体（Water）工艺流体热流体（甲苯45+%+苯

55%）

总质量流率/(kg·g-1) 35 24

入口温度/℃93 28

出口温度/℃53

入口压力（绝压）/kPa 550 450

允许压力降/kPa 90 60

污垢热阻/(m2·k·w-1) 0.00015 0.00016

1.3 选择合适的列管式换热器并进行核算

1 选择合适的换热器；

2 计算热负荷；

3 计算温差和估计传热系数；

4 估算换热面积；

5 计算管程压降和给热系数；

6 计算壳程压降和给热系数；

7 计算传热系数；

8 校核传热面积。

1.4 设计要求

1. 手工计算完成换热器设计与校核；

2. 用EDR软件完成换热器的设计、校核；

3. 提交电子版及纸板：设计说明书、计算源程序。

前言 (4)

第一章设计过程 (5)

1.1. 确定设计方案 (5)

1.1.1 选定换热器类型 (5)

1.1.2 选定流体流动空间及流速 (5)

1.2. 确定物性数据 (5)

1.3. 估算传热面积 (6)

1.3.1估计总传热系数 (6)

1.3.2 计算热流量 (6)

1.3.3计算逆流平均温度差 (6)

1.3.4 估算传热面积 (6)

1.4. 工艺结构尺寸 (7)

1.4.1 管径和管内流速 (7)

1.4.2 管程数和传热管数 (7)

1.4.3 平均传热温差校正及壳程数 (7)

1.4.4 传热管排列和分程方法 (8)

1.4.5壳体内径 (8)

1.4.6折流板 (8)

1.4.7接管 (8)

第二章换热器核算 (9)

2.1. 热量核算 (9)

2.2. 换热器内流体的压力降 (11)

第三章设计参数 (13)

第四章 EDR设计与校核 (14)

致谢 (20)

参考文献 (21)

附录 (21)

本设计任务是利用冷流体（水）给热流体（苯55%+甲苯45%）降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.

换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，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。在石油、化工、轻工、制药、能源等工业生产中，常常用作把低温流体加热或者把高温流体冷却，把液体汽化成蒸汽或者把蒸汽冷凝成液体。换热器既可是一种单元设备，如加热器、冷却器和凝汽器等；也可是某一工艺设备的组成部分，如氨合成塔内的换热器。换热器是化工生产中重要的单元设备，根据统计，热交换器的吨位约占整个工艺设备的20%有的甚至高达30%，其重要性可想而知，换热器使流体温度达到流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要，同时也提高能源利用率的主要设备之一，换热器行业涉及暖通、压力容器、中水处理设备等近30多种产业，相互形成产业链条。

第一章换热器的选用和设计的步骤

1.1确定设计方案

1.11选择换热器的类型

两流体温度变化情况：

热流体进口温度93℃，出口温度53℃

冷流体进口温度28℃，出口温度50℃。

从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。

1.12流动空间及流速的确定

由于由于水易结垢，因此冷却水走管程，热流体（苯55%+甲苯45%）走壳程。另外，这样的选择可以使热流体（苯55%+甲苯45%）通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.6m/ｓ。

1.2确定物性数据

定性温度：可取流体进口温度的平均值。

壳程流体的定性温度为：

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。热流体（苯55%+甲苯45%）在73°C下的有关物性数据如下：

1.3估算传热面积

1.31总传热系数K K=600W/(m·℃)

1.32热流量 W o =35kg/s

Q o =W o c po Δtm=35×1.876×30.1=1976.9KW

1.33平均传热温差

C 1.3028

5350931)

2850()5393(12121?≈-----=???-?=

?n t t n t t t m 1.34估算传热面积

23

,46.1091.30600109.1976'm t K Q S m =??=?=逆

考虑到20%的面积裕度 S=1.2S ’=131.3522m

流体物性

定性温度

℃

密度 kg/m3

粘度 mPa ? s

比热 kJ/(kg ?℃)

导热系数 W/(m ?℃)

热流体（苯55%+甲苯45%）

73

824.71

0.3301

1.876

0.1268

冷却水 39 994.6 0.728 4.178 0.626

1.4工艺结构尺寸

1.41管径和管内流速及管长

选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.6m/s ，

1.42管程数和传热管数

依据传热管内径和流速确定单程传热管数

1276.002.0785.024d 42

2≈??==i s u V n π根 按单程管计算换热管长度

5.13025

.014.3127352

.1310≈??==

d n S L s πm 按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。则该换热器管程数为 35.45.13==p N (管程)

传热管总根数 3813127=?=N (根)

1.43平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数

314.028932850=--=R

82.128

5053

93=--=

P

按单壳程，三管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得96.0=?t φ 平均传热温差

89.281.3096.0=?=??=??t t t m φ℃

1.44传热管排列和分程方法

采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 d 0，则 t=1.25×25=31.25≈32(mm) 横过管束中心线的管数

24381√1.19N √19.1===c N 根 1.45壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率η＝0.75，则壳体内径为

3.75775

.0381

3205.105.1=?

?==η

N

t

D mm 圆整可取D ＝760mm

1.46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％，则切去的圆缺高度为h ＝0.25×760＝190mm ，故可取h ＝190 mm 。

取折流板间距B ＝0.3D ，则B ＝0.3×760＝228mm ，可取B 为250。 折流板数 N B =传热管长/折流板间距-1=4500/250-1=17(块) 折流板圆缺面水平装配。

1.47接管

壳程流体进出口接管：取接管内热流体（苯55%+甲苯45%)流速为 u ＝1..2 m/s ，则接管内径为

212.02

.114.30424

.044=??==

u V d πm 取标准管径为250mm

管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u ＝1.5 m/s ，则接管内径为

m u V d 2.06

.014.30241

.044≈??==

π 取标准管径200mm 无缝钢管。

第二章 换热器核算

2.1热量核算

①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式

14

.0w

3/155

.0o

e

o r e d 36

.0）（

μμλ

αP R = 当量直径，由正三角形排列得

m 020.0025

.014.3)025.04032.023(4)423(42222=?-?=-=

π

ππo o e d d t d 壳程流通截面积 20004156.0)032.0025

.01(76.025.0)1(m t d BD S =-?=-=

壳程流体流速及其雷诺数分别为

s m u /0211.104156.00424.00==

510210003301

.00211

.171.82402.0Re 0≈??=

普兰特准数

62.51268.00003301.01876Pr =?=

粘度校正 114

.0w

≈）（

μμ C m W ?=????=23155

.00/1576162.55102102

.01268.036.0α

②管程对流传热系数

4.08.0i

i

i r e d 023

.0P R λα=

管程流通截面积

22039878.0127785.0d 4m n S s i =?=?=π

管程流体流速

s m u i /6018.0039878

.0024.0==

3.16450000728

.06

.9946018.002.0Re =??=

i

普兰特准数

854.4626.0000728.04174Pr =?=

?=???=24.08.0/32.3196854.41645002.0626

.0023.0m W i α℃

③传热系数K

C m W R d bd d d R d d K so m i i i i ??=+

+??+?+?=++++=

20

000/74.69515761

00015.00225.045025.00025.002.0025.000016.002.032.3196025.01

1

1

αλα

%8.15%100600

600

695''=?-=-K K K 符合条件

④传热面积S

2335.9889

.2874.695109.1976'm S =??=

该换热器的实际传热面积Sp

11.126)24381(5.4025.014.3)(d 0=-???=-=c p n N L S π 该换热器的面积裕度为

%22.2835

.9835

.9811.126%100'

'=-=

?-=

S S S H p

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2.2换热器内流体的压力降

①管程流动阻力

∑ΔPi=(ΔP 1+ΔP 2)FtNsNp Ns=1, Np=3, Ft=1.5

2

u 2u d l 2

22i

1?=??=?ρξρλP P ， 由Re ＝16450.3，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi ＝0.035 W/m ·℃， 流速u i ＝0.6018m/s ，ρ＝994 .6kg/m3，所以

Pa N N F P P P Pa

P Pa P s p t i 8391134.1)98.5399.1457()(98.5392

6018.06.99439.145726018.06.99402.05.4035.0212

22

1=???+=?+?=?=??=?=???

=?∑ 小于60Kpa ，管程压力降在允许范围之内。 ②壳程压力降

()s s o N F p p p ∑'+'=21???

（Fs 为结垢校正系数，对液体 Fs=1.15，Ns 为壳程数）

流体流经管束的阻力

()2

12

1

o

B c o u N n Ff p ρ?+='

F 为管子排列方式对压强降的校正系数，正三角形排列F=0.5，正方形直列F=0.3，正方形错列时，F=0.4

0f 为壳程流体的摩擦系数，当500Re 0>时

4228.0510215Re 5228

.0228.000=?==--f

c n 为横过管束中心线的管数，c n = 24 ，折流板间距B=0.3m,，折流板数B N =17

Pa p 207712

0211

.171.824)117(244228.05.0'2

1=??+???=?

流体流过折流板缺口的阻力

Pa

p u D B N p o

B 392642

0211

.171.824)76.025.025.3(17'2

)

25.3('2

22

2=???-=?-=?ρ Pa p

6904215.1)2077239264(0

=?+=?∑

小于90Kpa ，满足要求，壳程压力降也比较适宜。

第三章设计参数

表格 1

参数管程壳程流率/（kg/s) 24 35 温度（进/出）/℃28/50 93/53 压降/ kpa <60 <90

物性参数

定性温度/℃39 73 密度/kg/m3994.6 824.71 比热容/kJ/kg/℃ 4.174 1.876 粘度mPa/s 0.728 0.3301 导热率/W/(m·℃)0.626 0.1268

设备结构参数

型式固定管板式台数 1 壳体内径/mm 760 壳程数 1

管子规格/mm X

mm

25X2.5 管心距/mm 32 管长/m 4.5 管子排列正三角形管子数目/根381 折流板数/块17

传热面积/m2126.11 折流板距/mm 250 管程数 3 管子材质碳钢主要计算结果管程壳程

流速/ m/s 0.6018 1.0211

传热膜系数W/(m2·℃)3196.32 1576 污垢热阻(m2·℃) /W 0.00016 0.00015 阻力损失/ kPa 8.391 69.042 接管内径/mm 200 250

热负荷/W 2425800

传热温差/℃28.89

传热系数/ W/(m2·℃)695.74

裕度/% 28.22%

第四章EDR设计与校核

4.1 初步规定

（1）流体空间选择

热流体走壳程，冷流体走管程。

（2）壳体和封头

换热流体为芳烃和自来水，选择B封头管箱。选定固定管板式换热器，后端选择M,壳体形式选择单壳程。因此，TEMA type 选择BEM。

（3）换热管

选用管外径25mm，壁厚2.5mm的碳钢换热管。由于壳程流体为芳烃，且为固定，因此换热管选正三角形，管间距32mm。

（4）折流板

选单弓形折流板。

（5）换热器方位

换热器水平放置，折流板切口方向为水平方向。

（1）结构参数

换热器形式为单台1管程BME换热器，壳体内径488.95mm，管长5700mm，管子303，管外径19.05mm，管壁厚2.11mm，管子排列方式为正三角形，管间距23.81mm，单弓形折流板，切口24.6941%。

（2）面积余量

1.02，过小，需在校核模式中调整。

（3）压降

壳侧压降0.834bar，管侧压降0.0634bar，小于允许压降。

（4）流速

壳侧最高流速2.37m/s，管侧最高流速0.46m/s，管侧流速偏低，壳侧偏高，在校核模式调节。

（5）传热系数

总传热系数为830.2W/(m2?℃)，大于经验值。

（6）传热温差

为31.62℃，无矫正

4.2 校核模式

根据设计结果，在《化工原理课程设计》中选择最为接近的规格进行圆整，壳体内径760mm，管长6000mm，管子442，管外径25mm，管壁厚2.5mm，管子排列方式为正三角形，管间距32mm，单弓形折流板，切缺率30%。

参照相关标准，壳侧、管侧进出口内、外径为100mm、110mm。

4.3 校核结果分析

（1）面积余量

为21%，符合生产要求。

（2）压降

壳侧压降0.10506bar，管侧压降0.1357bar，小于允许压降。

（3）流速

壳侧最高流速1.31m/s，管侧最高流速0.77m/s。

（4）传热系数

总传热系数为625.9W/(m2?℃)，在经验值范围之内。

（5）传热温差

为24.72℃，温差校正系数0.78。

（6）热阻分布

热阻集中分布在壳侧，符合原油实际情况，对于浮头式壳侧亦容易清洗。

（7）压降分布

错流窗口流压降分别34.52%和12.73%，壳侧和进出口管嘴压降分别为9.79%、18.45%，管侧和进出口管嘴压降分别为32.81%、3.08%，压降分布合理

致谢

初次接触化工原理课程设计，并没有什么实际的概念，都是跟着PPT上的步骤一步一步做，不知道这一步有什么用那一步有什么用，但是经过这一段时间的实践，已经大体了解了换热器的设计步骤，虽然在细节上还是会犯很多的错误，但是，这门课能够真正让我们对实际的设计有了一个概念，经过这几天的构思与设计，在老师的精心指导与安排下，换热器已经设计完毕。其使用功能基本符合任务书要求，具有一定的实用性。但是由于时间比较仓促，加上本人软件设计经验不足。因此，在分析问题，解决问题时显得不够严密，完善，还需要在以后的学习中不断改进和完善。

其实，在整个过程中，虽然遇到了很多问题，也犯了不少错误，但是自己真的学到了很多东西，比如word文档公式的运用，比如如何使自己的设计更加合理，这就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法，才能达到事半功倍的效果。我觉得，如何查找数据也很重要，假如自己查不到数据，接下来的工作完全没办法做，假如查的数据是错误的，那设计出来的东西也是错误的，而且很可能导致严重的后果。