化工原理课程设计

化工原理课程设计1前言11.1 固定管板式换热器 22列管式换热器的工艺设计22.1试算和初选换热器的规格32.1.1运算热负荷32.1.2运算两流体的平均温度差32.1.3初选换热器规格32.2核算压强降42.2.1管程压强降42.3核算总传热系数52.3.1管程对流传热系数αi 52.3.2壳程对流传热系数αo 52.3.3污垢热阻52.3.4总传热系数KO 5列管式换热器设计朱婉琴（新疆工业高等专科学校乌鲁木齐830091）摘要：此次课程设计是列管式换热器的设计。

列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流淌设计、结构设计以及强度设计，其中以热力设计最为重要。

列管式的换热器的设计内容要紧包括按照换热任务和有关要求确定设计方案，试算和初选换热器的规格；核算管程、壳程压强降；核算总传热系数。

本组选择的换热器为 31640400----G 型换热器，运算结果为:K 的估量值为450，o K 的运算值是555，23.1450555==估计K K o ，在1.15-1.25范畴内，所选换热器合适。

关键词：列管式换热器；设计；运算；结论1前言换热设备是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在化工、石油、轻工、食品、动力、制药、冶金等许多工业部门中广泛应用的一种工艺设备。

在炼油、化工装置中，换热器占设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。

随着环境爱护要求的提升，近年来，加氢装置的要求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和润滑油加氢等，所需的高温、高压的换热设备的数量随之加大，在这些场合，换热设备通常占总投资的50%以上。

换热设备也是回收余热、废热，专门是地位热能的有效装置。

列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。

它要紧由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。

所需材质可分别采纳一般碳钢、紫铜或不锈刚制作。

在进行换热时，一种流体由封头的连接管处进入，在管内流淌，从封头另一端的出口管流出，这称为管程；另一种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。

列管式换热器种类专门多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，要紧有以下几种。

1.1 固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价廉价，但管外不能机械清洗。

此类换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两边，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。

通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。

同时，管子和管板于外壳的连接差不多上刚性的，而管内、管外是两种不同温度的流体。

因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了专门大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。

为了克服温差应力，必须有温差补偿装置。

一样在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为了安全起见，换热器应有温差补偿装置。

但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情形。

一样壳程压强超过0.6Mpa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

2列管式换热器的工艺设计第四小组设计任务和设计条件某厂用冷却水冷却从反应器出来的循环使用的有机液，操作条件及物性如下表：试选用一台适当型号的列管式换热器。

2.1试算和初选换热器的规格本题为两流体均不发生相变的传热过程，按照两流体的情形，因有机液为被冷却流体，水易结垢，选择水走换热器的管程，有机液走壳程。

2.1.1运算热负荷33.376833)5065(10261.2360040000)(321=-⨯⨯⨯=-=T T Cp W Q h h W 2.1.2运算两流体的平均温度差暂按单壳程、多管程进行运算。

逆流时平均温度差为2.1610178.42000033.3768333=⨯⨯==∆c c Cp W Q t ℃ 2.412.162512=+=∆+=t t t ℃39.24)2.4165()2550(ln )2.4165()2550(ln 1212'=-----=∆∆∆-∆=∆t t t t t m ℃而 405.02565252.411112=--=--=t T t t P 93.0252.4150651221=--=--=t t T T R由图3-24查得 93.0=∆t ϕ 因此 69.2239.2493.0'=⨯=∆=∆∆m t m t t ϕ ℃ 2.1.3初选换热器规格按照两流体的情形，假设450=K W/(㎡·℃)故 9.3669.2245033.376833=⨯=∆=m t K Q S m2 由于 4.242412522565=+-+=-m m t T ℃ ＜ 50 ℃，因此不需考虑热补偿。

据此，由换热器系列标准（参见附录中选定的 31640400----G 型换热器）。

有关参数如下：实际传热面积83.39)1.06(025.014.386=-⨯⨯⨯==L d n S o o π ㎡若采纳此传热面积的换热器，则要求过程中的总传热系数为450=K W /(㎡·℃)。

2.2核算压强降 2.2.1管程压强降p t iN F p p p∑∆+∆=∆)(21式中 3,4.1==p t N F 管程流通面积009.038602.04422=⨯⨯=•=ππp i i N n d A ㎡6173.01000009.0360020000=⨯⨯==i s i A V u m/s1234610110006173.002.0Re 3=⨯⨯⨯==-μρi i i u d （湍流）设管壁粗糙度 1.0=ε mm ,005.0201.0==i d ε,由Re -λ关系图中查得：038.0=λ因此217226173.0100002.06038.02221=⨯⨯⨯==∆u d L p i ρλ Pa6.57126173.010********=⨯⨯==∆u p ρ Pa则1.1152334.1)6.5712172()(21=⨯⨯+=∆+∆=∆∑p t iN F p p p Pa2.2.2壳程压强降s s oN F p p p∑∆+∆=∆)(2'1'其中 1,15.1==s s N F 2)1(,21'O B c o u N n Ff p ρ+=∆管子为正三角形排列，5.0=F10861.11.1=⨯==n n c取折流挡板间距 3.0=h m1913.061=-=-=h L N B 壳程流通面积045.0)025.0104.0(3.0)(=⨯-⨯=-=o c o d n D h A ㎡2599.0045.0950360040000=⨯⨯==o s o A V u m/s665510742.09502599.0020.0Re 3=⨯⨯⨯==-μρo e o u d ＞ 500=⨯==--228.0228.066550.5Re 0.5o O f因此 =⨯⨯+⨯⨯⨯=+=∆22599.0950)119(105.02)1(221'O B c o u N n Ff p ρ Pa 121922599.0950)4.03.025.3(192)25.3(222'=⨯⨯⨯-⨯=-=∆O B u D h N p ρ Pa=⨯⨯+=∆+∆=∆∑115.1)1219()(2'1's s o N F p p p Pa运算表明，壳程和壳程压强降都能满足要求。

2.3核算总传热系数 2.3.1管程对流传热系数 αi12346Re =i (湍流)0067.0621.0101187.4Pr 3=⨯⨯==-λμCp i=⨯⨯⨯==4.08.04.08.00067.01234602.0621.0023.0Pr Re 023.0i i d λα W/(㎡·℃)2.3.2壳程对流传热系数 αo即14.03155.0)()())((36.0wo e eo Cp u d d μμλμμρλα= 取换热器列管之中心距32=t mm 。

流体通过管间最大截面积为045.0)032.002.01(4.03.0)1(=-⨯⨯=-=t d hD A o ㎡=⨯==950045.040000A V u s o ｍ/ｓ=⨯⨯⨯==-310742.095002.0Re μρo e o u d=⨯⨯==-172.010742.0261.2Pr 3λμCp o壳程中油品被冷却，取 04.1)(14.0=wμμ。

因此=⨯⨯⨯⨯==14.03155.014.03155.004.102.0172.036.0)()())((36.0w o e e o Cp u d d μμλμμρλα W/﹙㎡·℃﹚2.3.3污垢热阻参见表3-16，管内、外测污垢热阻分别取为=i Rs ㎡·℃/W 00026.0=o Rs ㎡·℃/W2.3.4总传热系数 KO管壁热阻可忽略时，总传热系数 o K55502.0025.002..0025.000026.01111=⨯+⨯++=+++=i i o i o i o o o d dd d Rs Rs K αα W/﹙㎡·℃﹚23.1450555==估计K K o由前面的运算可知，选用该型号换热器时要的总传热系数为450 W/﹙㎡·℃﹚，在规定的流淌条件下，运算出的 o K 为 555 W/﹙㎡·℃﹚，故选择的换热器是合适的。

安全系数为000023100450450555=⨯-。