化工原理设计换热器设计计算
化工单元操作与单元设备设计任务书
任务书之十一
拟采用常压筛板(浮阀)塔分离苯-甲苯混合液。已知原料流量为4000kg/h，原料含苯组成30%（摩尔百分数，下同），精馏分离使塔顶产品苯含量不低于97%，塔底产品甲苯含量不低于98%；沸点进料，沸点回流，操作回流比可取2.0；要求产品进入贮罐的温度不低于50℃，原料贮罐贮料、产品贮罐要满足八小时生产任务。设计任务：
? 1.画出流程方框图和带控制点工艺流程图
? 2.做分离全过程做物料衡算与热量衡算
? 3. 做换热器设计与精馏塔设计
（1）换热器设计——塔底产品冷却器设计
上述精馏生产过程中，需要将塔底产品从80℃冷却至45℃，要求换热器的管程和壳程压降不大于10kpa，试选用合适的换热器。
（2）精馏塔（筛板或浮阀）设计
完成上述分离任务所需的精馏塔相关设计。
原始数据：精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压），单板压降不超过0.7kPa，冷却循环水温度：25℃，饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压)，设备型式：筛板(浮阀)塔，建厂地区压力：1atm
组长：
叶敏萍060
组员：
张光华030 贾国柱011 薛进军059 陈科云006 邢祥龙057
【设计方案】
【一】、选择换热器的类型 （1）、两流体的温度变化情况： 热流体进口的温度80℃ 出口的温度45℃ 冷流体的进口温度25℃ 出口温度35℃
（注）、该换热器用凉水塔水冷却，初步确定选用带有膨胀节的固定板式换热器。 （2）、流动空间及流速的确定：
由于利用凉水塔水冷却，而易结垢，为方便清洗，应使水走管程，甲苯走壳程。选用φ25㎜*2.5㎜的碳钢管，管内流速为Ui=0.5m/s 。 【二】、确定物性参数
（1）、平均温度差
（2）、定性温度
T=﹙T1+T2﹚／2=﹙80+45﹚÷2=62.5℃ ; t=﹙t1+t2﹚／2=﹙35+25﹚÷2=30℃ 平均温差
Δt1=﹙80-35)=45℃ ;Δt2=﹙45-25﹚=20℃ Δt1/Δt2=45/20=2.25 Δt1/Δt2＞2 Δ
t ′m=﹙Δt1-Δt2﹚／㏑﹙Δt1÷Δt2﹚
=(45—20) ÷ln(45÷20)=30.83℃
有关的物性参数数据如下：
【三】、计算产品物料的总传热系数
1、精馏塔的产品物料衡算：
①、苯：M苯=78.11kg/kmol ;M甲苯=92.13kg/kmol
产品摩尔百分数： X F=0.3 ;X D＝0.97 ;X W=0.02
②、原料液及精馏塔顶、塔底的产品的平均摩尔质量：
M F=X F*M甲+(1-X F)* M甲苯=0.3×78.11＋﹙1－0.3﹚×92.13＝87.924㎏／kmol M D=X D*M甲+(1-X D)* M甲苯=0.97×78.11＋﹙1－0.97﹚×92.13＝78.53㎏／kmol M W=X W*M甲+(1-X W)* M甲苯=0.02×78.11＋﹙1－0.02﹚×92.13＝91.85㎏／kmol
2、物料衡算：
原料处理量：F= q／M F=4000kg/h÷87.924kg／kmol≈45.49kmol/h
总物料衡算：F= D + W ①
苯物料衡算: F*X F=D* X D + W *X W ②
联立①、②式得：
X D =13.14kmol/h
X W =32.08kmol/h
甲苯流量转换：
q甲苯=W*MW= 32.08kmol/h ×91.85kg/kmol =2947.00kg/h
3、热流量：
Q=q甲苯*Cp*﹙T1-T2﹚= q水*Cp*﹙t1+t2﹚
Q=q甲苯*Cp*﹙T1-T2﹚=2947.00kg/h ×1.843kJ/kg.℃×（80-45）℃
=190096.24kJ/h 则热流量为：Q=190096.24kJ/h ÷3600s =52.805 [kw] 4、冷却水用水量：
q水 =Q／Cp*﹙t2-t1﹚=190096.24kJ/h÷4.171kJ/kg.℃÷（35-25）℃
=4554.34kg/h
5、总传热系数K :
①、管程传热系数：（注：水在管程里流动，流体流速设为U i=0.5m/s）
Re=di*ui*ρi／μi=0.02×0.5×995.7÷0.0008012 =12427.61
Pr= Cp*μ／λ =4.171×10^3×0.0008012÷0.6171 =5.42
ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4
ai=0.023×0.6171÷0.02×12427.61^0.8×5.42^0.4 =2631.26
则ai=2631.26
②、壳程传热系数：
假设壳程系数：ao=400w／(㎡.℃﹚
则有化工手册查得甲苯及其水在该条件下的污垢热阻：
冷却水的污垢热阻：Ri=0.000344㎡.℃／w
甲苯的污垢热阻：Ro=0.000172㎡.℃／w
选用的换热管的管壁厚度为b=0.0025 (m) ，
则可选用的管壁导热系数λ=45w／m.℃
6、总传热系数：
K=1／[﹙do/ai*di﹚+﹙0.000344*do/di﹚+﹙b*di/λ*do﹚+0.000172＋﹙1/ao﹚]
K=1÷[(0.025÷2631.26÷0.02)+(0.000344×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷0.02
÷45)+0.000172+(1÷400)]
K=274.35 w／㎡.℃
【四】、计算换热器换热面积：
S′=Q／K*Δt′m =52.805×10^3÷274.35÷30.83 =6.24﹙㎡﹚
在设计时考虑的15%的面积裕度，则S=1.15×6.24=7.18﹙㎡﹚
【五】、工艺结构尺寸
1、管径和管内流速：[ 管程内走水]
选用φ25㎜×2.5㎜的碳钢传热管，取管内流体流速为Ui=0.5m/s 。
2、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
ns=v／﹙π/4*di^2*ui﹚=4554.34÷3600÷995.7÷0.785÷0.02^2÷0.5=8.09 则ns≈9﹙根﹚
按单管程计算，所需的传热管长度为
L=S／π*do*ns =7.18÷3.14÷0.025÷9 =10.16﹙m﹚
按单管程计算，所需的传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管的长度为标准长度ι=3.0(m﹚，则该换热器管程数为
Np= L／ι=10.16÷3.0 =3.39≈4﹙管程﹚
3、若采用4管程，每根传热管管长度ι=3﹙m﹚。据此，由换热器系列标准，
选定固定管板式换热器，换热管型号为φ25㎜×2.5㎜，有关参数如下表。
4、平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数：
P=﹙t2－t1﹚／﹙T1－t1﹚=﹙35－25﹚÷﹙80－25﹚=0.182
R=﹙T1－T2﹚÷﹙t2－t1﹚=﹙80－45﹚÷﹙35－25﹚=3.5
按单壳程，四管程结构，温差校正系数查表得ψ△t =0.9 。
则平均传热温差：
△t m =ψ△t *△t′m =30.83×0.9 =27.75 ℃
5、传热管排列方法
每程内均采用正三角形排列，取管心距为Pt=1.25*do
Pt=1.25×0.025=31.25≈32﹙mm﹚
横过管束中心线的管数：
nc=9﹙根﹚
6、壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η=0.7 ；壳体内径D=325﹙mm﹚。
7、折流板数
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×325 =81.25 ﹙mm﹚
则取h= 80 ﹙mm﹚
取折流板间距为B=0.3D ﹙0.2D＜B＜D﹚
则B=0.3D = 0.3×325 = 97.5 ≈100﹙mm﹚
折流板数NB=﹙L／B﹚－1 =﹙3000÷100﹚－1 = 29﹙块﹚
折流板圆缺面水平装配。
8、接管
①、壳程的流体进出口接管：取接管内甲苯的流速为uo=1.0m/s,则接管内径为
d=(4*v／π*uo)^0.5 =(4×2947÷3600÷825÷3.14÷1.0)=0.03556(m)
则取d=40 (mm)
②、管程的流体进出口接管：取接管内水的流速为uo=1.5m/s,则接管内径为
d=(4*v／π*uo)^0.5 =(4×4554.34÷3600÷995.7÷3.14÷1.5)=0.0328(m) 则取d=35(mm)
【六】、换热器核算：
1、热量核算：
①、壳程对流传热系数，对圆缺形折流板，可采用克恩公式
ai=0.36*λo／do* Reo^0.55*pr^0.33*(μo/μw)^0.14
当量直径，由正三角形排列得
de={4*[(3^0.5/2)*pt^2－(π/4)*do^2]}
de={4×[(3^0.5÷2)×0.032^2－(3.14÷4)×0.025^2]} =0.02 （m）
壳程流通截面积：
So=B*D*(1－do/pt)
So=0.1×0.325×(1－0.025÷0.032) =0.0071 (㎡)
则So=0.0071 (㎡)
壳程流体流速及其雷洛数分别为
壳程流体流速
uo=V甲苯／So=2947÷3600÷825÷0.0071 =0.14 (m/s)
雷洛数
Reo=de*uo*ρo／μo=0.02×0.14×825÷0.000422=5473.93
普兰特准数
Pr= Cp*μ／λ=1.843×10^3×0.000422÷0.1276=6.095
液体粘度校正系数
(μo/μw)^0.14≈1.05
ao=0.36×0.1276÷0.02×5473.93^0.55×6.095^0.33×1.05 =498.22
则ao=498.22
②、管程对流传热系数
ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4
管程流通截面积
Si=(π/4)*di^2*Np/N
Si=3.14÷4×0.02^2×29÷4 =0.0023 (㎡)
Si=0.0023(㎡)
程流体流速
ui=V水／Si=4554.34÷3600÷995.7÷0.0023=0.552 (m/s)
ui=0.552 (m/s)
雷洛数
Re=di*ui*ρi／μi=0.02×0.552×995.7÷0.0008012 =13720.08
Pr= Cp*μ／λ=4.171×10^3×0.0008012÷0.6171 =5.42
ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4
ai=0.023×0.6171÷0.02×13720.08^0.8×5.42^0.4 =2809.77
则ai=2809.77
③、传热系数K
K=1／[﹙ao/ai*di﹚+﹙0.000344*do/di﹚+﹙b*di/λ*dm﹚+0.000172＋﹙1/ao﹚]
K=1÷[(0.025÷2809.77÷0.02)+(0.000344×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷0.0225÷45)+0 .000172+(1÷498.22)]
K=320.95 w／㎡.℃
④、传热面积
S=Q／K*Δtm =52.805×10^3÷320.95÷27.75 =5.93﹙㎡﹚
该换热器的实际传热面积Sp
Sp=π*do*L(N-nc)
Sp=3.14×0.025×3.0×（40-9）=7.30﹙㎡﹚
该换热器的面积裕度为
H=(Sp-S)/S*100%
H=(7.3-5.93)÷5.93×100%=23.10%
H=23.10%
2、换热器内流体的流动阻力
①、管程流动阻力
∑△Pi=(△P1+ △P2 )*Ft*Ns*Np
Ns = 1 Np =4 Ft =1.4 ι=3.0m
△P1=(λi*ι/d)*(ρ*ui^2/2)
△P2=ζ*(ρ*ui^2/2)
由Re=10066.36,传热管相对粗糙度ε/d=0.005,查莫狄图得
λi=0.035 w/m. ℃；流速ui=0.552 (m/s) ; ρi=995.7kg/m3 所以
△P1=(λi*ι/d)*(ρ*ui^2/2)
△P1=0.035×3.0÷0.02×995.7×0.552^2÷2 =796.41 (pa)
△P2=ζ*(ρ*ui^2/2)
△P2=3×995.7×0.552^2÷2 =455.09 (pa)
∑△Pi=(△P1+ △P2 )*Ft*Ns*Np
∑△Pi=(796.41+455.09) ×1.4×1×4 =7008.41(pa)
∑△Pi=7008.41 (pa) ＜10 kpa
管程流动阻力在允许的范围之内。
②、壳程阻力
∑△Pi=(△P′1+ △P′2 )*Ft*Ns
Ns = 1 折流板数Ft =1.15
流体流经管束的流动阻力
式中△P′1——流体横过管束的压力降，pa；
△P′2——流体流过折流挡板缺口的压力降，pa；
Ft——结垢校正系数，无因次，对液体Ft=1.15 ，对气体Ft=1.0
△P′1=F*?o*n c*(N B+1)*(ρ*u o^2/2)
△P′2= N B*（3.5-2*B/D）*(ρ*u o^2/2)
式中F——管子排列方式对压力降的校正系数：正三角形排列F=0.5 ，正方形直列F=0.3 ，正方形错列F=0.4 ；
?o——壳程流体的摩擦系数，?o =5.0*Reo^-0.228 = 0.702，(Re＞500) ；
n c——横过管束的中心线的管数，n c= 9；
B——折流板间距，B=0.1m；
D——壳体直径， D =0.325m；
N B——折流板数目；N B=29块；
uo——按壳程流通面积计算的流速，uo=0.14 (m/s) 。
△P′1=F*?o*n c*(N B+1)*(ρ*u o^2/2)
△P′1=0.5×0.702×9×(29+1)×825×0.14^2÷2=766.22 (pa)
△P′1=766.22 (pa)
△P′2= N B*（3.5-2*B/D）*(ρ*u o^2/2)
△P′2=29×(3.5﹣2×0.10÷0.325)×825×0.14^2÷2=676.34 (pa)
△P′2=676.34 (pa)
∑△Pi=(△P′1+ △P′2 )*Ft*Ns
∑△Pi=(766.22+676.34)×1.15×1 =1658.94 (pa)
∑△Pi=1658.94 (pa) ＜10 kpa
壳程流体流动阻力比较适宜。
换热器主要结构尺寸和计算结果如下表：
固定管板式换热器
冷却水出入口接管结构
化工原理设计：列管式换热器设计
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)
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
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
换热器原理及设计大纲.pdf
《换热器原理及设计》教学大纲 Principles and Design of Heat Exchanger 一、课程类别和教学目的 课程类别：专业课 课程教学目标：通过该门课程的学习，使学生了解各种常用热交换器（也称换热器）的工作原理，掌握以满足流动和传热为条件的热交换器的设计方法，了解热交换器的实验研究方法、强化技术和性能评价，为以后的学习、创新和科学研究打下扎实的理论和实践基础。 二、课程教学内容 （一）绪论 介绍热交换器的重要性、分类及其在工业中的应用，换热器设计计算的内容。 （二）热交换器计算的基本原理 介绍传热方程式、热平衡方程式的应用；讲授流体比热或传热系数变化时的平均温差的 计算方法、传热有效度、热交换器计算方法的比较、流体流动计算方法的比较。 （三）管壳式热交换器 介绍管壳式热交换器的类型、标准与结构；讲授管壳式热交换器的结构计算、传热计算和流动阻力计算、管壳式热交换器的设计程序、管壳式冷凝器与蒸发器的工作特点。 （四）高效间壁式热交换器 介绍螺旋板式热交换器、板式热交换器、板翅式热交换器、翅片管热交换器、热管热交 换器、蒸发（冷却）器、微尺度热交换器的结构、工作原理及其设计计算。 （五）混合式热交换器 讲授冷水塔的热力计算、通风阻力计算与设计计算，汽-水喷射式热交换器的相关计算、水-水喷射式热交换器的相关计算；介绍混合式热交换器的分类。 （六）蓄热式热交换器 介绍回转型蓄热式热交换器和阀门切换型蓄热式热交换器的构造和工作原理；讲授蓄热式热交换器的计算、蓄热式热交换器与间壁式热交换器中气流及材料的温度变化比较。 （七）热交换器的试验与研究 介绍传热系数的测定方法、阻力特性实验的测定方法；讲授增强传热的基本途径、热交换器的结垢类型与腐蚀方法、热交换器的优化设计与性能评价方法。 三、课程教学基本要求 （一）绪论
化工原理 换热器设计
|化工原理课程设计任务书 专业班级:07过控０2 学生姓名：赵凯 学号: 070３020２28 一 设计题目:正戊烷冷凝器的设计 二 课题条件(文献资料,仪器设备，指导力量) (一）设计任务 设计一冷凝器，冷凝正戊烷蒸气； 1) 处理能力:6万吨／年。 2) 正戊烷蒸气压力:0．7５ｋgf/c ｍ2,其饱和温度为５2C ?，蒸发潜热为 83ｋc ａl/kg 3) 冷却剂：自来软水，进口温度C 251?=t 出口温度C 40o 2=t （二)操作条件： (1)生产方式:连续操作 (2）生产时间：每年以300天计算,每天2４小时 （3）冷凝器操作压力为常压,管程和壳程的压力均不大于30kpa 三.设计任务 １.确定设计方案,绘制工艺流程图。 ２.热力学计算 2.1热力学数据的获取 2．２估算传热面积 2．3工艺尺寸的计算 2.4面积核算 2.５壁温校核 2．６压降校核
3.结构设计 ３.1冷凝器的安装3.２管设计 ３.３管心距设计 ３.4管板设计 3．5折流板设计 3.6壳体设计 3.７接管设计 3.8封头设计 3.9法兰设计 ３.１０支座设计 3.11其他 4.设计计算结果汇总表５．设计结果评价6．绘制装配图 ７.编制设计说明书
设计流程图 裕 度 过 大 或 过 小
工艺流程图 热力学计算 1.热力学数据的获取 正戊烷液体在定性温度（５２℃）下的物性数据(查化工原理附录） 。 ，，kJ/kg 5.347C W/m 13.0C kJ/kg 34.2，s Pa 108.1，kg/m 59643=??=??=??==-r c p λμρ 循环水的定性温度: 入口温度为C 251?=t ,出口温度为C 40o 2=t 循环水的定性温度为()C 5.322/4025 =+=m t 两流体的温差C 50C 5.195.3252 <=-=-m m t T ，故选固定管板式换热器 两流体在定性温度下的物性数据如下
换热器设计计算范例
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
换热器原理与设计(答案)
广东海洋大学 2013年清考试题 《换热器原理与设计》课程试题 课程号： 1420017 √ 考试 □ A 卷 □ 闭卷 □ 考查 □ B 卷 √ 考试 一．填空题（10分。每空1分） 1．相比较沉浸式换热器和喷淋式换热器，沉浸式换热器传热系数 较低。 2．对于套管式换热器和管壳式换热器来说， 套管式换热器 金属耗量多，体积大，占地面积大，多用于传热面积不大的换热器。 3．在采用先逆流后顺流<1-2>型热效方式热交换器时，要特别注意温度交叉问题，避免的方法是 增加管外程数 和两台单壳程换热器串联。 4．在流程的选择上，腐蚀性流体宜走 管程，流量小或粘度大的流体宜走壳程，因折流档板的作用可使在低雷诺数(Re ＞100)下即可达到湍流。 5．采用短管换热，由于有入口效应，边界层变薄，换热得到强化。 6. 相对于螺旋槽管和光管，螺旋槽管的换热系数高. 7. 根据冷凝传热的原理，层流时，相对于横管和竖管，横管 传热系数较高。 8.减小管子的支撑跨距能增加管子固有频率，在弓形折流板缺口处不排管，将 减小 管子的支撑跨距 9. 热交换器单位体积中所含的传热面积的大小大于等于700m 2/m 3，为紧凑式换热器。 10. 在廷克流动模型中ABCDE5股流体中，真正横向流过管束的流路为B 股流体,设置旁路挡板可以改善C 股流体对传热的不利 GDOU-B-11-302 班级： 姓 名： 学号： 试题共 4 页 加白纸3 张 密 封 线
影响。
二．选择题（20分。每空2分） 1.管外横向冲刷换热所遵循侧传热准则数为(C ) A. 努赛尔准则数 B. 普朗特准则数 C. 柯尔本传热因子 D. 格拉肖夫数 2.以下哪种翅片为三维翅片管( C ) A. 锯齿形翅片 B. 百叶窗翅片 C. C管翅片 D. 缩放管 3.以下换热器中的比表面积最小( A ) A．大管径换热器B．小管径换热器 C．微通道换热器 D. 板式换热器 4. 对于板式换热器，如何减小换热器的阻力(C ) A．增加流程数B．采用串联方式 C．减小流程数 D. 减小流道数。 5.对于板翅式换热器，下列哪种说法是正确的( C ) A．翅片高度越高，翅片效率越高 B．翅片厚度越小，翅片效率越高 C．可用于多种流体换热。 D. 换热面积没有得到有效增加。 6.对于场协同理论，当速度梯度和温度梯度夹角为( A )，强化传热效果最好。 A．0度B．45度 C.90度 D. 120度 7. 对于大温差加热流体(A ) A．对于液体，粘度减小B．对于气体，粘度减小 C．对于液体，传热系数减小 D. 对于气体，传热系数增大8. 对于下列管壳式换热器，哪种换热器不能进行温差应力补偿( B ) A．浮头式换热器B．固定管板式换热器 C．U型管换热器 D. 填料函式换热器。 9. 对于下列管束排列方式，换热系数最大的排列方式为( A ) A．正三角形排列B．转置三角形排列 C．正方形排列 D. 转正正方形排列。 10. 换热器内流体温度高于1000℃时，应采用以下何种换热器(A )
换热器计算步骤
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
气气热管换热器计算书
热管换热器设计计算 1确定换热器工作参数 1.1确定烟气进出口温度ti，t3，烟气流量V,空气出口温度頁，饱和蒸汽压力 Pc?对于热管式换热器，ti范圉一般在250°C?600°C之间，对于普通水- 碳钢热管的工作温度应控制在300°C以下.t2的选定要避免烟气结露形成 灰堵及低温腐蚀，一般不低于180°C.空气入口温度的.所选取的各参数值如下： 2确定换热器结构参数 2.1确定所选用的热管类型 烟气定性温度：f 宇_4沁；2沁=310比 在工程上计算时，热管的工作温度一般由烟气温度与4倍冷却介质温度的和的 半均值所得出： 烟气入口处：q =如+営=420?c+严z = 18O°C 烟气出口处：. t2+tiX4 200°C+20°Cx4 l° 5 5 C 选取钢-水重力热管.其工作介质为水.工作温度为30OC~250°C?满足要求.其相容壳体材料：铜.碳钢（内壁经化学处理）。
2.2确定热管尺寸 对于管径的选择，由音速极限确定所需的管径 d v = 1.64 Qc t J厂9必)2 根据参考文献《热管技能技术》，音速限功率参考范闱，取Qc=4kW,在 10 = 56吃启动时 p v = O.1113k^/7H3 p v = 0.165 X 105pa r = 2367.4幼/kg 因此d v = 1.64 I ! = 10.3 mm yr(p v p v)l 由携带极限确定所要求的管径 d _ I 1.78 X Qent P Ji (P L"1/4+P V~1/4)_2^(P L -Pv]1/4 根据参考文献《热管技能技术》，携带限功率参考范围，取Q ent=4kw 管内工作温度t t = 180°C时 P L = 886.9kg/m3 pv = 5.160/c^/m3 r = 20\3kJ/kg J = 431.0xl0^N/m 178x4 因此 nx20L3x(8Q6.^i/4+SA6^i/4)-2 [gX431.0xl0-4(886.9-5.160)]1/4 =13.6nun 考虑到安全因素，最后选定热管的内径为 4 = 22111111 管売厚度计算由式 Pv4 20qcr] 式中，Pv按水钢热管的许用压力28.5kg /nmr选取，由对应的许用230°C來选 取管壳最大应力乐朋=14kg/nim2,而 [ 化工原理 课 程 设 计 设计任务：换热器 班级： 13 级化学工程与工艺（ 3）班 姓名：魏苗苗 学号： 1320103090 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1.流体流动途径的确定 (6) 2.物性参数及其选型 (6) 3.计算热负荷及冷却水流量 (7) 4.计算两流体的平均温度差 (7) 5.初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1.核算总传热系数 (10) 2.核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17) 参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度32.5 ℃。 3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按 300 天计，每天 24 小时连续运行。 三、设备型式：管壳式换热器 四、处理能力：109000 吨/ 年苯 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。 4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 六、附表： 1.设 出口温度40.5℃ 壳体内部空间利用率70% 选定管程流速 u（ m/s） 1 壳程流体进出口接管流 1 计概述 的概念与意义 1.1.1热量传递的概念 热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定 律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处， 因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 1.1.2化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操 作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为 了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸 馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备 的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的 问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作 用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部 门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热 的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态 变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可 以认为传热学是热力学的扩展。 1.1.3传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： 1.1.3.1热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分 子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热 传导的条件是系统两部分之间存在温度差。 1.1.3.2热对流（简称对流）流体各部分之间发生相对位移所引起的热 传递过程称为热对流。热对流仅发生在流体中，产生原因有二：一是因流体 中各处温度不同而引起密度的差别，使流体质点产生相对位移的自然对流； 二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动的强制对流。 此外，流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程， 即是热由流体传到固体表面（或反之）的过程，通常称为对流传热。 海洋大学 2013年清考试题 《换热器原理与设计》课程试题 课程号： 1420017 √ 考试 □ A 卷 □ 闭卷 □ 考查 □ B 卷 √ 考试 一．填空题（10分。每空1分） 1．相比较沉浸式换热器和喷淋式换热器，沉浸式换热器传热系数 较低。 2．对于套管式换热器和管壳式换热器来说， 套管式换热器 金属耗量多，体积大，占地面积大，多用于传热面积不大的换热器。 3．在采用先逆流后顺流<1-2>型热效方式热交换器时，要特别注意温度交叉问题，避免的方法是 增加管外程数 和两台单壳程换热器串联。 4．在流程的选择上，腐蚀性流体宜走 管程，流量小或粘度大的流体宜走壳程，因折流档板的作用可使在低雷诺数(Re ＞100)下即可达到湍流。 5．采用短管换热，由于有入口效应，边界层变薄，换热得到强化。 6. 相对于螺旋槽管和光管，螺旋槽管的换热系数高. 7. 根据冷凝传热的原理，层流时，相对于横管和竖管，横管 传热系数较高。 8.减小管子的支撑跨距能增加管子固有频率，在弓形折流板缺口处不排管，将 减小 管子的支撑跨距 9. 热交换器单位体积中所含的传热面积的大小大于等于700m 2/m 3，为紧凑式换热器。 10. 在廷克流动模型中ABCDE5股流体中，真正横向流过管束的流路为B 股流体,设置旁路挡板可以改善C 股流体对传热的不利影 GDOU-B-11-302 班级： 姓 名： 学号： 试题共 4 页 加白纸3 张 密 封 线 响。 二．选择题（20分。每空2分） 1.管外横向冲刷换热所遵循侧传热准则数为 (C ) A. 努赛尔准则数 B. 普朗特准则数 C. 柯尔本传热因子 D. 格拉肖夫数 2.以下哪种翅片为三维翅片管( C ) A. 锯齿形翅片 B. 百叶窗翅片 C. C管翅片 D. 缩放管 3.以下换热器中的比表面积最小( A ) A．大管径换热器B．小管径换热器 C．微通道换热器 D. 板式换热器 4. 对于板式换热器，如何减小换热器的阻力(C ) A．增加流程数B．采用串联方式 C．减小流程数 D. 减小流道数。 5.对于板翅式换热器，下列哪种说法是正确的( C ) A．翅片高度越高，翅片效率越高 B．翅片厚度越小，翅片效率越高 C．可用于多种流体换热。 D. 换热面积没有得到有效增加。 6.对于场协同理论，当速度梯度和温度梯度夹角为( A )，强化传热效果最好。 A．0度B．45度 C.90度 D. 120度 7. 对于大温差加热流体 (A ) A．对于液体，粘度减小B．对于气体，粘度减小 C．对于液体，传热系数减小 D. 对于气体，传热系数增大 8. 对于下列管壳式换热器，哪种换热器不能进行温差应力补偿( B ) A．浮头式换热器B．固定管板式换热器 C．U型管换热器 D. 填料函式换热器。 9. 对于下列管束排列方式，换热系数最大的排列方式为( A ) A．正三角形排列B．转置三角形排列 C．正方形排列 D. 转正正方形排列。 10. 换热器流体温度高于1000℃时，应采用以下何种换热器(A ) 中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月 目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30) §一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类 绪论 1. 2.热交换器的分类： 1）按照材料来分：金属的，陶瓷的，塑料的，是摸的，玻璃的等等 2）按照温度状况来分：温度工况稳定的热交换器，热流大小以及在指定热交换区域内的温度不随时间而变；温度工况不稳定的热交换器，传热面上的热流和温度都随时间改变。3）按照热流体与冷流体的流动方向来分：顺流式，逆流式，错流式，混流式 4）按照传送热量的方法来分：间壁式，混合式，蓄热式 恒在壁的他侧流动，两种流体不直接接触，热量通过壁面而进行传递。 过时，把热量储蓄于壁内，壁的温度逐渐升高；而当冷流体流过时，壁面放出热量，壁的温度逐渐降低，如此反复进行，以达到热交换的目的。 第一章 1.Mc1℃是所需的热量，用W表示。两种流体在热交换器内的温度变化与他们的热容量成反比；即热容量越大，流体温度变化越小。 2.W—对应单位温度变化产生的流动流体的能量存储速率。 4.顺流和逆流情况下平均温差的区别：在顺流时，不论W1、W2值的大小如何，总有μ＞０，因而在热流体从进口到出口的方向上，两流体间的温差△t总是不断降低；而对于逆流，沿着热流体进口到出口方向上，当W1＜W2时，μ＞０，△t不断降低，当W1＞W2时，μ＜０，△t不断升高。 5.P（定义式P12） 物理意义：流体的实际温升与理论上所能达到的最大温升比，所以只能小于1。 6.R—冷流体的热容量与热流体的热容量之比。（定义式P12） 7.从φ值的大小可看出某种流动方式在给定工况下接近逆流的程度。除非处于降低壁温的目的，否则最好使φ＞0.9，若φ＜0.75就认为不合理。 （P22 例1.1） 8.所谓Qmax是指一个面积为无穷大且其流体流量和进口温度与实际热交换器的流量和进口温度相同的逆流型热交换器所能达到的传热量的极限值。 9.实际传热量Q与最大可能传热量Qmaxε表示，即ε=Q/Qmax。意义：以温度形式反映出热、冷流体可用热量被利用的程度。 10.根据ε的定义，它是一个无因次参数，一般小于1。其实用性在与：若已知ε及t1′、t2′时，就可很容易地由Q=εW min(t1′-t2′)确定热交换器的实际传热量。 11.带翅片的管束，在管外侧流过的气体被限制在肋片之间形成各自独立的通道，在垂直于 流动方向上（横向）不能自由运动，也就不可能自身进行混合， 化工原理换热器设计 ————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期: ? 江西科技师范大学 食品质量与安全专业《化工原理课程设计》 题目名称列管式换热器的设计 专业班级食品质量与安全一班 学号201５２410 201５2４11 学生姓名徐子涵陈素静 指导教师常军博士 2017 年05 月1０日 设计条件 冷流体为水，入口温度1t =12℃,出口温度2t =68℃,流量v q =43m3／h ； 热流体为饱和水蒸气,入口温度1T ＝110℃,出口温度2T =１00℃。 水蒸气在１05℃下的有关物性数据:密度1954.7ρ=ｋg/m3，黏度41 2.7110μ-=?Pa·s ，比热容4226p c =J/(ｋg·Ｋ),导热率10.684λ=W ／(m·Ｋ)。 水在40℃下的有关物性数据：密度2992.2ρ=kg ／m3，黏度42 6.510μ-=?Ｐa·s ，比热容4174p c =J/(k ｇ·K),导热率20.635λ=W ／（m·℃)。 换热器型式的选择—由于所选择的冷热流体温差较大,初步确定选用浮头式换热器。 定性温度 壳程水蒸气定性温度为 12110100 10522 m T T T ++= ==℃ 管程水的定性温度为 121268 4022 m t t t ++= ==℃ 估算传热面积 计算热负荷（忽略热损失） 222212()43992.24174(6812)2770.165T m p v p Q q c t q c t t ρ=?=-=???-=kW 水蒸气用量(忽略热损失) 无相变113 3 2770.1651065.64.2261010 T m p Q q c t ?===???kg ／s 235981.9=ｋｇ/h 平均传热温差 纯逆流 '1212 (11068)(10012) 62.1911068ln ln 10012m t t t t t ?-?---?===?--?℃ 初算传热面积 初定总传热系数01500K =W ／(m 2·K)， 3 2770.1651029.70150062.19 T m Q S K t -?===??估m 2 管径和管内流速 管程安排—水蒸气比较清洁宜走壳程,普通水较易结垢，若流速太低，将会加快污 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； 空调用热管换热器的设计计算 西安工程大学 王晓杰 黄翔 武俊梅 郑久军 摘 要： 热管技术以其独特的技术在很多领域得到了广泛的应用，在空调领域热管技术也逐渐受到重视，除了理论研究热管技术在空调领域的应用外，设计出合适的换热设备对热管在空调领域的应用也及其重要。热管换热器的计算内容主要有热力计算和校核计算。其中热力设计计算大致可分为常规计算法，离散计算法和定壁温计算法。空调用热管换热器一般为气－气型换热器，文章主要针对气－气型热管换热器的常规计算法进行介绍，并给出了一个具体实例的计算结果，以进一步促进热管换热器在制冷空调领域的应用研究。 关键词： 热管 空调 热力计算 1 引言[1][2][4] 热管换热技术因其卓越的换热能力及其它换热设备所不具有的独特换热技术在航空，化工，石油，建材，轻纺，冶金，动力工程，电子电器工程，太阳能等领域已有很广泛的应用，制冷空调领域冷冷热流体温差小，因此热管技术也逐渐受到重视。根据实际需要设计出合理的热管换热器对于空调领域来说也极为重要。 同常规换热器计算一样，热管换热器的计算内容主要有两部分：热管换热器的热力计算和校核计算。在这里主要对热管换热器的热力计算做个介绍。热管换热器的热力设计计算目前大致可分为三类：常规计算法，离散计算法，定壁温计算法。常规计算法将整个热管换热器看成一块热阻很小的间壁，然后采用常规间壁式换热器的设计方法进行计算。离散计算法认为热量从热流体到冷流体的传递不是通过壁面连续进行的，而是通过若干热管进行传递，呈阶梯式变化，不是连续的。定壁温计算法是针对热管换热器在运行中易产生露点腐蚀和积灰而提出的，计算时将热管换热器的每排热管的壁温都控制在烟气露点温度之上。从而避免露点腐蚀及因结露而形成的灰堵。 空调系统要处理的对象一般为室外新风或是室内排风，都属于气态介质，因此空调用热管换热设备为气－气热管换热器。本文将对空调用气－气热管换热器的常规计算法的热力计算做个简要介绍，文中的一次空气是待处理室外新风，二次空气可以是室内排风或室外新风。 2 热管换热器的设计计算[3][4] 2.1已知设计参数 一次空气质量流量M h , 进出口温度T 1,T 1’，二次空气质量流量M c , 进出口温度T 2,T 2’。一般六个已知量中，只要给定5个即可，另一个参数可由热平衡方程算出，如需要，还需给出一、二次空气的允许压降，二次空气出口温度未知时的计算过程为： ①一次空气定性温度T h =2 ' 11T T + (1) 查定性温度下的一次空气物性参数：定压比密度h p C 导热系数h λ粘度h μ 普兰德数h r P ②一次空气放出热量)(' 11T T C M Q h p h h -= (2) 化工原理课程设计 题目:原油加热器——固定式换热器 指导教师: 李先生院士 职称: 国家特级院士 班级: 高分子材料与工程系 学号: 学生姓名: 目录 一．绪论 (3) 二、设计条件及主要物性参数 (4) 1、设计条件 (4) 2、定性温度的确定 (4) 三. 确定设计方案 (5) 1、选择换热器的类 型 (5) 2、流程安 排 (5) 四．估算传热面积 (5) 1、热流量 (5) 2、平均传热温差 (5) 3、传热面积 (5) 五．工程结构尺寸 (6) 1、管径和管内流 速 (6) 2、管程数和传热管 数 (6) 3、平均传热温差校正及壳 数 (6) 4、传热管的排列和分程方 法······························ (7) 5、折流板 (7) 6、接管 (7) 六、换热器核算 (8) 1、壳程传热系数 (8) 2、管程传热系数 (8) 3、污垢热阻和管壁热阻 (9) 4、总传热系数K (10) 5、传热面积裕度 (10) 7、管程流动阻力 (11) 8、壳程流动阻力 (11) 七、设计计算结果汇总 (12) 一、绪论 1.加热器简介 .固定管板式 固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈（或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时， 补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。 形管式 U形管式换热器每根管子均弯成U形，流体进、出口分别安装在同一端的两侧，封头内用隔板分成两室，每根管子可自由伸缩，来解决热补偿问题。特点：结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。 .浮头式 换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。特点：结构复杂、造价高，便于清洗和检修，完全消除温差应力，应用普遍。 本实验采用的是浮头式加热器，包括输油管，输油管上套有密闭的外壳，外壳的一段管道上设有加热体，该加热体用固定卡固定在外壳表面上，所述外壳的外表面上包覆有保温层。本实用新型具有传热速度快、均温性好的特点，避免了在输送过程中热损失大而导致油品凝固难以输送的问题。 2.设计目的 培养学生综合运用本门课程及有关选修课程基础理论和基础知识完成某项单元操作设备设计的实践操作能力。设计的设备必学在技术上是可行的，经济上是合理的，操作上是安全的，环境上是友好的。 二、设计条件及主要物性参数 设计条件 由设计任务书可得设计条件如下表： 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 逆流平均温差计算化工原理课程设计换热器设计.doc
换热器原理与设计(答案)
化工原理课程设计——换热器的设计
热交换器原理与设计
化工原理换热器设计
换热器设计指南汇总
192空调用热管换热器的设计计算全文
化工原理设计原油换热器
换热器设计计算步骤