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1、化工原理课程设计任务书（1）一、设计题目：设计一台换热器二、操作条件：1. 苯：入口温度80C，出口温度40C。2. 冷却介质：循环水，入口温度35C。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：1. 99000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。一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程1. 选定管壳式换热器的种类管壳式换热器
2、是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优 点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广， 操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程 度也有差别。若两流体的温度差较大（50C以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯 曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形 式。（1）固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接 在管板
3、上，管板分别焊在外壳两端，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 在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，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，产生了很大的温差 应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50C以上时，为安全起见， 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 C和壳程流 体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用， 就要考虑其
4、他结构。其结果如下图所示：(2) 浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却 时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器称为浮头 式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热 器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂， 造价高。其结构如下：(3) U型管换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点 是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示：(4) 填料函式换热器这
5、类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质 有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下：由设计书的要求进行分析： 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5C10C。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富 地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6C，即冷却水的出口温度为31C。Tt二m m字-2532 C 0.8，故可选用单壳程的列管换热器（5）选K值，估计传热面积。参考附录相关资料，对于黏度低于0.5x10-Pas和水体系，可取K=480W/（m。C），则QKAtm301736480 x
6、 14.2844m2o初选换热器型号由于两流体温差50C，可选固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系列标准，初选型号为公称直径/mm450管子尺寸/mm 25x2.5公称压强/MPa1.0管长/m4.5公称面积/m?46.6管子总数135管程数1管子排列方法正方形斜转45中心排管数13管程流通面积0.0424实际传热面积S 二 n兀 d L 二 135 x 3. 14 x 0. 025 x M.5 - 0.1丿二 46. 6m2o采用此换热器，则要求过程的总传热系数为2.核算压强（1）管程压强降 其中 Ft=1.4， Ns=1， Np=1。管程流通面积n兀= x 0. 022 xN4p135
7、二 0.0424m21管程流速：uV=aS-i14. 46993. 2 x 0. 0424二 0. 343m / s管内雷诺数取管壁粗糙度=0.1mm， -di署二0.。05，查(夏清等.化工原理(上册).天津：天津大学出版社，2005) 2图1-27，由九-Re关系图中查得：入=0.036；所以 管程压强降：工 AP =(473 + 175)x 1.4 x 1 x 1 = 907Pa 500 (湍流)壳程流体摩擦因数f0=5. 0 Re -0-228 = 5. 0 x 23746-0.228 = 0. 50所以 计算表明，管程和壳程的压强降都能满足设计的要求。3. 核算总传热系数(1)管程对
8、流传热系数aim OQa = 0. 023 一 Re 08 Pr 04 = 0. 023 x x (9664)。.8(4.69)。.4 = 2067W /(m2 C) (2)壳程 id i i0.02i对流传热系数ao由式 a = 0.36（仝）（eV P ）0.55）1/3（上）0.14 计算。d 卩九 卩ew取换热器列管之中心距t = 32mm。则流体通过管间最大截面积为壳程中的苯被冷却，取()0.14 = 0.99。所以W参考教材附录管内、外侧污垢热阻分别取为(3) 总传热系数。忽略管壁热阻时，sosi d+ 0 . 00017+ 0. 000210 84/、=51 3.5 W / n
9、2 。C 丿0. 025x -0. 020. 0252067 x 0. 02由前面的计算 可知，选用该 型号换热器时 要求过程的总 传热系数为453. 4W /2 .o C故所选择的换热器是合适的。安全系数，在规定的流动条件下，计算出的K为513.5W (m2。C)，e数参X9 水 却 冷 z( 程 管X9 苯 程 壳S g/ / 量 流物性53O6X9 g k z( / sz 密_IJ c0? g k k / 热 匕 压 定X9 s ?a p / sz 黏结构式数 程 壳1XO54数 台1X三、设计结果一览表参513 5 - 453 4为：心.X 100%以3% (满足要求，即在范围之内：1
10、0%25%)管径/mm 25X2.5管心距/32管长/mm4500管子排列正三角形管子总数/根135管程数1传热面积/m46.6材质不锈钢主要计算结果管程壳程流速/ (m/s)0.3430. 66表面传热系数/W/ (m? c )137765135污垢热阻/ (m?c /W)0.000200.00017压强降/Pa90747359热流量/W301736传热系数/W/(m?K)513.5安全系数/%13.3四、设备简图五、对本设计的评述及有关问题的讨论经过连续一周的奋战，化工原理课程设计终于告一段落。对这次化工原理课程设计，我充分认识到实践来自理论，又高于理论。这次专业性较强的课程设计，让我认识
11、到：课堂上理论知识掌握的再好，没有落实到实处，是 远远不够的。换热器的设计，从课本上简单的理论计算，到根据需求满足一定条件的切实地进 行设计，不再仅仅包括呆板单调的计算，还要根据具体要求选择、区分和确定所设计的换热器 的每一个细节，我觉得这是最大的一个挑战。我对换热器的结构、性能都有了一定的了解，同时，在设计过程中，我也掌握了一定的工 艺计算方法。换热器是化工厂中重要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此，选择合适的换 热器是相当重要的。在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设计是要通过反复计算，对各 项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的设计，为此，设计时应考虑很多方面的因 素。首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数的计算结果与初设值的比值不
