化工原理课程设计报告

课程设计任务书

设计题目： 水冷却环己酮换热器的设计

一、 设计条件

1、 处理能力 53万吨/年 2、 设备型式 列管式换热器 3、 操作条件

a． 环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b． 冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c． 允许压强降：不大于1×105Pa

d． 每年按330天计，每天24小时连续运行 4、 设计项目

a． 设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b． 换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c． 换热器的主要结构尺寸设计。 d． 主要辅助设备选型。 e． 绘制换热器总装配图。

二、设计说明书的内容

1、 目录；

2、 设计题目及原始数据(任务书)；

3、 论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择；

4、 换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直

径等)；

5、 设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、 主体设备设计计算及说明；

目录

1. 前言................................................................................ 1

1.换热器简介 ....................................................................... 1 2. 列管式换热器分类： .............................................................. 2 2. 设计方案简介 ........................................................................ 2

2.1换热器的选择 ................................................................... 2 2.2流程的选择 ..................................................................... 2 2.3物性数据 ....................................................................... 2 3. 工艺计算 ............................................................................ 3

3.1试算 ........................................................................... 3

3.1.1计算传热量 ............................................................... 3 3.1.2计算冷却水流量 ........................................................... 3 3.1.3计算两流体的平均传热温度 ................................................. 3 3.1.4计算P、R值 .............................................................. 3 3.1.5假设K值 ................................................................. 4 3.1.6估算面积 ................................................................. 5 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 ............................................... 5 3.1.8计算单程管数 ............................................................. 5 3.1.9计算总管数 ............................................................... 5 3.1.10管子的排列 .............................................................. 6 3.1.11折流板 .................................................................. 6 3.2核算传热系数 ................................................................... 6

3.2.1计算管程传热系数 ......................................................... 6 3.2.2计算壳程传热系数 ......................................................... 7 3.2.3污垢热阻 ................................................................. 7 3.2.4计算总传热系数 ........................................................... 7 3.3核算传热面积 ................................................................... 7

3.3.1计算估计传热面积 ......................................................... 7 3.3.2计算实际传热面积 ......................................................... 8 3.4压降计算 ....................................................................... 8

3.4.1计算管程压降 ............................................................. 8 3.4.2计算壳程压降 ............................................................. 8 3.5附件 ........................................................................... 9

3.5.1接管 ..................................................................... 9 3.5.2拉杆 ..................................................................... 9

4. 换热器结果一览总表 ................................................................. 10 5. 设计结果概要 ....................................................................... 11

1.结果............................................................................ 11 6. 致谢............................................................................... 12

7. 附录............................................................................... 13

1.符号表含义及单位 ................................................................ 13 2.管子排列方式图 .................................................................. 15 3.换热器主要尺寸示意图 ............................................................ 16 4.参考文献 ........................................................................ 16 5.ChemCAD运行结果 ................................................................ 16

1. 前言

1.换热器简介[1]

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。换热器是化工、石油、动力、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。

化工生产中所用的换热器类型很多。按其用途分，有加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。按其结构分，有列管式、板式等。不同类型换热器，其性能各异，因此要了解各种换热器的特点，以便根据工艺要求选用适当类型，同时还要根据传热的基本原理，选择流程，确定换热器的基本尺寸，计算传热面积以及计算流体阻力等。

列管式换热器是目前应用最广泛的一种换热设备，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准。列管式换热器在换热效率、紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器，但由于它有结构牢固。适应性大、材料范围广等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中仍占有绝对优势。

列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有以下几种。

1) 固定管板式换热器 这类换热器结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能清洗。因此换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接顶盖，顶盖和壳体上有流体进出口管。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，由于两者热膨胀性质不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或管子从管板上松脱，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50℃以上时，为了安全起见，换热器应有温差补偿装置。靠膨胀节的弹性变形可以减少温差应力。但这种换热器只能用在壳壁与管壁温差低于60～70℃和壳程流体压强超过588kPa，时，由于补偿圈过早，难以伸缩而失去温差补偿的作用，此时就应考虑其他结构。

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，以便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，称为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。这种型式换热器的优点为：管束可以拉出，便于清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热流体的温差较大时，不会因管束与壳体的热膨胀量不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。

3) 填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式换热器简单，造价也比浮头式换热器低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒介质。

4) U形管式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，管板上排管数目少。

对于列管式换热器，一般要根据换热流体的腐蚀性及其他特性来选择结构与材料，根据材料的加工性能、流体的压力和温度、换热器管程与壳程的温度差的热负荷、检修清洗的要求等因素决定采用哪一类型的列管式换热器。

2. 列管式换热器分类：

2. 设计方案简介

2.1换热器的选择

在水冷却环己酮换热器设计中，要遵循经济，传热效果好，方便清洗，符合实际需要等原则采用浮头式列管换热器。浮头式换热器的优点为：管束可以拉出，便于清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热流体的温差相差较大时，不会因管束与壳体的热膨胀量不同而产生温差应力。

2.2流程的选择

在列管换热器中，考虑到冷却水常是工业用水，含有CaCO3、NaCO3等盐类，受热后容易析出形成垢层，在管内流体要维持高速，可避免悬浮颗粒沉积，所以冷却水走管程。环己酮为被冷却流体且流量小一般走壳程，便于散热。

2.3物性数据

a.定性温度：取流体进出口的平均值

40+20

=30(︒C) 2120+43

=81.5(︒C) 壳程环己酮定性温度 t0=

2

管程冷却水定性温度 ti=

b.根据定性温度,通过CHEMCAD软件查询可得壳程和管程流体的相关物性参数 ①冷却水在30℃下相关物性参数： 密度 ρi=995.7kg/m

3

定压比热容 Cpi=4.174kJ/(kg∙k)

W/(m∙k) 导热系数 λi=0.6171

粘度 μi=0.8012⨯10-3N∙s/m2 ②环己酮在81.5℃下相关物性参数： 密度

ρo=892.994kg/m3

定压比热容 Cpo=2.07569kJ/(kg∙k) 导热系数 λo=0.125835W/(m∙k) 粘度 μ0=0.850161⨯10-3N∙s/m2

3. 工艺计算

3.1试算

3.1.1计算传热量

Q=W0Cp0(T1-T2)⨯0.95=6.692⨯104⨯2.07569⨯(120-43)⨯0.95=1.0162⨯10kJ/h=2.822⨯10W

3.1.2计算冷却水流量

7

6

Q1.0162⨯107

Wi===121729.756kg/h

Cpi∆t4.174⨯20

3.1.3计算两流体的平均传热温度

环己酮 120℃ → 43℃ 冷却水 40℃ ← 20℃ 温差 80℃ 23℃ 选取逆流方式:

∆t180=≈3.478>1.2,因此采用对数平均值进行校正 ∆t223

∆t-∆t2

∆t=1

ln1

∆t2

'm

[3]

=

80-23

=45.73oC ln23

3.1.4计算P、R值

t-tP=21

T1-t1

[3]

=

40-20

=0.2

120-20

T-TR=12

t2-t1

[3]

=

120-43

=3.85

40-20

拟采用单壳程，偶数管程的浮头式换热器

由上图查得 ∆ϕ=0.87>0.8[3]

'

平均传热温度校正 ∆tm=∆ϕ∙∆tm=0.87⨯45.73=39.79oC

3.1.5假设K值

由环己酮走壳程，冷却水走管程且环己酮0.5⨯10N∙s/m

范围表可得K的范围为290～689W/(m∙K)在此范围内取K=300W/(m2∙K)。

2

-32-32

3.1.6估算面积

Q2.822⨯106

A估===236.41m2

K估∆tm300⨯39.79

3.1.7拟选管的规格、估算管内流速

管径选择 选用φ25⨯2.5传热管（碳钢） 估算管内流速 取管内流速u估=0.9m/s

3.1.8计算单程管数 单程管数 n=

Wi/(ρi⨯3600)121729.756/(995.7⨯3600)

==120.17≈120(根)

22⨯0.02⨯u⨯0.02⨯0.944

3.1.9计算总管数 管长 L=

A236.41

==25.097m πnd03.14⨯120⨯0.025

L25.097==4.18≈4 l6

若按单程设计，则传热管过长，因此采用多管程结构

[3]

若取传热管长l=6m，则该换热器管程数为 Np=

则传热管总根数 N=120⨯4=480(根)

3.1.10管子的排列

确定管子排列方法 正三角形排列

管心距 a=1.25d0=1.25⨯25=32mm 穿过中心线管数

nc==24.1≈24(根) 取管板利用率为0.8

壳体内径

D=1.05∙ 则

3.1.11折流板

=1.05⨯0.032=0.823m(取0.8m）

l6

=≈7.5在6~10[3]之内 D0.8

采用弓形折流板（水平圆缺）取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则折流板的高度为

H=0.25⨯D=0.25⨯0.8=0.2m

折流板间距 B=0.4D=0.4⨯0.8=0.32m 板数 NB=

6

-1=17.75≈18块 0.32

3.2核算传热系数

3.2.1计算管程传热系数 流通截面积 Si=

π

4

diA[2]=0.785⨯0.022⨯480=0.1507m2

[2]

W

流速 ui=i

Si

雷诺系数 Rei=

=

121729.756/(995.7⨯3600)

=0.225m/s

0.1507

[2]

diuiρi

μi

[2]

=

0.02⨯0.225⨯995.7

=5592.42 -3

0.8012⨯10

普朗特数 Pri=

Cpiμi

λi

λi

di

4.174⨯103⨯0.8012⨯10-3==5.42

0.617

Rei0.8Pri0.4[2]

αi=0.023

传热系数

=0.023⨯

0.617

⨯5592.420.8⨯5.420.4=1388.87W/(m2∙oC)0.02

3.2.2计算壳程传热系数

π2-d02) 当量直径

de=

πd0

流通截面积 S0=BD(1-

[2]

4⨯=

π

0.0322-⨯0.0252)=0.02m

3.14⨯0.025

d0[2]0.025)=0.32⨯0.8⨯(1-)=0.056m2 a0.032

W06.692⨯104/(892.994⨯3600)

流速 u0===0.372m/s

S00.056

雷诺系数 Re0=

d0u0ρ0

μ0

=

0.025⨯0.372⨯892.994

=9768.55

0.850161⨯10-3

普朗特数 Pr0=

Cp0μ0

λ0λ0

de

2.07569⨯103⨯0.850161⨯10-3==14.02

0.125835Re

0.550

α0=0.36

传热系数

Pr

130

13

=0.36⨯

3.2.3污垢热阻

0.125835

⨯9768.550.55⨯14.02=854.53W/(m2∙oC)0.02

管程水污垢热阻 Rsi=3.4394⨯10-4m2∙oC/W[3] 壳程环己酮污垢热阻 Rs0=0.176⨯10-3m2∙oC/W[3]

3.2.4计算总传热系数

1

K0=

01

+Rsi0+0+Rs0+αididiλdmα0

=

[2]

1

0.0250.0250.0025⨯0.0251

+3.4394⨯10-4⨯++0.176⨯10-3+

1388.87⨯0.020.0245⨯0.0225854.53=365.24W/(m2∙oC)

则

K0365.24==1.22在1.151.25[3]之间，满足要求 K300

3.3核算传热面积

3.3.1计算估计传热面积

Q2.822⨯106

A计===194.18m2

K0∆tm365.24⨯39.79

3.3.2计算实际传热面积

A实=πd0lNt=3.14⨯0.025⨯6⨯480=226.08m2 则

A实A计

=

226.08

=1.16在1.11.20[3]之间，满足要求

194.18

3.4压降计算

3.4.1计算管程压降

[2]

∑∆Pi=(∆P +∆P)FNN12tsp

注：Ft：结构校正因数，取1.4 Np：管程，由前面计算为4 Ns：串联的壳程数（为1）

lρiui2 ∆P∙1=λi

di2

∆P2=3∙

[2]

ρiui2

2

[2]

由Rei=5592.42知，3⨯103≤Rei≤105[2] 则λi=

0.31640.3164

==0.0366

Rei0.255592.420.25

6995.7⨯0.2252

⨯=276.74Pa ∆P1=0.0366⨯0.022995.7⨯0.2252

=75.61Pa ∆P2=3⨯

2

∑∆P)⨯1.4⨯4⨯1=1973.16

3.4.2计算壳程压降

''[2] ∑∆P 0=(∆p1+∆p2)FsNs

∆P=Ff0nc(NB+1)

'1

2ρ0u0

2

∑(X

i=1[2]

n

[2]

i

-)

2

2

2Bρ0u0

∆P=NB(3.5-)

D2

'

2

注：校正因数Fs=1.15，壳程Ns=1

F：管子排列方法对压力降的校正系数（三角形排列）取F=0.5 f0：壳程流体摩擦系数。

-0.228[2]

当Re>500时，f0=5Re0=5⨯9768.55-0.228=0.6156

nc：横过管束中心线管子数 nc=24 NB：折流挡板数 NB=18

892.994⨯0.3722

∆P=0.5⨯0.6156⨯25⨯(18+1)⨯=8672.37Pa

2

2⨯0.32892.994⨯0.3722'

∆P2=18⨯(3.5- )⨯=3002.9Pa

0.82

∑∆P0=(8672.37+3002.9)⨯1.15⨯1=13426.56Pa

'1

3.5附件

3.5.1接管

A.计算管程流体进出口接管的直径 水流速ui=0.225m/s

内径d=

=

=0.438m

取d=440mm

B.计算壳程流体进出口接管的直径 环己酮流速u0=0.372m/s

==0.267m

内径d=

取d=270mm

3.5.2拉杆

壳体直径D=0.8m

查上表可得：拉杆直径12mm， 最少拉杆数为6

4. 换热器结果一览总表

5. 设计结果概要

1.结果

（1）估算管内流速u=0.9m/s,在0.5

3范围内，符合要求。

（2）由计算得管长L=25.097m，取单程管长l=6m，符合要求。 （3）换热器的长度与壳体直径之比

l

=6.67,在610之间，符合要求。 D

（4）壳程流体流速u0=0.372m/s,在0.21.5范围之内，符合要求。 （5）传热温差校正系数∆ψ=0.87在0.81.0之内，符合要求。 （6）

3

K0365.24

==1.22在1.151.25之间，符合要求。 K估300A226.08==1.16在1.11.20的范围之内，符合要求。 A估194.18

（7）

5

（8）管程压降∑∆Pi=1973.16Pa

在本次化工原理课程设计的学科学习过程中，我对ChemCAD和AotoCAD软件进行了一些了解，并且在完成设计报告中能够熟练运用这两种软件，同时，在使用WPS Office软件对文字排版有了更进一步的掌握。绘制简单的设备图，查找相关物性参数，对文本进行处理，公式编辑器的使用以及自动生成目录等等，都在这次学习中得到了加强训练。

这次换热器的设计，让我复习并更深刻地了解了换热器的相关知识，让我体会到细节的重要性，如果单位看错就可能造成结果的千差万别。估值，是一个不断尝试不断重复的过程，而这个过程总不会一帆顺风，但是过程中也许可以找到小小的联系，不断地尝试之后就意味着离成功不远了。

设计课程到此已经即将结束了，在此要非常感谢老师的指导，尤其是期中检查，不仅仅是对我们课程设计的敦促，同时给我们提供了一个上台展示的机会，还提醒了我们在这过程中存在的问题。另外，还要感谢同学的帮助，能够及时解答疑惑。

1.符号表含义及单位

2.管子排列方式图

3.换热器主要尺寸示意图

4.参考文献

【1】任晓光 化工原理课程设计指导 化学工业出版社 2009.1 【2】王志祥 制药化工原理 化学工业出版社2005.5 【3】上课所用PPT

5.ChemCAD运行结果

TABULATED ANALYSIS ------------------ Overall Data:

Area Total m2 226.19 % Excess 16.46 Area Required m2 189.22 U Calc. W/m2-K 405.09 Area Effective m2 220.37 U Service W/m2-K 347.83 Area Per Shell m2 220.37 Heat Duty MJ/h 1.07E+004 Weight LMTD K 45.73 LMTD CORR Factor 0.8477 CORR LMTD K 38.76

Shellside Data:

Crossflow Vel. m/sec 3.6E-001 EndZone Vel. 2.2E-001 Window Vel. 2.2E-001 Film Coef. W/m2-K 3451.00 Reynold's No. 10725 Allow Press. Drop Pa 34473.80 Calc. Press. Drop Pa -3429.14 Inlet Nozzle Size m 0.44 Press. Drop/In Nozzle Pa 46.56 Outlet Nozzle Size m 0.44 Press. Drop/Out Nozzle Pa 7.45 Mean Temperature K 303.00 Rho V2 IN kg/m-sec2 54.70 Press. Drop (Dirty) Pa -5829.53

Stream Analysis:

SA Factors: A 20.23 B 61.80 C 3.10 E 14.87 F 0.00 Ideal Cross Vel. m/sec 0.59 Ideal Window Vel. m/sec 0.34

Tubeside Data:

Film Coef. W/m2-K 723.11 Reynold's No. 10866 Allow Press. Drop Pa 34473.80 Calc. Press. Drop Pa 6268.43 Inlet Nozzle Size m 0.27 Press. Drop/In Nozzle Pa 49.34 Outlet Nozzle Size m 0.27 Press. Drop/Out Nozzle Pa 21.78 Interm. Nozzle Size m 0.00 Mean Temperature K 354.50 Velocity m/sec 0.55 Mean Metal Temperature K 313.45

Clearance Data:

Baffle m 0.0100 Outer Tube Limit m 0.7850 Tube Hole m 0.0008 Outer Tube Clear. m 0.0150 Bundle Top Space m 0.0000 Pass Part Clear. m 0.0000 Bundle Btm Space m 0.0000

Baffle Parameters:

Number of Baffles 17 Baffle Type Single Segmental Inlet Space m 0.500 Center Space m 0.303 Outlet Space m 0.500 Baffle Cut percent 32.000 Baffle Overlap m 0.050 Baffle Cut Direction Horizontal Baffle Cut Basis Diameter Number of Int. Baffles 0 Baffle Thickness m 0.003 Shell:

Shell O.D. m 0.83 Orientation H Shell I.D. m 0.80 Shell in Series 1 Bonnet I.D. m 0.80 Shell in Parallel 1 Type AEL Max. Heat Flux Btu/ft2-hr 0.00 Imping. Plate Impingement Plate Sealing Strip 5 Tubes:

Number 480 Tube Type Bare

Length m 6.00 Free Int. Fl Area m2 0.00 Tube O.D. m 0.025 Fin Efficiency 0.000

Tube I.D. m 0.020 Tube Pattern TRI60 Tube Wall Thk. m 0.003 Tube Pitch m 0.032 No. Tube Pass 4

Inner Roughness m 0.0000016

Resistances:

Shellside Film m2-K/W 0.00029

Shellside Fouling m2-K/W 0.00018

Tube Wall m2-K/W 0.00005

Tubeside Fouling m2-K/W 0.00018

Tubeside Film m2-K/W 0.00138

Reference Factor (Total outside area/inside area based on tube ID) 1.250

Pressure Drop Distribution:

Tube Side Shell Side

Inlet Nozzle Pa 49.3377 Inlet Nozzle Pa 46.5570 Tube Entrance Pa 232.6480 Impingement Pa 35.5563 Tube Pa 4960.6581 Bundle Pa 12885.4854 Tube Exit Pa 523.7159 Outlet Nozzle Pa 7.4454 End Pa 489.7033 Total Fric. Pa 12939.4877 Outlet Nozzle Pa 21.7821 Total Grav. Pa -16368.9465 Total Fric. Pa 6277.8452 Total Mome. Pa 0.3229 Total Grav. Pa 0.0000 Total Pa -3429.1358 Total Mome. Pa -9.4116

Total Pa 6268.4335