宁波工程学院：《化工原理》课程教学资源（换热器设计资料）换热器设计任务书

宁波工程学院化工原理课程设计学院：化学工程学院班级：姓名：学号：指导教师：2010年06月

化 工 原 理 课 程 设 计 学 院： 化学工程学院 班 级： 姓 名： 学 号： 指导教师： 2010 年 06 月

任务书化工原理课程设计《换热器》设计任务书姓名_班级精化07-1一、设计题目：无相变列管式换热器的设计二、设计任务及操作条件某生产过程中，用循环冷却水冷却柴油。1、柴油入口温度：140℃，出口温度：，60℃2、柴油流量：6500kg/h，压力：0.3MPa3、循环冷却水压力：0.4MPa，入口温度：29℃，出口温度：39℃已知柴油的有关物性数据：密度p1=994kg/m3；定压热比容cp，1=2.22kJ/(kg?℃)；热导率入1=0.14W/(m℃)；黏度μl=7.15×10-4Pa·s三、设计项目(说明书格式)1、封面、任务书、目录。2、设计方案简介：对确定的换热器类型进行简要论述。3、换热器的工艺计算：1)确定物性数据2)估算传热面积3)工艺结构尺寸4)换热器核算：包括传热面积核算和换热器压降核算4、换热器的机械设计5、绘制列管式换热器结构图（CAD)。6、对本设计进行评述。7、参考文献指导教师成绩评定2010年6月8日I

任务书 I 化工原理课程设计 《换热器》设计任务书 班级 精化 07-1 姓名 一、设计题目：无相变列管式换热器的设计 二、设计任务及操作条件 某生产过程中，用循环冷却水冷却柴油。 1、柴油入口温度： 140 ℃，出口温度： 60 ℃ 2、柴油流量： 6500 kg/h，压力： 0.3 MPa 3、循环冷却水压力： 0.4 MPa，入口温度： 29 ℃，出口温度： 39 ℃ 已知柴油的有关物性数据：密度ρ1=994kg/m3；定压热比容 cp，1=2.22kJ/(kg·℃)； 热导率 λ1=0.14W/(m·℃)；黏度 μ1=7.15×10-4 Pa·s 三、设计项目(说明书格式) 1、封面、任务书、目录。 2、设计方案简介：对确定的换热器类型进行简要论述。 3、换热器的工艺计算： 1)确定物性数据 2)估算传热面积 3)工艺结构尺寸 4)换热器核算：包括传热面积核算和换热器压降核算 4、换热器的机械设计 5、绘制列管式换热器结构图（CAD）。 6、对本设计进行评述。 7、参考文献 成绩评定 指导教师 2010 年 6 月 8 日

任务书目录11设计方案简介1.1选择换热器类型111.2冷热流体流动通道的选择22换热器的设计计算22.1确定物性数据22.2估算传热面积22.2.1热流量2.2.2平均传热温差232.2.3冷却水用量32.2.4总传热系数32.2.5计算传热面积32.3工艺结构尺寸52.4换热器核算52.4.1热量核算2.4.2换热器内流体的流动阻力7103换热器机械设计103.1壳体壁厚103.2管板尺寸123.3接管尺寸123.4换热器封头选择133.5膨胀节选择133.6其他部件154评述..154.1可靠性评价154.2个人感想165参考文献2

任务书 2 目 录 1 设计方案简介 . 1 1.1 选择换热器类型. 1 1.2 冷热流体流动通道的选择 . 1 2 换热器的设计计算 . 2 2.1 确定物性数据 . 2 2.2 估算传热面积 . 2 2.2.1 热流量. 2 2.2.2 平均传热温差 . 2 2.2.3 冷却水用量 . 3 2.2.4 总传热系数 . 3 2.2.5 计算传热面积 . 3 2.3 工艺结构尺寸 . 3 2.4 换热器核算 . 5 2.4.1 热量核算 . 5 2.4.2 换热器内流体的流动阻力 . 7 3 换热器机械设计 . 10 3.1 壳体壁厚 . 10 3.2 管板尺寸 . 10 3.3 接管尺寸 . 12 3.4 换热器封头选择. 12 3.5 膨胀节选择 . 13 3.6 其他部件 . 13 4 评述. 15 4.1 可靠性评价 . 15 4.2 个人感想 . 15 5 参考文献 . 16

化工原理课程设计1设计方案简介1.1选择换热器类型两流体温度变化情况：热流体柴油入口温度140℃，出口温度60℃：冷流体入口温度29℃，出口温度39℃。t=4，t*=(29+39)/2=34℃,t 格=(140+60)/2=100℃,t热-t净=100-34=66℃，温差较大，但是柴油压力为0.3Mpa，冷却水压力为0.4Mpa，压力偏低，故可以选用固定管板式换热器，采用逆流1.2冷热流体流动通道的选择从两物流的操作压力看，应使冷却水走管程，由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以冷却水走管程，柴油走壳程，以便散热。选用Φ25×2.5的碳钢管，管内流速设为ui=1.0m/s。1

化工原理课程设计 1 1 设计方案简介 1.1 选择换热器类型 两流体温度变化情况：热流体柴油入口温度 140℃，出口温度 60℃；冷流体 入口温度 29℃，出口温度 39℃。 2 1 2 t t t + = ，t 冷=（29+39）/2=34℃，t 热=（140+60）/2=100℃， t 热- t 冷=100-34=66℃，温差较大，但是柴油压力为 0.3Mpa，冷却水压力为 0.4 Mpa， 压力偏低，故可以选用固定管板式换热器，采用逆流 1.2 冷热流体流动通道的选择 从两物流的操作压力看，应使冷却水走管程，由于循环冷却水较易结垢，若 其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以冷却水走管 程，柴油走壳程，以便散热。选用φ25×2.5 的碳钢管，管内流速设为 ui=1.0m/s

化工原理课程设计2换热器的设计计算2.1确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。壳程柴油的定性温度：t热=（140+60）/2=100℃管程流体的定性温度：t净=（29+39）/2=34℃根据定性温度，查化工原理书附录[，利用内插法计算壳程和管程流体的有关物性数据。柴油的有关物性数据如下：密度P1=994kg/m3定压比热容Cp1=2.22kJ/(kg · ℃)热导率Xi=0.14W/(m · ℃)粘度μI=7.15×10"Pa·s冷却水在34℃的有关物性数据如下：密度pi=994.3kg/m3定压比热容Cpi=4.174kJ/(kg · K)热导率2;=0.6241W/(m · K)粘度μi=0.0007428Pa·s2.2估算传热面积2.2.1热流量Qi=miCplti=6500X2.22×（140-60）=1.15X10%kJ/h=319.4kW2.2.2平均传热温差tm = N -A2hAAt22

化工原理课程设计 2 2 换热器的设计计算 2.1 确定物性数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程柴油的定性温度： t 热=（140+60）/2=100℃ 管程流体的定性温度： t 冷=（29+39）/2=34℃ 根据定性温度，查化工原理书附录[1]，利用内插法计算壳程和管程流体的有关物 性数据。 柴油的有关物性数据如下： 密度 ρ1=994kg/m3 定压比热容 Cp1=2.22kJ/(kg·℃) 热导率 λ1=0.14W/(m·℃) 粘度 µ1=7.15×10-4 Pa·s 冷却水在 34℃的有关物性数据如下： 密度 ρi=994.3kg/m3 定压比热容 Cpi=4.174kJ/(kg·K) 热导率 λi=0.6241W/(m·K) 粘度 µi=0.0007428Pa·s 2.2 估算传热面积 2.2.1 热流量 Q1=m1Cp1t1=6500×2.22×（140-60）=1.15×106kJ/h=319.4kW 2.2.2 平均传热温差 2 1 1 2 ln t t t t tm    −   =

化工原理课程设计△ti=60-29=31K,△t2=140-39=101K所以，△tm=(101-31)/ln(101/31)=59.27K2.2.3冷却水用量流量W:=Qi/Cpil△t:=1.15×106/4.174/(39-29)=2.755×104kg/h2.2.4总传热系数利用化工原理附表，根据两种流体的性质，可查出换热器总传热系数，取其值为350W/（m2K）。2.2.5计算传热面积319400S==15.4m2KAtm350×59.27考虑15%的面积裕度，S=1.15×S=1.15×15.4=17.7m22.3工艺结构尺寸2.3.1管径和管内流速选用25×2.5传热管（碳钢），取管内流速u=1.0m/s2.3.2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V27550/(3600x994.3)2~25根n, =dxdu3.14/4×0.022×14按单程管计算，所需的传热管长度s17.7L==9.02md.n，3.14×0.025×25按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长L=6m，则该换热器管程数为3

化工原理课程设计 3 Δt1=60-29=31K，Δt2=140-39=101K 所以，Δtm=(101-31)/ln(101/31)=59.27K 2.2.3 冷却水用量 流量 wi=Q1/Cpi/Δti=1.15×106 /4.174/(39-29)=2.755×104 kg/h 2.2.4 总传热系数 利用化工原理附表，根据两种流体的性质，可查出换热器总传热系数，取其 值为 350 /( ·K) 2 W m 。 2.2.5 计算传热面积 ' 2 15.4 350 59.27 319400 m K t Q S m =  =  = 考虑 15%的面积裕度，S=1.15×S=1.15×15.4=17.7m2 2.3 工艺结构尺寸 2.3.1 管径和管内流速 选用 φ25×2.5 传热管（碳钢），取管内流速 u m s i =1.0 / 2.3.2 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 25根 3.14/4 0.02 1 27550 /(3600 994.3) 4 2     =  = d d u V n i i s  按单程管计算，所需的传热管长度 m d n S L o s 9.02 3.14 0.025 25 17.7 =   = =  按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长 L=6m，则该换 热器管程数为

化工原理课程设计L_9.02~2（管程）N."7-6传热管总根数N=25×2=50根2.33平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数140-60R=2.28660-2560-25P==0.304140-25按单壳程，四管程结构，温差校正系数为VR?+1(2/ p)-1-R+VR +11-pLinPA1R-1pRI (2/ p)-1-R-VR2 +1/2.2832 +1(2/0.304)-1-2.283+ /2.2832 +11-0.3042.283-1-0.304x2.283(2/0.304)-1-2.283- /2.2832 +1=0.81(℃)P=0.81>0.8，所以可采用单壳程结构换热器平均传热温差Atm=Px×Atm=0.81×59.27=48.0°C2.3.4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=1.25d。，则t=1.25x25=31.25~32mm横过管束中心线的管数n。=1.1/N=1.1×V508根

化工原理课程设计 4 2 6 9.02 = =  l L Np （管程） 传热管总根数 N = 252 = 50 根 2.3.3 平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 0.304 140 25 60 25 2.286 60 25 140 60 = − − = = − − = P R 按单壳程，四管程结构，温差校正系数为 ( ) ( ) ( ) ( ) 0.81( ) 2 / 0.304 1 2.283 2.283 1 2 / 0.304 1 2.283 2.283 1 / ln 1 0.304 2.283 1 0.304 ln 2.283 1 2.283 1 2 / 1 1 2 / 1 1 / ln 1 1 ln 1 1 2 2 2 2 2 2 C p R R p R R pR p R R t =          − − − + − − + +       −  − − + =         − − − + − − + +         − − − +   =  t = 0.81 0.8，所以可采用单壳程结构换热器 平均传热温差 tm = t tm = 0.8159.27 = 48.0C '  2.3.4 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 do t =1.25 ，则 t =1.2525 = 31.25  32mm 横过管束中心线的管数 nc =1.1 N =1.1 50  8 根

化工原理课程设计2.3.5壳体内径采用多管程结构，取管板利用率n=0.75，则参考《化工单元过程及设备课程设计》[2],壳体内径D=1.05t/N/m=1.05×32×/50/0.75=274.3mm根据国家标准，圆整可取D=400mm。2.3.6折流板采用弓形折流板（水平圆缺），取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×400=100mm。取折流板间距B=0.5D，则B=0.5×400=200mm根据国家标准取板间距为200mm。L-1=6000-1=29块，折流板圆缺水平装配。折流板数N.B2002.3.7接管壳程流体进出口接管：取接管内循环油品流速为u=1.0m/s，则接管内径为4V4×6500/(3600×994)=0.048md:Vu3.14×1.0取标准管径为50mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速为u=2.5m/s，则接管内径为4V4×27550/3600×994.3)=0.060md=1Vm13.14×2.5取标准管径为60mm。2.4换热器核算2.4.1热量核算1)壳程对流传热系数5

化工原理课程设计 5 2.3.5 壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率  = 0.75 ，则参考《化工单元过程及设备课 程设计》[2] ,壳体内径 D =1.05t N / =1.0532 50/0.75 = 274.3mm 根据国家标准，圆整可取 D = 400mm。 2.3.6 折流板 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%， 则切去的圆缺高度为 h = 0.25400 =100mm。 取折流板间距 B = 0.5D ，则 B = 0.5400 = 200mm 根据国家标准取板间距为 200mm。 折流板数 1 29 200 6000 = −1 = − = B L NB 块，折流板圆缺水平装配。 2.3.7 接管 壳程流体进出口接管：取接管内循环油品流速为 u =1.0m/s ，则接管内径为 m u V d 0.048 3.14 1.0 4 4 6500/(3600 994) =    = =  取标准管径为 50mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速为 u = 2.5m/s ，则接管内径为 m u V d 0.060 3.14 2.5 4 4 27550/(3600 994.3) =    = =  取标准管径为 60mm。 2.4 换热器核算 2.4.1 热量核算 1)壳程对流传热系数

化工原理课程设计对圆缺形折流板，可采取克恩公式α。= 0.36Re5s prldA当量直径，由正三角形排列得V3V33.14元x0.0322d.4xx0.0252244d.=0.020mrd。3.14×0.025壳程流通截面积0.025S, = BD[1-=0.2×0.4=0.0175m20.032壳程流体流速及其雷诺数分别为6500/(3600×994)2=0.1038m/su。0.01750.020x0.1038x994=2886.1Re.7.15×10-4普兰特准数2.22×103×7.15×10-Pr==11.340.140.14粘度校正~0.95L0.14.×2886.10.55x11.341/3×0.95=430.36W /(m2.k)α。=0.36x0.022)管程对流传热系数.duf元α, = 0.023d.l管程流通截面积50记S, =0.785×0.022×=0.00785m22管程流体流速及其雷诺数分别为27550/(3600×994.3)=0.98m/su:=0.007850.020×0.98×994.3Re ==26236.20.0007428普兰特准数6

化工原理课程设计 6 对圆缺形折流板，可采取克恩公式 0.14 0.55 1/ 3 0.36 Re Pr         = w o o e o o d     当量直径，由正三角形排列得 m d t d d o o e 0.020 3.14 0.025 0.025 4 3.14 0.032 2 3 4 2 4 3 4 2 2 2 2 =            −  =         − =   壳程流通截面积 2 0.0175 0.032 0.025 1 0.2 0.4 1 m t d S BD o o  =       =   −      = − 壳程流体流速及其雷诺数分别为 u m s o 0.1038 / 0.0175 6500/(3600 994) =  = 2886.1 7.15 10 0.020 0.1038 994 Re 4 =    = o − 普兰特准数 11.34 0.14 2.22 10 7.15 10 Pr 3 4 =    = − 粘度校正 0.95 0.14           w  2886.1 11.34 0.95 430.36 /( ·k) 0.02 0.14 0.36 0.5 5 1/ 3 2 o =     = W m 2)管程对流传热系数 0.8 0.4 0.023                 = i pi i i i i i i i i d u c d       管程流通截面积 2 2 0.00785 2 50 Si = 0.785 0.02  = m 管程流体流速及其雷诺数分别为 u 0.98m/s 0.00785 27550 /(3600 994.3) i =  = 26236.2 0.0007428 0.020 0.98 994.3 Re =   = 普兰特准数

化工原理课程设计Pr= 4.174×10 ×0.0074284.9680.6241,0.6241α, =0.023(26236.2)0.8(4.968)04= 4672.5W /(m2.cC)0.0203)传热系数K根据化工原理附录，可取管外侧污垢热阻Rsi=0.000172m2℃/W管内侧污垢热阻Rso=0.000344m2：℃/W1K=+R+界+R+dadma,d,α.10.0250.0250.0025x0.025+0.000344x+0.000172+4672.5×0.0200.02045×0.020430.36=306.97W /(m2K)4)传热面积S0319400S==17.56m2KAtm306.97×59.27该换热器的实际传热面积S，S,=md.LN=3.14×0.025×6×50=23.55m2该换热器的面积欲度H=（Sp-S）/S=(23.55-17.56)/17.56=0.34=34%而一般换热器的面积欲度大于15%~20%，就可以满足要求。故所设计的换热器较为合适。2.4.2换热器内流体的流动阻力（1）管程阻力ZAP, =(AP +AP)F,N,N,N，=1，N=2，管程结垢校正系数F=1.4Ipu?，P=pu?P=2,d227

化工原理课程设计 7 4.968 0.6241 4.174 10 0.0007428 Pr 3 =   = (26236.2) (4.968) 4672.5 /( · ) 0.020 0.6241 0.023 0.8 0.4 2 i = = W m C 3)传热系数 K 根据化工原理附录，可取 管外侧污垢热阻 Rsi=0.000172m2·℃/W 管内侧污垢热阻 Rso=0.000344m2·℃/W 306.97 /( ·K) 430.36 1 0.000172 45 0.020 0.0025 0.025 0.020 0.025 0.000344 4672.5 0.020 0.025 1 b 1 1 2 W m R d d d d R d d K o s o m o i o s i i i o = + +   +  +  = + + + + =    4)传热面积 S 2 17.56 306.97 59.27 319400 m K t Q S m =  =  = 该换热器的实际传热面积 p S 2 Sp =doLN = 3.140.025650 = 23.55m 该换热器的面积欲度 H=（Sp-S）/S=(23.55-17.56)/17.56=0.34=34% 而一般换热器的面积欲度大于 15%~20%，就可以满足要求。故所设计的换热器 较为合适。 2.4.2 换热器内流体的流动阻力 （1）管程阻力 i t s P P = (P1 + P2 )F N N Ns = 1， NP = 2，管程结垢校正系数 Ft =1.4 2 2 1 u d l P i   =  ， 2 2 2 u P   = 