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1×105Pad．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：类型 特点固定管板式刚性结构 用于管壳温差较小的情况（一般≤50℃），管间不能清洗 带膨胀节有一定的温差补偿能力，壳程只能承受低压力 浮头式 管内外均能承受高压，可用于高温高压场合 U 型管式 管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函 管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质 内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合 斧式 壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器中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3CaCO 、3NaCO 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管程冷却水定性温度 402030()2i t C +==︒ 壳程环己酮定性温度 01204381.5()2t C +==︒ 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 3995.7/i kg mρ=定压比热容 4.174/()i Cp kJ kg k =∙导热系数 0.6171/()i W m k λ=∙粘度 320.801210/i N s m μ-=⨯∙ ②环己酮在81.5℃下相关物性参数： 密度3/994.892m kg o =ρ定压比热容 )/(07569.2k kg kJ Cp o ∙= 导热系数 )/(125835.0k m W o ∙=λ 粘度 230/10850161.0m s N ∙⨯=-μ3. 工艺计算3.1试算3.1.1计算传热量4001276()0.95 6.69210 2.07569(12043)0.951.016210/ 2.82210Q W Cp T T kJ h W=-⨯=⨯⨯⨯-⨯=⨯=⨯3.1.2计算冷却水流量71.016210121729.756/4.17420i i Q W kg h Cp t ⨯===∆⨯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:1280 3.478 1.2,23t t ∆=≈>∆因此采用对数平均值进行校正 [3]'1212802345.7380ln ln 23o mt t t C t t ∆-∆-∆===∆∆3.1.4计算P 、R 值[3]211140200.212020t t P T t --===--[3]1221120433.854020T T R t t --===--拟采用单壳程，偶数管程的浮头式换热器由上图查得 [3]0.870.8ϕ∆=>平均传热温度校正 '0.8745.7339.79o m m t t C ϕ∆=∆∙∆=⨯=3.1.5假设K 值由环己酮走壳程，冷却水走管程且环己酮32320.510/110/N s m N s m μ--⨯∙<<⨯∙为中有机物，查K 值大致范围表可得K 的范围为290～6892/()W m K ∙在此范围内取K=3002/()W m K ∙。

管程壳程总传热系数/[W/（m 3·℃）水（流速为0.9～1.5m/s ） 水 冷水 冷水 冷水 盐水 有机溶剂轻有机物μ＜0.5mPa·s 中有机物μ=0.5～1mPa·s 重有机物μ＞1mPa·s水（流速为0.9～1.5m/s ） 水（流速较高时） 轻有机物μ＜0.5mPa·s 中有机物μ=0.5～1mPa·s 重有机物μ＞1mPa·s 轻有机物μ＜0.5mPa·s 有机溶剂μ=0.3～0.55mPa·s 轻有机物μ＜0.5mPa·s 中有机物μ=0.5～1mPa·s 重有机物μ＞1mPa·s582～698 814～1163 467～814 290～698 116～467 233～582 198～233 233～465 116～349 58～233水（流速为1m/s ） 水水溶液μ＜2mPa·s 水溶液μ＞2mPa·s 有机物μ＜0.5mPa·s 有机物μ=0.5～1mPa·s 有机物μ＞1mPa·s 水 水 水 水 水 水 水 水水蒸气（有压力）冷凝 水蒸气（常压或负压）冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝有机物蒸气及水蒸气冷凝 重有机物蒸气（常压）冷凝 重有机物蒸气（负压）冷凝 饱和有机溶剂蒸气（常压）冷凝 含饱和水蒸气的氯气（＜50℃） SO 2冷凝 NH 3冷凝 氟里昂冷凝2326～4652 1745～3489 1163～1071 582～2908 582～1193 291～582 114～349 582～1163 116～349 58～174 582～1163 174～349 814～1163 698～930 7563.1.6估算面积622.82210236.4130039.79m Q A m K t ⨯===∆⨯估估3.1.7拟选管的规格、估算管内流速管径选择 选用25 2.5φ⨯传热管（碳钢） 估算管内流速 取管内流速0.9/u m s =估3.1.8计算单程管数 单程管数 22/(3600)121729.756/(995.73600)=120.17120()0.02u 0.020.944i i W n ρππ⨯⨯==≈⨯⨯⨯⨯根3.1.9计算总管数 管长 0A 236.41L=25.097nd 3.141200.025m π==⨯⨯ 若按单程设计，则传热管过长，因此采用多管程结构若取传热管长[3]6l m =，则该换热器管程数为 25.097 4.1846p L N l ===≈则传热管总根数 1204480()N =⨯=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 0a=1.25d =1.2525=32mm ⨯ 穿过中心线管数 1.148024.124()c n ==≈根 取管板利用率为0.8壳体内径 480D 1.05 1.050.0320.823(0.80.8N a m m =∙=⨯⨯=取0.8）则67.50.8l D =≈在[3]6~10之内3.1.11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%，则折流板的高度为0.250.250.80.2H D m =⨯=⨯=折流板间距 0.40.40.80.32B D m ==⨯= 板数 6117.750.32B N =-=≈18块3.2核算传热系数3.2.1计算管程传热系数 流通截面积 [2]22S 0.7850.024800.15074i i d A m π==⨯⨯=流速 [2]121729.756/(995.73600)0.225/0.1507ii iWu m s S ⨯===雷诺系数 [2]30.020.225995.7Re 5592.420.801210i i ii id u ρμ-⨯⨯===⨯ 普朗特数 [2]334.174100.801210Pr 5.420.617i ii iCp μλ-⨯⨯⨯===传热系数0.80.4[2]0.80.420.023Re Pr 0.6170.0235592.42 5.421388.87/()0.02ii i i io d W m C λα==⨯⨯⨯=∙3.2.2计算壳程传热系数当量直径 [2]222200334()4(0.0320.025)24240.023.140.025a d de m d πππ-⨯⨯-⨯===⨯流通截面积 [2]2000.025(1)0.320.8(1)0.0560.032d S BD m a =-=⨯⨯-= 流速 4000 6.69210/(892.9943600)0.372/0.056W u m s S ⨯⨯===雷诺系数 000030.0250.372892.994Re 9768.550.85016110d u ρμ-⨯⨯===⨯普朗特数 330000 2.07569100.85016110Pr 14.020.125835Cp μλ-⨯⨯⨯===传热系数10.55[2]030010.55230.36RePr0.1258350.369768.5514.02854.53/()0.02eo d W m C λα==⨯⨯⨯=∙3.2.3污垢热阻管程水污垢热阻 42[3]3.439410/o i Rs m C W -=⨯∙ 壳程环己酮污垢热阻 32[3]00.17610/o Rs m C W -=⨯∙3.2.4计算总传热系数[2]0000004321110.0250.0250.00250.02513.4394100.176101388.870.020.02450.0225854.53365.24/()i i i i m o K d d bd Rs Rs d d d W m C αλα--=++++=⨯+⨯⨯++⨯+⨯⨯=∙则0365.24 1.22300K K ==在[3]1.15 1.25之间，满足要求3.3核算传热面积3.3.1计算估计传热面积620Q 2.82210=194.18365.2439.79m A m K t ⨯==∆⨯计3.3.2计算实际传热面积20 3.140.025*******.08A d lNt m π==⨯⨯⨯=实 则226.08==1.16194.18A A 实计在[3]1.1 1.20之间，满足要求3.4压降计算3.4.1计算管程压降[2]12P ()i t s pP P F N N ∑∆=∆+∆ 注：t F ：结构校正因数，取1.4 p N ：管程，由前面计算为4 s N ：串联的壳程数（为1）[2]212i i ii u l P d ρλ∆=∙[2]2232i i u P ρ∆=∙由Re 5592.42i =知，35[2]310Re 10i ⨯≤≤ 则0.250.250.31640.31640.0366Re 5592.42i i λ===216995.70.2250.0366276.740.022P Pa ⨯∆=⨯⨯= 22995.70.225375.612P Pa ⨯∆=⨯= 5[3](276.7475.61) 1.4411973.16110i P Pa ∑∆=+⨯⨯⨯=<⨯3.4.2计算壳程压降''[2]012()s sP p p F N ∑∆=∆+∆[2]2'200101(1)()2nc B ii u P Ff n N XX ρ=∆=+-∑[2]2'0022(3.5)2B u B P N D ρ∆=-注：校正因数 1.15s F =，壳程1s N =F ：管子排列方法对压力降的校正系数（三角形排列）取0.5F = 0f ：壳程流体摩擦系数。