《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80℃，出口温度40℃。

2.冷却介质：循环水，入口温度35℃。

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（50℃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50℃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℃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5℃~10℃。

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6℃，即冷却水的出口温度为31℃。

Tm -tm=80+4025+31-=3222℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换热器。

2.工艺流程图主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。

如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。

两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。

二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计1.估算传热面积，初选换热器型号（1）基本物理性质数据的查取冷却介质为循环水，取入口温度为：35 ℃，出口温度为：40 ℃ 苯的定性温度： 6024080=+=m T ℃ 水的定性温度： 5.3724035=+=m t ℃ 两流体的温差： 5.225.3760=-=+m m t T ℃根据《化学工程手册》.化工基础数据.化学工业出版社 分别查得在此条冷却水流量（3）确定流体的流径该设计任务的热流体是苯，冷流体为水，本换热器处理的是两流体均不发生相变的传热过程，为使苯通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，且水易结垢，令苯走壳程，水走管程。

（4）计算平均温差暂按单壳双管程考虑，先求逆流时平均温差。

苯： 80 40 冷却水： 40 35 △t 40 5 计算R 和P ：由R 、P 值，查教材图4-19（a ），85.0=Φ∆t 所以C t t m t m 28.148.1685.0，=⨯=∆Φ=∆∆又因为0.85>8.0，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0.5x10-3 Pa ·s 和水体系，可取K=480)/(C m W ⋅，则24428.14480301736m t K Q S m =⨯=∆=。

初选换热器型号由于两流体温差<50℃，可选固定管板式换热器。

由固定管板式换热器的系实际传热面积()26.461.05.4025.014.3135m L d n S =-⨯⨯⨯==π 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2220424.0113502.044m N n d A P ii =⨯⨯==ππ管程流速: s m A V u i s i /343.00424.02.99346.14=⨯== 管内雷诺数取管壁粗糙度mm 1.0=ε，005.0201.0==i d ε，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Re -λ关系图中查得：λ=0.036；所以管程压强降：()Pa Pa P i 100000907114.1175473<=⨯⨯⨯+=∆∑ 符合工艺要求； （2）壳程压强降其中，15.1=t F ，1=s N ，2)1(2'1u N n Ff P B c ρ+=∆管子为正三角形排列，4.0=F 取折流挡板间距 m h 70.0=壳程流通面积： 2070.0)025.01445.0(07.0)(m d n D h A c =⨯-=-= 壳程流速： s m A V u s /52.0070.03.829819.3=⨯==壳内雷诺数： 2374610454.03.82952.0025.0Re 3=⨯⨯⨯==-μρ u d ﹥500（湍流）壳程流体摩擦因数 5.0237460.5Re 0.5228.0228.000=⨯==--f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） 管程对流传热系数i α)/(2067)4.69()9664(02.0628.0023.0Pr Re 023.024.08.04.08.0C m W d i i i i ︒⋅=⨯⨯==λα （2）壳程对流传热系数 α由式 14.03/155.0)()())((36.0wp e e c u d d μμλμμρλα =计算 取换热器列管之中心距mm t 32=。

则流体通过管间最大截面积为 壳程中的苯被冷却，取99.0)(14.0=wμμ。

所以 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，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()C m W ⋅2/4.453，在规定的流动条件下，计算出的K e 为513.5)(2C m W ⋅，故所选择的换热器是合适的。

安全系数为: %3.31%1004.4534.4533.551≈⨯-（满足要求，即在范围之内：10%～25%） 三、设计结果一览表()Cm W d d d d R R K ii i si so ⋅=⨯+⨯++=+++=20000/3.55102.02067025.002.0025.00002.000017.084101111αα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在要求范围内，因此，经过多次计算，才选择到合适的K值为C m W ⋅2/4。

453，计算结果为C m W ⋅2/5.513，安全系数为13.3%，满足要求。

其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，通过分析操作要求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。

再次，从压强降来看，管程约为907Pa ，壳程约为77166Pa ，都低于要求值（50kPa ），因此，可适当加大流速，从而加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低污垢热阻，然而，流速增加，流动阻力也会随之增大，动力消耗就增多，因此，作出经济衡算在确定流速时是相当重要的。

此外，其他因素（如加热和冷却介质用量，换热器的检修和操作等），在设计时也是不可忽略的。

根据操作要求。

在检修和操作方面，固定管板式换热器由于两端管板和壳体连接成一体，因此不便于清洗和检修。

本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其他各项问题，但它们之间是相互矛盾的。

如：若设计换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，可能使总传热系数或压强降减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限制，且换热器的造价也提高了。

因此，只能综合考虑来选择相对合适的换热器。

然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。

比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。