江西科技师范大学食品科学与工程专业《化工原理课程设计》说明书题目名称列管式换热器的设计专业班级11级食品科学与工程学号20111912 20111878 20111911 学生姓名胡利君吕亚琼钟翠指导教师常军博士2012 年11月06日目录1.概述 (1)1.1设计方案 (1)1.1.1设计条件 (1)1.1.2选择换热器类型 (1)1.1.3传热器管程安排 (2)1.2设计换热器的要求 (2)2.衡算 (2)2.1传热面积的计算 (2)2.1.1定性温度的确定 (3)2.1.2计算平均传热温差 (3)2.1.3初算传热面积 (3)2.2工艺结构尺寸 (3)2.2.1管径和管内流速 (3)2.2.2管程数和传热数管数 (3)2.2.3平均传热温差校正及壳程数 (4)2.2.4传热管排列和分程方法 (4)2.2.5壳体直径 (4)2.2.6折流板 (4)2.2.7接管 (5)2.3换热器核算 (5)2.3.1传热面积校正 (5)2.3.2壳程传热膜系数 (6)2.3.3污垢热阻和壁管热阻 (6)2.3.4换热器内压降得核算 (7)3.总结 (8)4.附录 (9)4.1计算总表 (9)4.2设备选型表 (10)5.图纸 (11)6.参考文献及资料 (12)1.概述1.1设计方案换热器是化工、石油、食品及其他许多部门的通用设备，在生产中常用的一种换热机械装置。
按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发皿和再沸器等。
根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间璧式。
本设计以列管式换热器为模型，以进口温度5℃、出口温度70℃、流量为30m3/h为设计条件，针对列管式换热器生产过程中最主要的设备部件进行模拟设计和选型，本论文进行工艺设计、主要设备及附件尺寸的设计。
1.1.1设计条件两流体的温度变化情况：热流体进口温度160℃，出口温度105℃；流体进口温度5℃，出口温度70℃。
冷流体的流量为30m3/h。
1.1.2 选择换热器的类型列管式换热器可分为固定管板式换热器、浮头式换热器和U型管式换热器。
该换热器用饱和水蒸气加热，冬季操作时，其进口温度会降低，故而会加大管壁温度和壳体温度之差，所以温差较大。
同时，在清洗和检修时，整个管束可以从壳体中抽出，因此应选用浮头式换热器。
1.1.3传热管管程安排由于水较易结垢，如果流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降；因此，饱和水蒸汽应走壳程，水走管程。
1.2设计换热器的要求（1）合理的实现所规定的工艺条件传热量流体的物热力学参数与物理化学性质是工艺过程所规定的条件。
设计者应根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量，其具体做法如下。
①增大传热系数?在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。
②提高平均温差？对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。
因为这样不仅可以提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力，在允许的条件下，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。
③妥善布置传热面？例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距和排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动性质，错列管束的传热方式比并列管束的好。
如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片，以增大传热面积，更有利于热量的传递（2）安全可靠换热器是压力容器，在进行强度，刚度，温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与标准。
这对保证设备的安全可靠起着重要作用（3）有利于安装，操作与维修直立设备的安全费往往低于水平或倾斜的设备。
设备与部件应便于运输与装拆，在厂房移动时不会受到楼梯，梁柱的妨碍，根据需要可添置气，液排放口，检查孔与敷设保温层（4）经济合理评价换热器的最终指标是：在一定的时间内固定费用（设置的购置费和安装费等）与操作费（动力费，清洗费，维修费等）的总和为最小。
在设计或选型时如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为重要。
传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，传热量随之减少，故有必要停止操作进行清洗。
在清洗时不仅无法传递热量，还要支付清洗费，这部分费用必须从清洗后传热条件的改善得到补偿，因此存在一最适宜的运行周期严格的讲，如果孤立的从换热器本身来进行经济核算已确定适宜的操作条件与适宜的尺寸是不够全面的，应以整个设备为对象进行经济核算或设备的优化。
但要解决这样的问题难度很大，当影响换热器的各项因素改变后对整个系统的效益关系影响不大时，按照上述观点单独地对换热器进行经济核算仍然是可行的选择换热器时，要遵循经济，传热效果优，方便清洗，符合实际需要等原则2.衡算2.1传热面积的计算2.1.1定性温度的确定冷流体的定性温度：1257037.522t t T C ++∆===︒ 热流体的定性温度：12160105132.522T T T C ++∆===︒ 水在平均温度37.5C ︒下的有关物性数据由()1⎡⎤⎣⎦附录三可得()3, 4.17410/.p c C J kg K =⨯,3992.2/kg m ρ=,6653.310.pa s μ-=⨯0.635/(.)W m K λ=饱和水蒸汽在平均温度132.5C ︒的有关物性数据由()1⎡⎤⎣⎦附录三可得3, 4.26610/(.)p h C J kg K =⨯,31.650/kg m ρ=,6217.810.pa s μ-=⨯0.686/(.)W m K λ=热负荷（忽略热损失）：36,,2130992.2() 4.17410(705) 2.24103600T m c p c Q q c t t W ⨯=-=⨯⨯⨯-=⨯ 饱和水蒸汽用量（忽略热损失）：6,3, 2.24109.55/4.2661055T m h p h Q q kg s c t ⨯===∆⨯⨯2.1.2计算平均传热温差1111055100t T t C ∆=-=-=︒2221607090t T t C ∆=-=-=︒ 因为12100290t t ∆=<∆，所以 1210090=9522m t t t C ∆+∆+∆==︒逆2.1.3初算传热面积由于壳程气体的压力较大，故可选较大的K 值。
假设2610/(.)K W m C =︒，则可估算传热面积为：622.2410=38.6561095T m Q S m K t ⨯==∆⨯估2.2工艺结构和尺寸2.2.1管径和管内流速取管内流速 1.8/u m s =，传热数管数10n =0.024d m === 由()2⎡⎤⎣⎦附录二十一查阅可选用33.5 3.25mm φ⨯规格的钢管得0.027d m =根据224430/3600 1.4/0.027vq u m s d ππ⨯===⨯2.2.2管程数和传热管数224430/3600110.027 1.4v s q N d u ππ⨯==≈⨯⨯ 按单程管设计，所需的传热管长度为：038.6533.4340.033511S S L d N ππ===≈⨯⨯估按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
根据本设计实际情况采用非标准设计，先去传热管长度8.5l m =，则该换热管的管程数为：3448.5p L N l === 传热管总数：11444n =⨯=2.2.3平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数如下：21117050.421605t t p T t --===-- 12211601050.85705T T R t t --===-- 按单壳程，双管程结构，查()1参考文献图4-25得0.943t ϕ∆=平均传热温差：=0.94395=89.585m t m t t C ϕ∆∆=∆⨯︒逆由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较小，故取双壳程合适。
2.2.4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01.25t p d =，则 1.2533.541.87542t p mm =⨯=≈隔板中心到离其最近一排管中心距离：6272t P Z mm =+= 各程相邻管的管心距为54mm 。
2.2.5壳体直径采用多管程结构，壳体直径可按()2参考文献式（4-15）估算。
取管板利用率，则壳体直径为：1.05 1.05337.78D mm ==⨯=按卷制壳体的进级档，可取400D mm =。
2.2.6折流板采用弓形折流板，取弓形折流板园缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为0.25400100h mm =⨯= 可取100h mm =。
取折流板间距0.3(0.2)B D D B D =<<，则0.3400120B mm =⨯= 可取B 为120mm 。
折流板数目8500-1=-1=69.870120B N =≈传热管长折流板间距 2.2.7接管壳程流体进出口接管：取接管内流体流速 2.5/i u m s =，则接管内径为：0.0698D m === 圆整后可取管内径为70mm 。
管程流体进出口接管，取接管内流体流速27/u m s =，则接管内径为：0.389D m ==2.3换热器核算2.3.1传热面积校正 管程传热膜系数0.80.40.023Re i pr d λα=管程流体流通截面积2220.027441/80.0125842i n S d m ππ==⨯⨯⨯= 管程流体流速和雷诺数分别为：30/36000.6624/0.01258v i i q u m s S === 60.0270.6624992.2Re /27162653.310i d u ρμ-⨯⨯===⨯ 普朗特数：364.17410653.310Pr 4.290.635p C μλ-⨯⨯⨯=== 0.80.40.80.420.6350.023Re Pr 0.02327162 4.293414/(.)0.027i i W m C d λα==⨯⨯⨯=︒2.3.2壳程传热膜系数10.550.143000.36Re Pr (/)'i w d e λαμμ=⨯ 管子按正三角形排列，传热当量直径为：2222020)40.042-0.0335)2424'==0.0250.0335Pt d d e m d ππππ-⨯⨯=⨯ 壳程流通截面积：-320033.5=BD(1-)=120400(1-)=9.7141042d s m pt ⨯⨯⨯ 壳程流体流速及其雷诺数分别为：09.55/1.65==60/0.009714u m s 50-60.027595.8 1.65Re ==1.2210217.810⨯⨯⨯⨯ 普朗特数:3-60-24.26610217.810Pr ==1.36268.210⨯⨯⨯⨯ 粘度校正：0.14(/)=1.05w μμ152300.682=0.36(1.2210) 1.362 1.05=7171/.0.025W m C α⨯⨯⨯⨯⨯︒2.3.3污垢热阻和管壁热阻查()1参考文献表4-6， 管外侧污垢热阻00R =,管内侧污垢热阻2=0.0002(m .)/W i R C ︒，根据我们的清洗方式估计管内污垢热阻变化大概是在 10％-20％已知管壁厚度=0.0335b m ，碳钢在该条件下的热导率为50/(.)W m C ︒。