《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。
1、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 =℃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：℃
水的定性温度：℃
两流体的温差：℃
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件苯和水的物性为：
2）热负荷计算。
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），所以。
又因为0.85>，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，则。
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列标准，初选型号为。
实际传热面积。
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。
管程流速：
管内雷诺数。
取管壁粗糙度，，查（夏清等。化工原理（上册）.天津：天津大学出版社，2005 ）[2]图1-27,由关系图中查得：λ=0.036；所以。
管程压强降：
符合工艺要求；
2）壳程压强降。
其中，，，管子为正三角形排列，
取折流挡板间距
壳程流通面积：
壳程流速：
壳内雷诺数： ﹥湍流）
壳程流体摩擦因数
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。
（2）壳程对流传热系数
由式计算。取换热器列管之中心距。则流体通过管间最大截面积为。
壳程中的苯被冷却，取。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，在规定的流动条件下，计算出的ke为513.5，故所选择的换热器是合适的。安全系数为：
（满足要求，即在范围之内：10%～25%）
三、设计结果一览表。
四、设备简图。
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，计算结果为，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。
化工原理换热器课程设计
目录。1.1概述3 1.2.换热器设计任务书3 1.3换热器的结构类型4 1.4换热器材质的选择6 1.5设计方案简介7 2.1设计参数10 2.2计算总传热系数10 2.3工艺结构尺寸11 2.4换热器核算13 2.4.1.热流量核算13 2.4.2 换热器内流体的流动阻力15 3.1设计结果一览...
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