设计说明书
设计题目:
班 级:
姓 名:
学 号：
指导教师:
时 间:
目 录
1. 设计任务书 2. 设计方案简介
2.1选择换热器的类型 2.2管程安排
3. 设计条件及主要物性参数表
4. 工艺设计计算和辅助设备的计算及选型
4.1估算传热面积 4.1.1热流量
4.1.2冷却水用量 4.1.3平均传热温差 4.1.4初算传热面积 4.2工艺结构尺寸
4.2.1管程数和管内流量 4.2.2管程数和传热管数
4.2.3平均传热温差校正及壳程数 4.2.4传热管排列和分程方法 4.2.5壳体直径 4.2.6折流板 4.2.7接管
5.1换热器核算
5.1.1传热面积校核
5.1.2换热器内压降的核算
5. 设计结果汇总表 6. 设计评述及设计收获 7. 参考资料
一、设计任务书
某生产过程中，反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混合气体的流量为3×105kg ／h ，压力为6.9MPa, 循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。
二、设计方案简介
（1）选择换热器的类型 两流体的温度变化情况： 热流体进口温度110℃，出口温度为60℃； 冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃。
该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。
（2）管程安排 从量物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但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嘛所以从总体考虑，应使循环水走管程，混合气体走壳程。
三、设计条件及物性数据
定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进、出口温度的平均
值。故壳程混合气体的定性温度为
T=(110+60)/2=85℃
管程流体的定性温度为
t ﹦(39+29)/2=34℃
已知混合气体在85℃下的有关数据如下，ρ1=90㎏／m3；Cp,1=3.297kj/(kg·℃)
；=0.0297W(m·℃); =Pa ·s 。
查得循环水在34℃下的物性数据：ρ1=994.3㎏／m3；C p ，h =4.17kj/(kg·℃
); =0.624W/(m·℃);
=0.742×
Pa ·s 。
四、工艺设计计算
1. 估算传热面积
（1）热流量（忽略热损失）
QT=qm , h c p , h △T=300000×3.297×(110-60) =4.9455×107(KJ/h)
=13737.5(KW)
（2）冷却水用量（忽略热损失）
13737.5⨯10
q m,c =QT ／C P,C △t=3
4.174⨯10⨯10
3
= 329.12(kg/s)
= 1184832(kg/h)
（3）平均传热温度差 先按照逆流计算，得 ∆t m =(110-39) -(60-29) =48.3（℃）
110-39ln
60-29
（4）初算传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K 值。假设K=320W(m2·℃), 则估算的传热面积为
Q T 13737.5⨯103
S估===889㎡
K ∆t m 320⨯48.3
2. 工艺结构尺寸
（1）管径和关内流速 选用25mm ×2.5mm 较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u i =1.3m/s。 （2）管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 4q v 1184832
Ns= 2= =811
πd i u 3600⨯994.3⨯0.785⨯1.3⨯0.022
按单程计算，所需的传热管长度为
888.8
L==≈14m
πd oNs 3.14⨯0.025⨯811
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，采用非标设计，先取传热管长l=7m,则该换热器的管程数为
L 14
Np ===2
l 7
传热总根数 n=811×2=1622
（3）平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数计算如下
t 2-t 139-29 P ===0.124
T 1-t 1110-29
T 1-T 2110-60
==5 t 2-t 139-29
按单壳程，双管程结构，查图4-4得
R =
ϕ∆t =0.96
平均传热温差 ∆t m =ϕ∆t ∆t ' =0.96⨯48.3=46.4℃
由于平均传热温差校正系数大与0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。
（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排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距P t =1.25d o , P t =1.25⨯25=31.25≈32(㎜) 隔板中心到离其最近一排管中心距离计算
P t 32Z =+6=+6=22(㎜)
22
各程相邻管的管心距为44mm 。
（5）壳体直径 采用多管程结构，壳体直径估算。取管板利用率η=0.75，则壳体直径为
D =1.05P =1.05⨯32=1563(㎜)
按卷制壳体的进级挡，可取D=1400mm。
（6）折流板 采用弓形折流板，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⨯1600=400（㎜）
故可取h=400㎜
取折流板间距B=0.3D（0.2D 〈B 〈D 〉, 则
B =0.3⨯1600=480（㎜）
可取B 为500㎜。 折流数目板 N B =
传热管长7000
-1=-1=13
折流板间距500
(7)接管 壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u 1=10m /s ，则接管内径则为
D 1===0.343(m )
圆整后可取管内径为350㎜
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u 2=2.5m /s ，则接管内径为
D 2=
=0.411(m )
圆整后取管内径为420㎜。
3. 换热器核算
（1）管程传热膜系数。按式计算
a i =0.023
λ
d i
管程流体流通截面积
Re 0.8Pr 0.4
1622
=0.2546(m 2) 2
管程流体流速和雷诺数分别为
1184760/(3600⨯994.3) u i ==1.3(m /s )
0.2546
S i =0.785⨯0.022⨯
Re =0.02⨯1.30⨯994.3/(0.742⨯10-3) =34858
普朗特数
4.174⨯103⨯0.742⨯103
Pr ==4.96
0.624
0.624
⨯348580.5⨯4.960.4=5867[W /(m 2. ℃） 0.02
（2）壳程传热膜系数。用式计算
a i =0.023⨯
a o =0.36
λ1
d ' e
Re 0.55Pr 1/3(
μ0.14
) μw
管子按正三角形排列，传热当量直径为
d ' e =
2π2π
t -d o ) 4⨯0.0322-⨯0.025) ==0.02m πd o π⨯0.025
壳程流通截面积
d o 25
) =500⨯1600⨯(1-) =0.175(m 2) P t 32
壳程流体流速及其雷诺数分别为
S o =BD (1-
3⨯105/(3600⨯90) u o ==5.3(m /s )
0.175
Re o =
0.02⨯5.3⨯905
=6.36⨯10-5
1.5⨯10
普朗特数
3.297⨯103⨯1.5⨯10-5
=1.773 Pr o =
0.0279
黏度校正
a o =0.36⨯
0.0279
⨯6360000.55⨯1.7731/3⨯0.95=898[W /(m 2⋅℃)] 0.02
（3）污垢热阻和管壁热阻。查附录9，管外侧污垢热阻R o =0.0004m 2. ℃/W，管内测污垢热阻
R o =0.0006m 2⋅℃/W。已知管壁厚度b=0.0025m，碳钢在该条件下的热导率为50W /(m ⋅℃) 。
（4）总传热系数K 。总传热系数K 为
d o d o bd o 1+Ri ++R o +a i d i d i λd m
（5）传热面积校核。依式可得所计算传热系数面积为
K =
1
=388W /(m 2⋅℃）
Q T 13737.5⨯103
S ' ===733(m 2)
K ∆t m 388⨯48.3
热传器的实际传热面积裕度为S
S =πd o lN T =3.14⨯0.025⨯7⨯1622=891.3(m 2)
换热器的面积裕度为
S 891.3==1.22 S ' 733
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
4. 换热器内压降的核算
（1）管程阻力
∆p i =(∆p 1+∆p 2) N S N P Ft
l ρu i 2
N S =1, N P =2, ∆p 1=λ⨯
d 2
由Re=34858，传热管相对粗糙度0.01，查参考文献[2]中λ-Re 双对数坐标图得λ=0.04，流速u i =1.30m /s , ρ=994.3kg /m 3，所以
71.302⨯994.3
∆p 1=0.04⨯⨯=11762.6(Pa )
0.022
994.3⨯1.302
∆p 2=3=2520(Pa )
2∆p i =(11762.6+2520) ⨯2⨯1.4=39991(Pa )
管程流体阻力在允许范围之内。 （2）壳程阻力。按下式计算
∆p o =(∆p ' 1+∆p ' 2) F t N s
其中N S =1, F t =1。
流体流经管束的阻力
∆p ' 1=Ff o n c (N B +1)
ρu o
2
F =0.5
f o =5⨯591302-0.288=
0.2415 n c ==1.1=44.3
N B =13
90⨯5.32
∆p ' 1=0.5⨯0.2415⨯44.3⨯(13+1) ⨯=94663(Pa ) u o =5.3m /s
2
流体流过折流板缺口的阻力
2h ρu o 2
∆p ' 2=N B (3.5-)
D 2
其中h =0.45m ，D =1.4m ，则
2⨯0.4590⨯5.32
∆p ' 2=13⨯(3.5-) ⨯=46997(Pa )
1.42
总阻力
∆p =94663+46997=141660(Pa )
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力比较合适。
五、设计结果汇总表
六、设计评述及设计收获
化工原理课程设计是培养个人综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，也起到培养学生独立工作能力的重要作用。这才化工原理设计是我独立进行的实验方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备的计算并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。
在换热器的设计过程中，我感觉我的理论运用与实际的能力得到了提升，主要有以下几点：在设计方面，这是设计第一阶段的主要任务数据计算的准确性直接影响到后面的各阶段，这就需要我们具有极大地耐心。从拿到原始设计数据到确定最终参数持续了将近一周，确定需要求的参数，查资料找公式，标准值等，一步一步计算。在查资料方面，通过本次设计，我学了会根据工艺过程的条件相关资料，并从各种资料中帅选出比较合适的资料，根据资料确定主要工艺流程，主要设备，以及如何计算出主要设备及辅助设备的各项参数及数据。通过壳程设计可以巩固对主体设备的各项参数及数据。通过壳程设计可以巩固对主体设备图的了解，以及学习到工艺流程图的制法。对化工原理设计的有关步骤及相关内容有一定的了解。通过本次设计熟悉了化工原理课程设计的流程，加深了冷却器设备的了解。在设计的过程培养了大胆假设，小心求证的学习态度。
耐心、细心、决心是本次课程设计最大的感受。我学到了很多，虽然很累，但这是一种能力的培养，因此我的能力也得到了提高。这就是这次课程设计的收获。
七、参考资料
[1]申迎华，郝晓刚. 化工原理课程设计. 第一版. 北京：化学工业出版社，2010年.
[2]高安全，王迪，崔金海. 化工设备机械基础. 第一版. 北京：化学工业出版社，2010年.
[3]柴诚敬. 化工原理（上、下册）. 北京：高等教育出版社，2005年.
[4]郑晓梅. 化工制图. 北京：化学工业出版社，2002年.
[5]潘国昌，郭庆丰. 化工设备设计. 北京：清华大学出版社，1996年
[6]李功祥等. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工大学出版社，2003
[7]刁玉玮等. 化工设备机械基础. 大连：大连理工大学出版社，2006
[8]谭天恩等. 化工原理（第三版）. 北京：化学工业出版社，2006
[9]朱有庭等. 化工设备设计手册(上下卷). 北京：化学工业出版社，2005
11
12