Ⅰ 換熱器課程設計心得體會
這次化工課程設計，我設計的換熱器的飽和水蒸氣流速有些小，殼程阻力有點大，如果用於工業生產還需加以改造與強化。在換熱器的設計過程中,我感覺我的理論運用於實際的能力得到了提升，主要有以下幾點： (1)掌握了查閱資料，選用公式和搜集數據(包括從已發表的文獻中和從生產現場中搜集)的能力； (2)樹立了既考慮技術上的先進性與可行性，又考慮經濟上的合理性，並注意到操作時的勞動條件和環境保護的正確設計思想，在這種設計思想的指導下去分析和解決實際問題的能力； (3)培養了迅速准確的進行工程計算的能力； (4)學會了用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設計思想的能力。從設計結果可看出，若要保持總傳熱系數，溫度越大、換熱管數越多，折流板數越多、殼徑越大，這主要是因為水的出口溫度增高，總的傳熱溫差下降，所以換熱面積要增大，才能保證Q和K.因此，換熱器尺寸增大，金屬材料消耗量相應增大.通過這個設計，我們可以知道，為提高傳熱效率，降低經濟投入，設計參數的選擇十分重要.
Ⅱ 化工原理管殼式換熱器的課程設計！！！100分要具體過程
這只是個模板，你還要自己修改數據，其中有些公式顯示不出來。不明白的問我。qq83229427
一．設計任務和設計條件
某生產過程的流程如圖所示，反應器的混合氣體經與進料物流患熱後，用循環冷卻水將其從110℃進一步冷卻至60℃之後，進入吸收塔吸收其中的可溶組分。已知混和氣體的流量為227301㎏/h，壓力為6.9MPa ,循環冷卻水的壓力為0.4MPa ，循環水的入口溫度為29℃，出口溫度為39℃ ，試設計一台列管式換熱器，完成該生產任務。
物性特徵：
混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）：
密度
定壓比熱容 =3.297kj/kg℃
熱導率 =0.0279w/m
粘度
循環水在34℃ 下的物性數據：
密度 =994.3㎏/m3
定壓比熱容 =4.174kj/kg℃
熱導率 =0.624w/m℃
粘度
二． 確定設計方案
1． 選擇換熱器的類型
兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度110℃ 出口溫度60℃；冷流體進口溫度29℃，出口溫度為39℃，該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。
2． 管程安排
從兩物流的操作壓力看，應使混合氣體走管程，循環冷卻水走殼程。但由於循環冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下賤，所以從總體考慮，應使循環水走管程，混和氣體走殼程。
三． 確定物性數據
定性溫度：對於一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為
T= =85℃
管程流體的定性溫度為
t= ℃
根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。對混合氣體來說，最可靠的無形數據是實測值。若不具備此條件，則應分別查取混合無辜組分的有關物性數據，然後按照相應的加和方法求出混和氣體的物性數據。
混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）：
密度
定壓比熱容 =3.297kj/kg℃
熱導率 =0.0279w/m
粘度 =1.5×10-5Pas
循環水在34℃ 下的物性數據：
密度 =994.3㎏/m3
定壓比熱容 =4.174kj/kg℃
熱導率 =0.624w/m℃
粘度 =0.742×10-3Pas
四． 估算傳熱面積
1． 熱流量
Q1=
=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw
2.平均傳熱溫差 先按照純逆流計算，得
=
3.傳熱面積 由於殼程氣體的壓力較高，故可選取較大的K值。假設K=320W/(㎡k)則估算的傳熱面積為
Ap=
4.冷卻水用量 m= =
五． 工藝結構尺寸
1．管徑和管內流速 選用Φ25×2.5較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速u1=1.3m/s。
2．管程數和傳熱管數 可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數
Ns=
按單程管計算，所需的傳熱管長度為
L=
按單程管設計，傳熱管過長，宜採用多管程結構。根據本設計實際情況，採用非標設計，現取傳熱管長l=7m，則該換熱器的管程數為
Np=
傳熱管總根數 Nt=612×2=1224
3.平均傳熱溫差校正及殼程數 平均溫差校正系數按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=
P=
按單殼程，雙管程結構，查圖3-9得
平均傳熱溫差 ℃
由於平均傳熱溫差校正系數大於0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。
4.傳熱管排列和分程方法 採用組合排列法,即每程內均按正三角形排列,隔板兩側採用正方形排列。見圖3-13。
取管心距t=1.25d0，則 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到離其最.近一排管中心距離按式（3-16）計算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相鄰管的管心距為44㎜。
管數的分成方法，每程各有傳熱管612根，其前後關鄉中隔板設置和介質的流通順序按圖3-14選取。
5．殼體內徑 採用多管程結構，殼體內徑可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，則殼體內徑為
D=1.05t
按卷制殼體的進級檔，可取D=1400mm
6．折流板 採用弓形折流板，去弓形之流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為
H=0.25×1400=350m，故可 取h=350mm
取折流板間距B=0.3D，則 B=0.3×1400=420mm，可取B為450mm。
折流板數目NB=
折流板圓缺面水平裝配，見圖3-15。
7．其他附件
拉桿數量與直徑按表3-9選取，本換熱器殼體內徑為1400mm，故其拉桿直徑為Ф12拉桿數量不得少於10。
殼程入口處，應設置防沖擋板，如圖3-17所示。
8．接管
殼程流體進出口接管：取接管內氣體流速為u1=10m/s，則接管內徑為
圓整後可取管內徑為300mm。
管程流體進出口接管：取接管內液體流速u2=2.5m/s，則接管內徑為
圓整後去管內徑為360mm
六． 換熱器核算
1． 熱流量核算
（1）殼程表面傳熱系數 用克恩法計算，見式（3-22）
當量直徑，依式（3-23b）得
=
殼程流通截面積，依式3-25 得
殼程流體流速及其雷諾數分別為
普朗特數
粘度校正
（2）管內表面傳熱系數 按式3-32和式3-33有
管程流體流通截面積
管程流體流速
普朗特數
（3）污垢熱阻和管壁熱阻 按表3-10，可取
管外側污垢熱阻
管內側污垢熱阻
管壁熱阻按式3-34計算，依表3-14，碳鋼在該條件下的熱導率為50w/(m•K)。所以
（4） 傳熱系數 依式3-21有
（5）傳熱面積裕度 依式3-35可得所計算傳熱面積Ac為
該換熱器的實際傳熱面積為Ap
該換熱器的面積裕度為
傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。
2． 壁溫計算
因為管壁很薄，而且壁熱阻很小，故管壁溫度可按式3-42計算。由於該換熱器用循環水冷卻，冬季操作時，循環水的進口溫度將會降低。為確保可靠，取循環冷卻水進口溫度為15℃，出口溫度為39℃計算傳熱管壁溫。另外，由於傳熱管內側污垢熱阻較大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應該按最不利的操作條件考慮，因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。於是，按式4-42有
式中液體的平均溫度 和氣體的平均溫度分別計算為
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
傳熱管平均壁溫
℃
殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=85℃。殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 ℃。
該溫差較大，故需要設溫度補償裝置。由於換熱器殼程壓力較大，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。
3．換熱器內流體的流動阻力
（1）管程流體阻力
, ,
由Re=35002，傳熱管對粗糙度0.01，查莫狄圖得 ，流速u=1.306m/s,
,所以，
管程流體阻力在允許范圍之內。
（2）殼程阻力 按式計算
, ,
流體流經管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa
流體流過折流板缺口的阻力
, B=0.45m , D=1.4m
Pa
總阻力
75468+43218=1.19× Pa
由於該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。
（3）換熱器主要結構尺寸和計算結果見下表：
參數 管程 殼程
流率 898560 227301
進/出口溫度/℃ 29/39 110/60
壓力/MPa 0.4 6.9
物性 定性溫度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定壓比熱容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
熱導率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特數 4.96 1.773
設備結構參數 形式 浮頭式 殼程數 1
殼體內徑/㎜ 1400 台數 1
管徑/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32
管長/㎜ 7000 管子排列 △
管數目/根 1224 折流板數/個 14
傳熱面積/㎡ 673 折流板間距/㎜ 450
管程數 2 材質 碳鋼
主要計算結果
管程 殼程
流速/（m/s） 1.306 4.9
表面傳熱系數/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢熱阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
熱流量/KW 10417
傳熱溫差/K 48.3
傳熱系數/[W/（㎡•K）] 400
裕度/% 24.9%
七． 參考文獻：
1． 劉積文主編，石油化工設備及製造概論，哈爾濱；哈爾濱船舶工程學院出版社，1989年。
2． GB4557.1——84機械制圖圖紙幅面及格式
3． GB150——98鋼制壓力容器
4． 機械工程學會焊接學會編，焊接手冊，第3卷，焊接結構，北京；機械工業出版社 1992年。
5． 杜禮辰等編，工程焊接手冊，北京，原子能出版社，1980
6． 化工部六院編，化工設備技術圖樣要求，化學工業設備設計中心站，1991年。
Ⅲ 列管式換熱器課程設計
某生產過程中，需將6000
kg/h的油從140℃冷卻至40℃，壓力為0.3MPa；冷卻介質採用循環水，循環冷卻水的壓力為0.4MPa，循環水入口溫度30℃，出口溫度為40℃。試設計一台列管式換熱器，完成該生產任務。 1．確定設計方案 （1）選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況：熱流體進口溫度140℃，出口溫度40℃冷流體(循環水)進口溫度30℃，出口溫度40℃。該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節的固定管板式式換熱器。 （2）流動空間及流速的確定 由於循環冷卻水較易結垢，為便於水垢清洗，應使循環水走管程，油品走殼程。選用ф25×2.5的碳鋼管，管內流速取ui=0.5m/s。 2．確定物性數據 定性溫度：可取流體進口溫度的平均值。 殼程油的定性溫度為(℃)管程流體的定性溫度為(℃)根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。 油在90℃下的有關物性數據如下： 密度
ρo=825
kg/m3定壓比熱容
cpo=2.22
kJ/(kg·℃)導熱系數
λo=0.140
W/(m·℃)粘度
μo=0.000715
Pa·s循環冷卻水在35℃下的物性數據： 密度
ρi=994
kg/m3定壓比熱容
cpi=4.08
kJ/(kg·℃)導熱系數
λi=0.626
W/(m·℃)粘度
μi=0.000725
Pa·s3．計算總傳熱系數 （1）熱流量 Qo=WocpoΔto=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW)（2）平均傳熱溫差 (℃)（3）冷卻水用量 (kg/h)（4）總傳熱系數K 管程傳熱系數
W/(m·℃)殼程傳熱系數 假設殼程的傳熱系數αo=290
W/(m2·℃)； 污垢熱阻Rsi=0.000344
m2·℃/W
,
Rso=0.000172
m2·℃/W管壁的導熱系數λ=45
W/(m·℃)
=219.5
W/(m·℃)
4．計算傳熱面積 (m2)考慮
15％的面積裕度，S=1.15×S′=1.15×42.8=49.2(m2)。 5．工藝結構尺寸 （1）管徑和管內流速 選用ф25×2.5傳熱管(碳鋼)，取管內流速ui=0.5m/s。 （2）管程數和傳熱管數 依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數
按單程管計算，所需的傳熱管長度為(m)按單管程設計，傳熱管過長，宜採用多管程結構。現取傳熱管長L=6m，則該換熱器管程數為(管程)傳熱管總根數
N=58×2=116(根)（3）平均傳熱溫差校正及殼程數 平均傳熱溫差校正系數
第2章
換熱器設計按單殼程，雙管程結構，溫差校正系數應查有關圖表。但R=10的點在圖上難以讀出，因而相應以1/R代替R，PR代替P，查同一圖線，可得φΔt=0.82平均傳熱溫差Δtm=φΔtΔ′tm=0.82×39=32(℃)（4）傳熱管排列和分程方法 採用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側採用正方形排列。取管心距t=1.25
d0，則 t=1.25×25=31.25≈32(mm)橫過管束中心線的管數(根)（5）殼體內徑 採用多管程結構，取管板利用率η＝0.7，則殼體內徑為 (mm)圓整可取D＝450mm （6）折流板 採用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25％，則切去的圓缺高度為h＝0.25×450＝112.5(mm)，故可取h＝110
mm。 取折流板間距B＝0.3D，則B＝0.3×450＝135(mm)，可取B為150。 折流板數
NB=傳熱管長/折流板間距-1=6000/150-1=39(塊)折流板圓缺面水平裝配。 （7）接管 殼程流體進出口接管：取接管內油品流速為
u＝1.0
m/s，則接管內徑為
取標准管徑為50
mm。 管程流體進出口接管：取接管內循環水流速
u＝1.5
m/s，則接管內徑為
6．換熱器核算 （1）熱量核算 ①殼程對流傳熱系數
對圓缺形折流板，可採用凱恩公式 當量直徑，由正三角形排列得 (m) 殼程流通截面積 (m) 殼程流體流速及其雷諾數分別為
普蘭特准數
粘度校正 W/(m2·℃) ②管程對流傳熱系數 管程流通截面積(m2) 管程流體流速
普蘭特准數W/(m2·℃) ③傳熱系數K
=310.2
W/(m·℃)④傳熱面積S(m2)該換熱器的實際傳熱面積Sp(
m2)該換熱器的面積裕度為
傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。 （2）換熱器內流體的流動阻力 ①管程流動阻力 ∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNpNs=1,
Np=2,
Ft=1.5
由Re＝13628，傳熱管相對粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄圖得λi＝0.037
W/m·℃， 流速ui＝0.497
m/s，ρ＝994
kg/m3，所以
管程流動阻力在允許范圍之內。 ②殼程阻力 ∑ΔPo=(ΔP′1+ΔP′2)FtNsNs＝l，Ft＝l流體流經管束的阻力
流體流過折流板缺口的阻力
總阻力∑ΔPo＝1202＋636.2＝1838.2(Pa)＜10
kPa殼程流動阻力也比較適宜。 ③換熱器主要結構尺寸和計算結果
換熱器主要結構尺寸和計算結果見表2-13。 表2-13換熱器主要結構尺寸和計算結果
換熱器形式：固定管板式
管口表 換熱面積（m2）:48 符號 尺寸 用途 連接型式 工藝參數 a DN80 循環水入口 平面 名稱 管程 殼程 b DN80 循環水出口 平面 物料名稱 循環水 油 c DN50 油品入口 凹凸面 操作壓力，MPa 0.4 0.3 d DN50 油品出口 凹凸面 操作溫度，℃ 29/39 140/40 e DN20 排氣口 凹凸面 流量，kg/h 32353 6000 f DN20 放凈口 凹凸面 流體密度，kg/m3 994 825 附圖
流速，m/s
0.497
0.137
傳熱量，kW
366.7
總傳熱系數，W/m2·K
310.2
傳熱系數，W/m2·K
2721
476
污垢系數，m2·K/W
0.000344
0.000172
阻力降，MPa
0.00173
0.00184
程數
2
1
推薦使用材料
碳鋼
碳鋼
管子規格
ф25×2.5
管數116
管長mm:6000
管間距，mm
32
排列方式
正三角形
折流板型式
上下
間距，mm
150
切口高度25%
殼體內徑，mm
450
保溫層厚度，mm
熱交換設備
http://www.longpai.com.cn/chanpin/Default_1_1.html
Ⅳ 化工原理課程設計實習換熱器
《化工原理課程設計》教學大綱(2005)0 一、 課程的性質、目的與任務 性質：課程設計是化工原理課程教學中綜合性和實踐性較強的教學環節，是理論聯系實際的橋梁，是使學生體察工程實際問題復雜性的初次嘗試；是對學生在規定的時間內完成指定的化工單元操作設計任務的初步訓練。 目的、任務： （1）通過化工原理課程設計，培養學生能綜合運用本課程和前修課程的基礎知識，進行融會貫的獨立思考能力，鞏固和強化化工原理有關課程的基本理論和基本知識； （2）培養學生化工工程設計的技能以及獨立分析問題、解決問題的能力，了解工程設計的基本內容，掌握化工設計的主要程序和方法，在規定的時間內完成指定的化工設計任務，從而得到化工工程設計的初步訓練； （3）培養學生分析和解決工程實際問題的能力，樹立正確的設計思想，培養實事求是、嚴肅認真、高度負責的工作作風，為學生後續課程及畢業設計打下一定的基礎。 （4）使學生熟悉查閱並能綜合運用各種有關的設計手冊、規范、標准、圖冊等設計技術資料；進一步掌握識圖、制圖、運算、編寫設計說明書等基本技能；完成作為工程技術人員在工藝設計方面所必備的設計能力的基本訓練。 二、 課程設計的內容與安排 1. 課程設計課題目的選擇 本課程的設計包括列管式換熱器、板式精餾塔、板式吸收塔、填料精餾塔、填料吸收塔或其它典型化工設備的設計，學生可從中選擇一種化工設備進行設計。 2．課程設計的內容及要求 2．1內容 A.列管式換熱器（或其它換熱器）的設計 ①主要技術要求和指標 a. 選擇列管式換熱器的結構 b. 計算傳熱平均溫差 c. 計算總傳熱系數 d. 計算總傳熱面積 ②方案選擇及原理 e. 列管式換熱器型式的選擇：主要依據換熱系數及流過管殼程流體的溫差來確定。 f. 流體流動空間的選擇：主要從傳熱系數、設備結構、清洗方便來確定。 g. 流體流速的選擇：由設備費和操作費的總和決定，即由經濟衡算確定，同時流速的選擇還應使管長和管程適當。 h. 流體流動管程的選擇：主要從操作費用、設備費用綜合考慮。 i. 流體的出口溫度:主要依據操作費用及設備參數來確定。 j. 管程數與殼程數的確定:管內流體流量較小時,管內流速較低,對流傳熱系數較小,為提高管內流速可採用多管程數，但程數過多，流體流動阻力增大且平均溫差下降，故設計時應綜合考慮各因素來確定程數。 B. 板式塔的設計:篩板塔、浮閥塔或其它塔（精餾或吸收） ①主要技術要求和指標 a. 塔徑 b.理論塔板數 c.實際塔板數 d.塔高、塔板的設計，溢流裝置與流體流型、篩板的流體力學驗算 ②方案選擇及原理 a． 裝置流程的確定：要較全面、合理地兼顧設備費用、操作費用、操作控制方便及安全因素。 b． 操作壓強的選擇：根據冷凝溫度決定。 c． 進料狀態的選擇：原則上，在供熱量一定的情況下，熱量應盡可能由塔底進入，使產生的氣相迴流在全塔發揮作用，即宜冷進料。但為使塔的操作穩定，免受季節氣溫影響，提餾段採用相同塔徑以便於製造，則常採用飽和液體（泡點）進料，但需增設原料預熱器。若工藝要求減少塔釜加熱量避免釜溫過高，料液產生結焦或聚合，則應採用氣態進料。 d． 加熱方式的選擇：大多採用間接蒸汽加熱，設置再沸器；當塔釜殘留液的主要成分為水分時，可以用直接水蒸氣加熱，此時可省掉加熱設備，但需要增加提餾段的塔扳數。 e． 迴流比的選擇：力求使總費用最低，一般經驗值為R=(1.1～1.2)Rmin，對特殊物系與場合應根據實際情況選擇迴流比。 C. 填料塔的設計（精餾或吸收） 主要技術要求和指標 a. 合理選擇填料種類、規格、材質； b. 塔徑、填料層高度； c. 填料層壓降計算； d. 填料塔內件選擇，液體分布器設計，液體分布器布液能力的計算 2.2設計成果 (1)完成主要設備的工藝設計，設計說明書1份，按要求完成課程設計說明書。 (2)完成主要設備設計（包括外形圖和剖面圖各1張，零部件圖1-2張）。 2.3設計成果要求 a. 按要求認真、仔細、完成課程設計說明書。說明書書面整潔，結構力求合理、完整； b. 設計合理、實用、經濟、工藝性好,能理論聯系實際，綜合考慮問題， c. 查閱、計算、處理數據准確； d. 所繪圖紙要求表達清晰、圖面整潔，符合制圖標准； 3.教學安排 本課程設計時間一周。 向學生布置課程設計有關任務， 學生也可以自己立題（相同題目少於5人），提出有關要求，講解與設計有關的主要內容(2學時)；熟悉設計內容並查詢有關資料（1天）；從事課程設計具體工作（2天）；繪制課程設計圖紙（1天）；整理課程設計說明書（1天）。 課程設計的步驟和進度： 3.1准備階段 1）設計前應預先准備好設計資料、手冊、圖冊、計算和繪圖工具、圖紙及報告紙等； 2）認真研究設計任務書，分析設計題目的原始數據和工藝條件，明確設計要求和設計內容； 3）設計前應認真復習有關教科書、熟悉有關資料和設計步驟； 4）應結合現場參觀，熟悉典型設備的結構，比較其優缺點。 3.2設計階段 化工原理課程設計主要是對單元操作中主要設備進行工藝設計。根據單元操作中的工藝條件（壓力、溫度、介質特性、物料量等）及原始數據，查取有關數據，進行物料衡算；圍繞著設備內、外附件的工藝尺寸進行選型、設計；並對設計結果進行校核。這一步往往通過「邊算、邊選、邊改」的做法來進行。 3.3設計說明書 設計計算說明書是圖紙設計的理論依據，是設計計算的整理和總結，是審核設計的技術文件之一。其內容大致包括： 1） 封面： 包括課程設計題目、系別、班級、學生姓名、設計時間等。 2） 目錄 3） 設計任務 4） 概述與設計方案的分析和和擬定, 工藝流程簡圖與主體設備工藝條件圖 5） 設計條件及主要物性參數表 6） 按設計任務順序說明(有關參數計算、物料衡算，主要設備各部分工藝尺寸的確定和設計計算、設計結果校核) 7） 設計結果匯總表 8） 對本設計的評述 本部分主要介紹設計者對本設計的評價及設計者的學習體會。 9 ）參考文獻 10） 附錄 3.4制圖 根據計算結果，選取一定比例，按要求進行制圖。 3.5課程設計答辯 課程設計的圖樣及說明書全部完成後，須經指導教師審閱，得到認可後，方能參加答辯。 4.課程設計的成績評定 課程設計的成績要根據圖樣、說明書和答辯所反映的設計質量和能力，以及設計過程中的學習態度綜合加以評定。 總體表現：態度認真，積極思考，獨力分析問題、解決問題能力強 20% 設計說明書: 40% 其中 書寫工整，結構合理、完整 10% 設計方案正確，思路清晰 10% 設計計算正確，條理清楚 20% 設計圖圖紙正確、清晰、整潔 25% 答辯 15% 教學建議： 希望能將課程設計與生產實習、畢業實習相結合，使該課程更好地發揮其作用。 四．教材及教學參考資料 教材：柴誠敬，劉國維，李阿娜主編.化工原理課程設計,天津:天津科學技術出版社,2002 (4) 參考資料： [1] 鄭幟等.化工工藝設計手冊,北京:化學工業出版社,1994(8) [2] 時鈞等.化學工程手冊 ,北京:化學工業出版社,1996(2) [3] 姚玉英主編.化工原理,天津:天津大學出版社,1999(1) 責 任 表 執筆人 鄒麗霞 專業負責人 熊國宣 院長 羅明標 參加 討論 人員 黃國林、熊國宣、劉峙嶸、許文苑、黃海清、陳中勝、孟利娜、梁喜珍，楊婥 日期 2005年1月10日
Ⅳ 化工原理列管式換熱器課程設計
轉載，供參考：列管式換熱器的設計和選用（1） 列管式換熱器的設計和選用應考慮的問題
◎ 冷、熱流體流動通道的選擇
具體選擇冷、熱流體流動通道的選擇
在換熱器中，哪一種流體流經管程，哪一種流經殼程，下列幾點可作為選擇的一般原則：
a) 不潔凈或易結垢的液體宜在管程，因管內清洗方便。
b) 腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時受到腐蝕。
c) 壓力高的流體宜在管內，以免殼體承受壓力。
d) 飽和蒸汽宜走殼程，因飽和蒸汽比較清潔，表面傳熱系數與流速無關，而且冷凝液容易排出。
e) 流量小而粘度大（ ）的流體一般以殼程為宜，因在殼程Re>100即可達到湍流。但這不是絕對的，如流動阻力損失允許，將這類流體通入管內並採用多管程結構，亦可得到較高的表面傳熱系數。
f) 若兩流體溫差較大，對於剛性結構的換熱器，宜將表面傳熱系數大的流體通入殼程，以減小熱應力。
g) 需要被冷卻物料一般選殼程，便於散熱。
以上各點常常不可能同時滿足，應抓住主要方面，例如首先從流體的壓力、防腐蝕及清洗等要求來考慮，然後再從對阻力降低或其他要求予以校核選定。
◎ 流速的選擇
常用流速范圍流速的選擇
流體在管程或殼程中的流速，不僅直接影響表面傳熱系數，而且影響污垢熱阻，從而影響傳熱系數的大小，特別對於含有泥沙等較易沉積顆粒的流體，流速過低甚至可能導致管路堵塞，嚴重影響到設備的使用，但流速增大，又將使流體阻力增大。因此選擇適宜的流速是十分重要的。根據經驗，表4.7.1及表4.7.2列出一些工業上常用的流速范圍，以供參考。
表4.7.1 列管換熱器內常用的流速范圍流體種類流速 m/s管程殼程一般液體
宜結垢液體
氣 體0.5～0.3
>1
5～300.2～1.5
>0.5
3～15
表4.7.2 液體在列管換熱器中流速（在鋼管中）液體粘度 最大流速 m/s>1500
1000～500
500～100
100～53
35～1
>10.6
0.75
1.1
1.5
1.8
2.4◎ 流動方式的選擇
流動方式選擇流動方式的選擇
除逆流和並流之外，在列管式換熱器中冷、熱流體還可以作各種多管程多殼程的復雜流動。當流量一定時，管程或殼程越多，表面傳熱系數越大，對傳熱過程越有利。但是，採用多管程或多殼程必導致流體阻力損失，即輸送流體的動力費用增加。因此，在決定換熱器的程數時，需權衡傳熱和流體輸送兩方面的損失。
當採用多管程或多殼程時，列管式換熱器內的流動形式復雜，對數平均值的溫差要加以修正，具體修正方法見4.4節。
◎ 換熱管規格和排列的選擇
具體選擇 換熱管規格和排列的選擇
換熱管直徑越小，換熱器單位體積的傳熱面積越大。因此，對於潔凈的流體管徑可取小些。但對於不潔凈或易結垢的流體，管徑應取得大些，以免堵塞。考慮到製造和維修的方便，加熱管的規格不宜過多。目前我國試行的系列標准規定採用 和 兩種規格，對一般流體是適應的。此外，還有 ，φ57×2.5的無縫鋼管和φ25×2, 的耐酸不銹鋼管。
按選定的管徑和流速確定管子數目，再根據所需傳熱面積，求得管子長度。實際所取管長應根據出廠的鋼管長度合理截用。我國生產的鋼管長度多為6m、9m，故系列標准中管長有1.5，2，3，4.5，6和9m六種，其中以3m和6m更為普遍。同時，管子的長度又應與管徑相適應，一般管長與管徑之比，即L/D約為4～6。
管子的排列方式有等邊三角形和正方形兩種（圖4.7.11a，圖4.7.11b）。與正方形相比，等邊三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，表面傳熱系數大。正方形排列雖比較鬆散，傳熱效果也較差，但管外清洗方便，對易結垢流體更為適用。如將正方形排列的管束斜轉45°安裝（圖4.7.11c），可在一定程度上提高表面傳熱系數。
圖4.7.11 管子在管板上的排列
◎ 折流擋板
折流擋板間距的具體選擇折流擋板
安裝折流擋板的目的是為提高管外表面傳熱系數，為取得良好的效果，擋板的形狀和間距必須適當。
對圓缺形擋板而言，弓形缺口的大小對殼程流體的流動情況有重要影響。由圖4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都會產生"死區"，既不利於傳熱，又往往增加流體阻力。
a.切除過少b.切除適當 c.切除過多
圖4.7.12擋板切除對流動的影響
擋板的間距對殼體的流動亦有重要的影響。間距太大，不能保證流體垂直流過管束，使管外表面傳熱系數下降；間距太小，不便於製造和檢修，阻力損失亦大。一般取擋板間距為殼體內徑的0.2～1.0倍。我國系列標准中採用的擋板間距為：
固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七種
浮頭式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八種。（2）流體通過換熱器時阻力的計算
換熱器管程及殼程的流動阻力，常常控制在一定允許范圍內。若計算結果超過允許值時，則應修改設計參數或重新選擇其他規格的換熱器。按一般經驗，對於液體常控制在104～105Pa范圍內，對於氣體則以103～104Pa為宜。此外，也可依據操作壓力不同而有所差別，參考下表。換熱器操作允許壓降△P換熱器操作壓力P(Pa)允許壓降△P<105 (絕對壓力)
0～105 (表壓)
>105 (表壓)0.1P
0.5P
>5×104 Pa◎ 管程阻力
管程阻力可按一般摩擦阻力計算式求得。
具體計算公式管程阻力損失
管程阻力損失可按一般摩擦阻力計算式求得。但管程總的阻力 應是各程直管摩擦阻力 、每程回彎阻力 以及進出口阻力 三項之和。而 相比之下常可忽略不計。因此可用下式計算管程總阻力損失 ：
式中 每程直管阻力 ；
每程回彎阻力 ；
Ft－結構校正系數，無因次，對於 的管子，Ft=1.4，對於 的管子Ft=1.5；
Ns－串聯的殼程數，指串聯的換熱器數；
Np－管程數；
由此式可以看出，管程的阻力損失（或壓降）正比於管程數Np的三次方，即
∝
對同一換熱器，若由單管程改為兩管程，阻力損失劇增為原來的8倍，而強制對流傳熱、湍流條件下的表面傳熱系數只增為原來的1.74倍；若由單管程改為四管程，阻力損失增為原來的64倍，而表面傳熱系數只增為原來的3倍。由此可見，在選擇換熱器管程數目時，應該兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。
◎ 殼程阻力
對於殼程阻力的計算，由於流動狀態比較復雜，計算公式較多，計算結果相差較大。
埃索法計算公式殼程阻力損失
對於殼程阻力損失的計算，由於流動狀態比較復雜，提出的計算公式較多，所得計算結果相差不少。下面為埃索法計算殼程阻力損失的公式：
式中 -殼程總阻力損失， ；
-流過管束的阻力損失， ；
-流過折流板缺口的阻力損失， ；
Fs-殼程阻力結垢校正系數，對液體可取Fs=1.15，對氣體或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-殼程數；
又管束阻力損失
折流板缺口阻力損失
式中 -折流板數目；
-橫過管束中心的管子數，對於三角形排列的管束， ；對於正方形排列的管束， ， 為每一殼程的管子總數；
B-折流板間距，m；
D-殼程直徑，m；
-按殼程流通截面積或按其截面積 計算所得的殼程流速，m/s；
F-管子排列形式對壓降的校正系數，對三角形排列F=0.5，對正方形排列F=0.3，對正方形斜轉45°，F=04；
-殼程流體摩擦系數，根據 ，由圖4.7.13求出（圖中t為管子中心距），當 亦可由下式求出：
因 ， 正比於 ，由式4.7.4可知，管束阻力損失 ，基本上正比於 ，即
∝
若擋板間距減小一半， 劇增8倍，而表面傳熱系數 只增加1.46倍。因此，在選擇擋板間距時，亦應兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。同理，殼程數的選擇也應如此。
圖4.7.13 殼程摩擦系數f0與Re0的關系列管式換熱器的設計和選用(續)（3）列管式換熱器的設計和選用的計算步驟
設有流量為去qm,h的熱流體，需從溫度T1冷卻至T2，可用的冷卻介質入口溫度t1，出口溫度選定為t2。由此已知條件可算出換熱器的熱流量Q和逆流操作的平均推動力 。根據傳熱速率基本方程：
當Q和 已知時，要求取傳熱面積A必須知K和 則是由傳熱面積A的大小和換熱器結構決定的。可見，在冷、熱流體的流量及進、出口溫度皆已知的條件下，選用或設計換熱器必須通過試差計算，按以下步驟進行。
◎ 初選換熱器的規格尺寸
◆ 初步選定換熱器的流動方式，保證溫差修正系數 大於0.8，否則應改變流動方式，重新計算。
◆ 計算熱流量Q及平均傳熱溫差△tm，根據經驗估計總傳熱系數K估，初估傳熱面積A估。
◆ 選取管程適宜流速，估算管程數，並根據A估的數值，確定換熱管直徑、長度及排列。 ◎ 計算管、殼程阻力
在選擇管程流體與殼程流體以及初步確定了換熱器主要尺寸的基礎上，就可以計算管、殼程流速和阻力，看是否合理。或者先選定流速以確定管程數NP和折流板間距B再計算壓力降是否合理。這時NP與B是可以調整的參數，如仍不能滿足要求，可另選殼徑再進行計算，直到合理為止。
◎ 核算總傳熱系數
分別計算管、殼程表面傳熱系數，確定污垢熱阻，求出總傳系數K計，並與估算時所取用的傳熱系數K估進行比較。如果相差較多，應重新估算。
◎ 計算傳熱面積並求裕度
根據計算的K計值、熱流量Q及平均溫度差△tm，由總傳熱速率方程計算傳熱面積A0，一般應使所選用或設計的實際傳熱面積AP大於A020%左右為宜。即裕度為20%左右，裕度的計算式為：
換熱器的傳熱強化途徑如欲強化現有傳熱設備，開發新型高效的傳熱設備，以便在較小的設備上獲得更大的生產能力和效益，成為現代工業發展的一個重要問題。
依總傳熱速率方程：
強化方法：提高 K、A、 均可強化傳熱。
◎提高傳熱系數K
熱阻主要集中於 較小的一側，提高 小的一側有效。
◆ 降低污垢熱阻
◆ 提高表面傳熱系數
提高 的方法：
無相變化傳熱：
1） 加大流速；
2）人工粗造表面；
3）擾流元件。 有相變化傳熱：
蒸汽冷凝 ：
1）滴狀冷凝，
2）不凝氣體排放，
3）氣液流向一致 ，
4）合理布置冷凝面，
5）利用表面張力 （溝槽 ，金屬絲）液體沸騰：
1）保持核狀沸騰，
2） 製造人工表面，增加汽化核心數。
◎ 提高傳熱推動力
加熱蒸汽P ，
◎ 改變傳熱面積A
關於傳熱面積A的改變，不以增加換熱器台數，改變換熱器的尺寸來加大傳熱面積A，而是通過對傳熱面的改造，如開槽及加翅片、以不同異形管代替光滑圓管等措施來加大傳熱面積以強化傳熱過程。
Ⅵ 管殼式換熱器課程設計(100分)
管殼式換熱器(shell
and
tube
heat
exchanger)又稱列管式換熱器。是以封閉在殼體中管束的壁面作為傳熱面的間壁式換熱器。這種換熱器結構較簡單，操作可靠，可用各種結構材料（主要是金屬材料）製造，能在高溫、高壓下使用，是目前應用最廣的類型。
結構
由殼體、傳熱管束、管板、折流板（擋板）和管箱等部件組成。殼體多為圓筒形，內部裝有管束，管束兩端固定在管板上。進行換熱的冷熱兩種流體，一種在管內流動，稱為管程流體；另一種在管外流動，稱為殼程流體。為提高管外流體的傳熱分系數，通常在殼體內安裝若干擋板。擋板可提高殼程流體速度，迫使流體按規定路程多次橫向通過管束，增強流體湍流程度。換熱管在管板上可按等邊三角形或正方形排列。等邊三角形排列較緊湊，管外流體湍動程度高，傳熱分系數大；正方形排列則管外清洗方便，適用於易結垢的流體。
Ⅶ 管殼式換熱器課程設計
這是一個完整的課題，光靠分數是不解決問題的。
Ⅷ 管殼式換熱器課程設計,求具體過程
管殼式換熱器課程設計
課程設計,那就是要CAD 圖紙,外觀設計
還是要電路設計,
你都沒完整表達