煤油冷却器课程设计

1、长 沙 学 院课程设计说明书题目煤油冷却器的设计系(部)生环系专业(班级)09应化2班姓名学号指导教师宋勇起止日期2012.5.282012.6.16化工原理课程设计任务书系主任_ 指导教师_ 学生_戴 姣_2班编号：2.2.71、 设计题目名称：煤油冷却器的设计 二、设计条件：1煤油：入口温度：130，出口温度：50；2冷却介质，循环水（P为0.3MPa，进口温度28，出口温度40）3允许压强降，不超过105Pa；4每年按300天计；每天24 h连续运转。5处理能力65000吨/年；6设备型式：列管式换热器。7煤油定性温度下的物性数据:三、设计内容1热量衡算及初步估算换热面积；2. 冷却器的

2、选型及流动空间的选择；3. 冷却器的校核计算；4. 结构及附件设计计算；5绘制带控制点的工艺流程图（A3）及冷却器的工艺条件图（A3）；6编写设计说明书。四、厂址:长沙地区五、设计任务完成卧式列管冷却器的工艺设计并进行校核计算，对冷却器的有关附属设备的进行设计和选用，绘制换热器系统带控制点的工艺流程图及设备的工艺条件图，编写设计说明书。6、 设计时间安排三周：2012年5月28日-2012年6月16第一章长沙学院课程设计鉴定表姓名学号专业班级设计题目指导教师指导教师意见： 评定等级： 教师签名： 日期： 答辩小组意见： 评定等级：答辩小组长签名：日期：教研室意见： 教研室主任签名： 日期： 系

3、（部）意见： 系主任签名：日期：目 录第1章 设计方案简介11.1 换热器概述11.2列管式换热器11.2.1 固定管板式11.2.3U形管式21.3设计方案的拟定31.4工艺流程简图（见附图）3第二章工艺计算和主体设备设计42.1 初选换热器类型42.2 管程安排及流速确定42.3确定物性数据52.4计算总传热系数5第三章 工艺结构设计93.1.管径和管内流速93.2.管程数和传热管数93.3.平均传热温差校正及壳程数9第四章换热器核算14第五章辅助设备的计算和选型20第六章设计结果表汇22参考文献24化工原理课程设计之心得体会2526第1章 设计方案简介1.1 换热器概述 换热器是化工，炼

4、油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%20%，在炼油厂约占总费用35%40%。换热器在其他部门，如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的意义。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛。1.2列管式换热器 因设计需要,下面简单介绍下列管式换热器 列管式换热器又称管壳式换热器，在化工生产中被广泛应用。它的结构简单、

5、坚固、制造较容易，处理能力大，适应性能，操作弹性较大，尤其在高温、高压和大型装置中使用更为普遍。1.2.1 固定管板式 固定管板式即两端管板和壳体连结成一体，因此它具有结构简单造价低廉的优点。但是由于壳程不易检修和清洗，因此壳方流体应是较为洁净且不易结垢的物料。当两流体的温度差较大时，应考虑热补偿。有具有补偿圈（或称膨胀节）的固定板式换热器，即在外壳的适当部位焊上一个补偿圈，当外壳和管束的热膨胀程度不同时，补偿圈发生弹性形变，以适应外壳和管束的不同的热膨胀程度。这种热补偿方法简便，但不宜用于两流体温度差太大和壳方流体压强过高的场合。见图1.1 2。1-挡板 2-补偿圈 3-放气嘴图1.1.固定

6、管板式换热器的示意图 1.2.2 浮头式 这种换热器有一段管板不与壳体相连，可沿轴向自由伸缩。这种结构不但可完全消除热应力，而且在清洗和检修时，整个管束可以从壳体中抽出。因此，尽管其架构较复杂，造价较高，但应用仍较普遍。见图1.22。图1.2.浮头式换热器示意图 1.2.3U形管式 每根管子都弯成U形，两端固定在同一个管板上，因此，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。这种结构较简单，质量轻，适用于高温高压条件。其缺点是管内不易清洗，并且因为管子要有一定的弯曲半径，其管板利用率较低。见图1.21。 图1.3.U形管式换热器示意图1.3设计方案的拟定 根据任务书给定的冷热流体的温度，来选择设

7、计列管式换热器的固定管板式换热器；再根据冷热流体的性质，判断其是否容易结垢，来选择管程走什么，壳程走什么。本设计中选择使循环工业硬水走管程，煤油走壳程。从资料中查得冷热流体的物性数据，如比热容，密度，粘度，导热系数等。计算出总传热系数，再计算传热面积。根据管径，管内流速确定传热管数，算出传热管程，传热管总根数等。然后校正传热温差及壳程数，确定传热管排列方式和分程方法。根据设计步骤，计算出壳体内径，选择折流板，确定板间距，折流板数等；接着再对换热器的热量，官称对流传热系数，传热系数，传热面积进行核算，再算出面积裕度，最后，对流体的流动阻力进行计算。1.4工艺流程简图（见附图）第二章 工艺计算和主

8、体设备设计 2.1 初选换热器类型 两流体的温度变化情况如下：（1）煤油：入口温度130，出口温度50；（2）冷却介质：自来水，入口温度28，出口温度40； 该换热器用循环冷却自来水进行冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考略到这一因素， 估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，相应地进行热膨胀的补偿，故而初步确定选用带有膨胀节的管板式换热器。2.2 管程安排及流速确定已知两流体允许压强降不大于100kPa；两流体分别为煤油和自来水。与煤油相比，水的对流传热系数一般较大。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，考虑到散热降温方面

9、的因素，应使循环自来水走管程，而使煤油走壳程。选用25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/s。参考数据见表2.1,表2.21。 表2.1.列管式换热器内的适宜流速范围 流体种类流速/（m/s）管程壳程一般液体0.530.51.5易结垢液体>1>0.5气体530315表2.2不同粘度液体的流速（以普通钢壁为例）液体粘度/mPas15001500500500100100353511最大流速/（m/s）0.60.751.11.51.82.42.3确定物性数据定性温度：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。壳程流体（煤油）的定性温度为：管程流

10、体（硬水）的定性温度为：根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。见表2.31表2.3.物性数据密度/（/m3）比热容/（kJ/kg）粘度/（Pas）导热系数/（W/m）煤油8252.227.15×10-40.14水34)993.954.1747.27×10-40.622.4计算总传热系数 (1).煤油的流量已知要求处理能力为16.5万吨煤油每年（每年按300天计，每天24小时连续运行），则煤油的流量为：Wh-热流体的流量，kg/h； (2).热流量由以上的计算结果以及题目已知，代入下面的式子，有：Q=WhCph(T1-T2)=9027.78Kg/h×2

11、.22kJ/kg.×（130-50）=1603333.73KJ/h =4.45×105W (3).平均传热温差 计算两流体的平均传热温差 ，暂时按单壳程、多管程计算。 逆流时，我们有煤油： 13050水： 4028 从而 = 此时 P= R= 式子中： 热流体（煤油）的进出口温度，K或； 冷流体（自来水）的进出口温度，K或； 可查得：=0.8410.8，所以，修正后的传热温度差为： = (4).冷却水用量由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得：Wc= (5).总传热系数K 选择时，除要考虑流体的物性和操作条件外，还应考虑换热器的类型。 1.管程传热系数： Re1= Pr1

12、= i=0.023 =0.023W/m2 2.壳程传热系数：假设壳程的传热系数是： =500W/m2污垢热阻： Rsi=0.000344m2/W Rso=0.000172 m2/W管壁的导热系数： =45 m2/W管壁厚度： b=0.0025内外平均厚度： dm=0.0225在下面的公式中，代入以上数据，可得 (6).计算传热面积 由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面积： 考虑15%的面积裕度，则： 第三章 工艺结构设计 3.1.管径和管内流速 选用25×2.5的碳钢管，管长6m，管内流速取ui=0.5m/s。 3.2.管程数和传热管数 根据传热管的内径和流速，可以确定单程管

13、子根数： ns= 按单程计算，所需传热管的长度是：若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构，可见取传热管长l=6m，则该传热管程数为：则传热管的总根数为：3.3.平均传热温差校正及壳程数 =此时： P= R=可查得：=0.8410.8，所以，修正后的传热温度差为： = 于是，校正后的平均传热温差是40.55，壳程数为单程，管程数为2。3.4.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t=1.25d0，则 横过管束中心线的管数 3.5.壳程内径和换热管的选型汇总 采用多管程结构，取管板利用率=0.7，则壳体内径为 圆整可取D450mm33

14、.6.折流板设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。常用的有弓形折流板（图1-20）和圆盘-圆环形折流板（图1-21），弓形折流板又分为单弓形图1-20（a）、双弓形图1-20（b）、三重弓形图1-20（c）等几种形式4。单弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h为壳体公称直径Dg的15%45%，最好是20%，见图1-22（a）；在卧式冷凝器中，折流板底部开一90°的缺口，见图1-22（b）。高度为1520mm，供停工排除残液用；在某些冷凝器中需要保留一部分过冷凝液使凝液泵具有正的吸入压头，这时可采用堰的折流板，见图1-22（c）4。在大直径

15、的换热器中，如折流板的间距较大，流体绕到折流板背后接近壳体处，会有一部分液体停滞起来，形成对传热不利的“死区”。为了消除这种弊病，宜采用双弓形折流板或三弓形折流板。从传热的观点考虑，有些换热器（如冷凝器）不需要设置折流板。但为了增加换热器的刚度，防止管子振动，实际仍然需要设置一定数量的支承板，其形状与尺寸均按折流板一样来处理。折流板与支承板一般均借助于长拉杆通过焊接或定距管来保持板间的距离，其结构形式可参见图1-237。由于换热器是功用不同，以及壳程介质的流量、粘度等不同，折流板间距也不同，其系列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000m

16、m。5允许的最小折流板间距为壳体内径的20%或50mm，取其中较大值。允许的最大折流板间距与管径和壳体直径有关，当换热器内流体无相变时，其最大折流板间距不得大于壳体内径，否则流体流向就会与管子平行而不是垂直于管子，从而使传热膜系数降低。折流板外径与壳体之间的间隙越小， 壳程流体介质由此泄漏的量越少，即减少了流体的短路，使传热系数提高，但间隙过小，给制造安装带来困难，增加设备成本，故此间隙要求适宜。折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表3.1所列数据。6表3.1 折流板厚度/ mm壳体公称内径/mm相邻两折流板间距/mm300300450450600600750750200250356101

17、0400700561010127001000681012161000610121616支承板厚度一般不应小于表3.2(左)中所列数据。支承板允许不支承的最大间距可参考表3.2（右）所列数据。壳体直径/mm4004008009001200管子外径/mm19253857支承板厚度/mm6810最大间距/mm1500180025003400经选择，我们采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：h=0.25×450=112.5mm取折流板间距B=0.3D，则：B=0.3×450=150mm可取B=200mm因而查表可得7：折流板厚度为5mm，支承板厚

18、度为8mm，支承板允许不支承最大间距为1800mm。折流板数NB=折流板圆缺面水平装配。3.7.接管3.7.1.壳程流体进出口时接管 取接管内油品流速为u=1.0m/s 则接管内径为： d= 所以，取标准管的内径为57mm。3.7.2.管程流体进出口时的接管 取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径： d=· 取标准管径为108mm。3.7.3.接管最小位置 换热器设计之中，为了使换热面积得以充分利用，壳程流体进出口接管应尽量靠近两端的管板，而管箱的进出口尽量靠近管箱法兰，从而减轻设备重量。所以，壳程和管程接管的最小位置的计算就显得很必要了。1）.壳程接管位置的最小尺寸所设计的

19、为带补强圈的壳程接管，则壳程接管位置的最小尺寸L1可用如下公式计算：L1式子中：补强圈的外圈直径，mm b管板厚度，mm C补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。而且，C4S且C32,S为壳体厚度。经计算易得，壳程接管位置的最小尺寸为：120mm。2）. 管程接管位置的最小尺寸所设计的为带补强圈的管程接管，则管程接管位置的最小尺寸L2可用如下公式计算：L2式子中：补强圈的外圈直径，mm b管板厚度，mm C补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。而且，C4S且C32,S为壳体厚度。经计算易得，管程接管位置的最小尺寸为：140mm。3.8其他附件本传热器传热管外径为25mm，故拉杆直径

20、为16，拉杆数为6个。壳程入口出应设置防冲挡板。第四章 换热器核算4.1热量核算4.1.1壳程对流传热系数对圆缺形的折流板，可采用克恩公式：计算壳程当量直径，由正三角形排列可得： =0.020m壳程流通截面积： 壳程流体流速为： 雷诺准数为： 普朗特准数： 粘度校正 4.1.2管程对流传热系数 管程流通截面积: 管程流体流速： 雷诺准数为： 普朗特准数： 4.1.3传热系数K根据冷热流体的性质及温度，在(GB151-99P140-141)选取污垢热阻：污垢热阻： Rsi=0.000344m2/WRso=0.000172 m2/W还有，管壁的导热系数： =45 m2/W管壁厚度： b=0.002

21、5内外平均厚度： dm=0.0225在下面的公式中，代入以上数据，可得 4.1.4传热面积S由K计算传热面积 该换热器的实际传热面积Sp 该换热器的面积裕度为： 传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。4.2流动阻力的计算因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。 4.2.1管程流动阻力 管程压力降的计算公式为： 其中Ns=1 , Np=2 , Ft=1.4Re=5977，为湍流，传热管相对粗糙度为查流速,所以 管程流动阻力在允许范围之内。4.2.2壳程流动阻力 壳程压力降埃索法公式为： 式中 流体横过管束的压力降，Pa； 流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；

22、Ft壳程压力降的垢层校正系数，对液体Ft=1.15； Ns壳程数； （1）流体流经管束的阻力 其中 ，, F管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列，F=0.5，对正方形斜转45o排列，F=0.4，正方形排列，F=0.3; fo壳程流体的摩擦系数，当Re500时， nc横过管束中心线的管子数，对正三角形排列nc NB折流挡板数 代入数值得： （2） 流体流经折流板缺口的阻力 其中 ,， D壳径，m B折流挡板间距，m 代入数值得： （3）总阻力 经过以上的核算，我们发现，管程压力降和壳程压力降都符合要求。第五章 辅助设备的计算和选型1)储罐的选择换热器每小时冷却的煤油量为65000

23、15;103/(300×24)=9028kg而储罐只需储存半小时的冷却量即9028/2=4514kg 故储罐应选取能容纳4514kg煤油的规格2)油泵的选择140的煤油：=800/m3=2.0×10-4 PaSqv=65000×103/800×300×24=11.28 m3/h选用的管子则管内流速钢管绝对粗糙度取=0.1mm相对粗糙度/d=0.1/89=0.0012查得=0.021闸阀（全开）： le/d=9 (5个)单向阀（球式）：le/d=3500（2个）弯管: le/d=35(4个)三通：le/d=50（2个）现选取储罐与油泵之间:高度差

24、为1m 距离为1.2m油泵与换热器之间:高度差为1.8m 距离为1.5m所以储罐与换热器之间的管路长为1+1.2+1.5+1.8=5.5m管路压头损失Hf=(l+le)/d+)u2/2g=0.021(5.5/0.089+9×5+3500×2+35×4+50×2)×0.52/(2×9.81)=19.69H´=Z+Hf=0.8+119.69=20.5流量qv.2×q´v=1.2×11.28=13.5(20%的裕度)扬程H=1.5×H´=30.75（50%的裕度）查油泵规格表可知，

25、应选取型号为IS80-50-315的油泵第六章设计结果表汇参数 数据 煤油流量kg/h9027.78循环水流量/kg/h31968实际传热面积S/47.57要求过程的总传热系数/W/（）219.5总传热系数/W/（）319.49裕度38.5%管程压强降/Pa786.24壳程压强降/Pa7402.6参数 数据 壳径D/mm450壳程数1管程数Np2管子尺寸/mm管长/m6管子总数n114管子排列方法正三角形(程内) 正方形（隔板两侧）管心距/mm32折流板数39板间距/mm150弓高/mm110壳程接管管程接管参考文献1 天津大学化工原理教研室编。化工原理上、下册(第二版) M。天津:天津科技出版社,1996：125,147页2 柴诚敬。化工原理课程设计M,天津:天津科学技术出版社,2000: 265267页3 伟萍编。化工过程及设备设计M, 北京：化学工业出版社,2000：240，275页4 潘国昌。化工设备设计M, 北京：清华大学出版社.2001：54页5 娄爱娟,吴志泉,吴叙美编。化工设计, 上海：华东理工大学出版社,2002：114页6 黄璐主编。化