煤油冷却器的设计10w煤油终稿

1、化工原理课程设计任务书设计题目：煤油冷却器的设计学 院： 专 业： 班 级： 学 号： 姓 名： 指导老师： 二零一四年五月列管式换热器设计任务书一 设计题目：煤油冷却器的设计二 设计任务及操作条件1.处理能力：10万吨/年煤油2设备形式：列管式换热器3.操作条件（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25，出口温度45（3） 允许压强降：不大于100kPa（4） 煤油定性温度下的物性数据：密度825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s比热容2.22kJ/(kg.)，导热系数0.14W/(m.)（5） 每年按330天计，每天24小时连续运行三

2、 选择适宜的列管式换热器并进行核算3.1 传热计算3.2 管、壳程流体阻力计算3.3管板厚度计算3.4 U形膨胀节计算（浮头式换热器除外）3.5 管束振动3.6 管壳式换热器零部件结构摘要列管式换热器设计主要为了再次回顾一下大三学习的各个知识点，通过热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作，让我们明白应用所学化工知识，结合我们所掌握的相关学科知识解决实际问题。本次设计包含其管道的计算和其排列方式，壳体直径和壁厚等设计。为达到年处理量10万吨/年煤油，最后得出个人的设计方案是选用列管式换热器。这次课程设计是我们所接触的实践任务中最繁琐的、专业性最强的，所要用到的知识很多，包括机械设计基础、

3、机械制图、工程热力学、传热学、流体力学、制冷原理和换热器原理与设计等方面的知识。这些知识不是机械的相加，而是需要全面的考虑和整体布局，不止一次因为考虑不全而要重新来过；有时会不耐烦，可想想不耐烦对我没有任何益处，便及时的调整过来。最后，整体计算了四次才选定初步的换热器型号。而且，有时为了一个数据查找了好几本书，还是找不到结果的时候，是挺纳闷的，很容易让人想放弃。但有目标在，继续寻找，努力终会结果，这结果就是对努力的奖励。特别是在其他同学都还没找到而你找到，拿来跟其他同学共享，那更是一件乐事。在辛苦的同时，享受着辛苦带来收获的喜悦。关键词：结构设计 工艺计算目录一概 述11.固定管板式换热器：1

4、2填料函式换热器：13U型管式换热器：24浮头式换热器：2二设计原则3三列管式换热器的选用和设计的一般步骤4四初步设计方案51.选择换热器的类型52.管程安排53.确定物性数据54.计算相关的物理量5（1）煤油流量5(2)热负荷5（3）冷却水流量5(4)计算两流体的平均温度差6（5）计算传热面积6五工艺结构尺寸的计算61管径和管内流速62.管程数和传热管数63.传热管的排列和分程方法64.壳体内径75.折流板76.接管7六换热器核算81.热流量核算82.核算压强降103.管板厚度计算124.膨胀节计算145.零部件结构的选取14设计结果表：15表2：固定管板式换热器的基本参数15表3：常用固定

5、管板式换热器的传热系数的范围16表3：常用3流的污垢热阻18参考文献19心得体会20列管式换热器设计内容一 概 述在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称热换器。在热换器中至少需要两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体温度较低，吸收热量。在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，它们也是这些行业的通用设备，并占有十分重要的地位。随着换热器在工业生产中的作用和地位的不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在换热器中占据主导地位。列管式换热器种类

6、很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：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。通常在管外装置一系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，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，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

7、）只能用在壳壁与管壁温差低于6070和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过600kpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。2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。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。3U型管式换热器：U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。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。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。4浮头式换

8、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”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而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。其缺点为结构复杂，造价高。二 设计原则（1） 流体通道的选择 流体通道的选择可参考以下原则进行：1.不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；2.腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗；3.高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；

9、4.饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；5.被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；6.有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；7.粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re<100）下即可达到湍流，可提高对流传热系数。但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。在选择流体通道时，以上各点常常不能兼顾，在实际选择时应抓住主要矛盾。如首先要考虑流体的压力、腐蚀性和清洗等要求，然后再校核对流传热系数和阻力系数等，以便作出合理的选择。（2）流体流速的

10、选择换热器中流体流速的增加，可使对流传热系数增加，有利于减少污垢在管子表面沉积的可能性，即降低污垢热阻，使总传热系数增大。然而流速的增加又使流体流动阻力增大，动力消耗增大。因此，适宜的流体流速需通过技术经济核算来确定。充分利用系统动力设备的允许压降来提高流速是换热器设计的一个重要原则。在选择流体流速时，除了经济核算以外，还应考虑换热器结构上的要求。(3)流体两端温度的确定若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题。 (4)管径、管子排列方式和壳体直径的确定小直径管子能使单位体积的传热面积大，因而在同样体积内可布置更多的传热面。或者说，当传热面积一定时，采用小管

11、径可使管子长度缩短，增强传热，易于清洗。但是减小管径将使流动阻力增加，容易积垢。对于不清洁、易结垢或粘度较大的流体，宜采用较大的管径。因此，管径的选择要视所用材料和操作条件而定，总的趋向是采用小直径管子。    管长的选择是以合理使用管材和清洗方便为原则。国产管材的长度一般为6m，因此管壳式换热器系列标准中换热管的长度分为1.5、2、3或6m几种，常用3m或6m的规格。长管不易清洗，且易弯曲。此外，管长L与壳体D的比例应适当，一般L/D=46。    管子的排列方式有等边三角形、正方形直列和正方形错列三种。等边三角形排列比较

12、紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大；正方形直列比较松散，对流传热系数较三角形排列时低，但管外壁清洗方便，适用于壳程流体易结垢的场合；正方形错列则介于上述两者之间，对流传热系数较直列高。    换热器壳体内径应等于或稍大于管板的直径。通常是根据管径、管数、管间距及管子的排列方式用作图法确定。(5)管程和壳程数的确定当流体的流量较小而所需的传热面积较大时，需要管数很多，这可能会使流速降低，对流传热系数减小。为了提高流速，可采用多管程。但是管程数过多将导致流动阻力增大，平均温差下降，同时由于隔板占据一定面积，使管板上可利用的面积减少。设计时应综合考虑。采

13、用多管程时，一般应使各程管数大致相同。(6)折流板折流板又称折流挡板，安装折流板的目的是为了提高壳程流体的对流传热系数。其常用型式有弓形折流板、圆盘形折流板以及螺旋折流板等。常用型式为弓形折流板。折流板的形状和间距对壳程流体的流动和传热具有重要影响。(7)换热器中传热与流体流动阻力计算有关列管式换热器的传热计算可按已选定的结构型式,根据传热过程各个环节分别计算出两侧流体的对流传热热阻及导热热阻，得到总传热系数，再按公式进行换热器传热计算。列管式换热器中流动阻力计算应按壳程和管程两个方面分别进行。它与换热器的结构型式和流体特性有关，一般对特定型式换热器可按经验方程计算。三列管式换热器的选用和设计

14、的一般步骤列管式换热器的选用和设计计算步骤基本上是一致的，其基本步骤如下：1估算传热面积，初选换热器型号（1） 根据传热任务，计算传热速率；（2） 确定流体在换热器中两端的温度，并按定性温度计算流体物性；（3） 计算传热温差，并根据温差修正系数不小于0.8的原则，确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温；（4） 根据两流体的温差，确定换热器的型式；（5） 选择流体在换热器中的通道；（6） 依据总传热系数的经验值范围，估取总传热系数值；（7） 依据传热基本方程，估算传热面积，并确定换热器的基本尺寸或按系列标准选择换热器的规格；（8） 选择流体的流速，确定换热器的管程数和折流板间距。2计算管程和壳

15、程流体的流动阻力根据初选的设备规格，计算管程和壳程流体的流动阻力。检查计算结果是否合理和满足工艺要求。若不符合要求，再调整管程数或折流板间距，或选择其他型号的换热器，重新计算流动阻力，直到满足要求为止。3计算传热系数，校核传热面积计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算传热系数和所需的传热面积。一般选用换热器的实际传热面积比计算所需传热面积大10%25%，否则另设总传热系数，另选换热器，返回第一步，重新进行校核计算。    上述步骤为一般原则，可视具体情况作适当调整，对设计结果应进行分析，发现不合理处要反复计算。四初步设计方案1.选择换热器的类型

16、两流体温的变化情况：热流体进口温度130 出口温度50；冷流体进口温度25，出口温度为45。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，因此初步确定选用固定管板式换热器。2.管程安排由于水的对流传热系数一般较大，且水较易结垢，所以应使冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。3.确定物性数据因为水为低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故其定性温度为：t= =35。查表得水在35时的有关物性数据如下：密度994kg/m3，黏度 0.727×10-3Pa.s，比热容4.187kJ/(kg.)，导热系数0.626W

17、/(m.).煤油的定性温度为t= =90，查表得煤油在90时的有关物性数据如下：密度825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.22kJ/(kg.)，导热系数0.14W/(m.)。4.计算相关的物理量（1）煤油流量 =10×10000×1000/(330×24×3600)=3.507/s(2)热负荷 Q=)=3.507×2.22×1000×(13050)=622902.4 W（3）冷却水流量 = 622902.4x36004.187x103x(45-25)=26778.7 /h(4)计算两流体的平均

18、温度差 暂按单壳程、多管程进行计算。= = 而P=,R= 查表得： =0.87，所以tm =× =0.87×49.0=42.63 （5）计算传热面积 假设K=300 W/(m.)，故=622902.4300x42.63=48.706 五工艺结构尺寸的计算1管径和管内流速选用的是25×2.5mm传热管（碳钢），取管内水的流速u=0.7m/s。2.管程数和传热管数=V4di2u=26778.7(3600x994)0.785x0.022x0.734根按单程计算所需传热管的长度L=Sd0ns=73.13.14x0.025x31=30.03 m单程管计算，传热管过长，采用多

19、管程结构。取L=4.5m，则换热器的程数为 L/l=30.03/4.56.68 所以传热管总根数N=6.68×34=227 根 3.传热管的排列和分程方法 采用组合排列方法，即每程内均按正三角形排列。取管心距t=1.25，则t=1.25×25=31.2532 mm 横过管束中心的管数为 nc=1.1N=1.1x227=17 根4.壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率=0.7，则壳体内径为 D=1.05tN=1.05x322270.7t=605.1 mm可取整壳体公称直径D=610mm。5.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

20、=0.25×610=152.5mm取折流板间距B=0.4D B=0.4×610=244 mm，则可取挡板间距为300 mm。折流挡板数NB=1=4500/300-1=14 块，折流板圆缺面水平装配。6.接管 壳程流体进出口接管：取接管内煤油流速为=1.0m/s,则接管内径为： =0.090 m 取整后圆管内径可取为100mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速=1.5m/s，则接管内径为： d2=4V2u2=4x267783600x994x3.14x1.5=0.0797 m 取整后圆管内径也可取为100mm。 所以各接管处的圆管内径都可取为100mm。根据以上各数据的

21、分析，可选用G6001.077型换热器。其有关参数见下表1：壳径/mm600管子尺寸/mm25×2.5公称压强/MPa1.0管长/m4.5公称面积/77管子总数245管程数2中心管子数17壳程数1管子排列方法正三角形此换热器的实际传热面积：S0=ndl=245x3.14x0.025x(4.5-1)=67.31若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为K0=QS0tm=622902.467.31x42.63=217.08 W/(m.)六换热器核算1.热流量核算（1）壳程对流传热系数 对圆缺折流板，用克恩法计算： 当量直径，由正三角形排列得：de=0.020 m壳程流通最大截面积：S

22、o = BD(1)=0.039 壳程流体流速为： =0.164 m/s雷诺数：3785普朗特数：Pr11.34粘度校正：1所以,=526 W/(m.)（2）管程对流传热系数= 0.023 管程流体流通截面积：Si=4di2NNp=4x0.022x2454=0.019m2管程流体流速为：ui=vsi=26778.73600x994x0.017=0.44 m/s雷诺数：Rei=diui=0.02x0.44x9940.727x10-3=12031.91普朗特数：4.86所以i=0.023x0.6260.02x(12031.91)0.8x(4.86)0.4=2489.97W/(m)（3）污垢热阻 参考

23、数据表，管内、外侧污垢热阻可分别取为 m./W, m./W（4）总传热系数K 1/（）=1(1526+0.00017+0.0025x0.02545.3x0.0225+0.00034x2520+252489.97x20) 327.0 W/(m.) 由前面的计算可知，选用该型号换热器时要求过程中总传热系数为285.8 W/(m.)，在规定的流动条件下，计算出的K值为327.0 W/(m.)，因为： KK0=327.0285.1=1.15 在1.15至1.25之间，故所选择的换热器是合适的。（5）传热面积SS=QKtm=622902.4327.0x42.63=44.68m2该换热器的实际传热面积：7

24、6.7 该换热器的面积裕度为： H=Sp-SSx100=76.7-44.6844.68=71.67传热面积裕度合适，所以该换热器能够完成生产任务。2.核算压强降（1）管程压强降 pi（p1+p2）Ft NpNsp1 ，p2 分别为直管和回弯管中因摩擦阻力引起的压强降Ft结垢校正因数，量纲为1，对25×2.5mm的传热管取1.4Np 管程数，Np=4Ns串联的壳程数，Ns=1。管程流通面积为： Ai=4di2NNp=4x0.022x2454=0.0192m2 管程流体流速为：ui=vsAi=26778.73600x994x0.0192=0.3898m/s 雷诺数：Rei=diui=0.

25、02x0.3898x9940.727x10-3=10658.14（湍流）设管壁粗糙度=0.1mm,=0.005,由关系图中可查得：=0.039图一：雷诺系数Re所以：p1=0.039x4.50.02x(0.3898)22x994=662.655pap23x0.389822x994=226.55Papi（662.7+226.55）4979.79 Pa < 100 KPa因此，管程压强降在允许的范围内。（2）课程压强降 po（）Fs Ns 流体横过管束的压强降 流体通过折流板缺口的压强降 Fs壳程压强降的结垢校正因数，量纲为1，对液体可取1.15 其中，=F fo nc (NB+1)，=NB

26、（3.5） F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5 fo 壳程流体的摩擦系数，当>500时，fo5.0Re nc横过管束中心线的管子数，17根 NB折流挡板数，14块 h折流挡板间距，0.3m按壳程流通面积计算的流速，而=h（D-nc）。壳程流通截面积： =h（D-nc）=0.3x(0.6-17x0.025)=0.053 壳程流体流速为：u0=vsA0=5.261825x0.053=0.12m/s雷诺数：Re0=d0u0=0.02x0.12x8250.715x10-4=27692.3> 500fo5.0Re=5.0x27692.3-0.228=0.485所以：=

27、0.5x0.485x17x14+1x825x0.1222=367.31Pa =14x3.5-2x0.30.6x825x0.1222=207.9Pa po（367.31+207.9）=661.49 Pa < 100 KPa因此，壳程压强降在允许的范围内。 综上所述，管程和壳程压强降都能满足题设要求。3.管板厚度计算 固定管板厚度设计采用BS法。假设管板厚度b=40mm，总换热管数量 n=245。一根管壁金属横截面积为： 开孔温度削弱系数（4程）：0.6 两管板间换热管有效长度(除掉两管板厚)L取4420mm。 计算系数K： K2=1.32DibnaLb=1.32x1200100245x17

28、6.60.6x4300x100=6.49所以，K=2.55 按管板筒支考虑，依K值查化工单元过程及设备课程设计化学工业出版社：图4-45，图4-46，图4-47得：2.9，-0.65，2.8管板最大应力: 或 筒体内径截面积： =1538600 管板上管孔所占的总截面积： C=n4d02=4x245x252=120203.125mm2 系数 =A-CA=1538600-120203.12515386000.92 系数 =naA-C=245x176.61538600-120203.1250.3壳程压力： 管程压力: 当量压差Pa=Ps-P11+=6.9-0.4x1+0.3=6.38MPa 管板采

29、用16Mn锻： 换热管采用10号碳系钢： 管板管子程度校核： 管板计算厚度满足强度要求。考虑管板双面腐蚀取,实际管板厚为42mm.4. 膨胀节计算 根据化工设备机械基础中的选用标准，由GB964751997知：当公称直径为600mm，且公称压力为1.0MPa时，可以选用Q235A型的波形膨胀节，它的壁厚为4mm，单波轴向刚度为11.4KN/mm,补偿量为2.5mm。5. 零部件结构的选取由于零部件结构的计算比较麻烦，所以参照书上的数据可得相应的固定管板式换热器的有关数据：壳体壁厚为10mm，折流板厚度为5mm，数量为14，接管壁厚为4mm。椭圆形封头的曲面高度为150mm,直边高度为50mm，

30、厚度为8mm。接管法兰外径为210mm，螺栓孔位置在170mm处，突缘半径为148mm,螺栓孔直径为18mm，接管法兰厚度为18mm。拉杆的直径为12mm,需4根拉杆，而包裹在其外的定距管的直径则为25mm。鞍式支座中，底板长度为540mm,A型底板宽度为150mm，B型底板宽度为160mm，螺栓孔间距长420mm。设计结果表：表2：固定管板式换热器的基本参数参数管程壳程进、出口温度/25/45130/50压力/MPa1.01.0物性定性温度/3590密度/（kg/m3）994825定压比热容/KJ/（kgK）4.1872.22粘度/（Pas）0.7277.15×热导率（W/mK）

31、0.6260.14普朗特数4.8611.34设备结构参数形式固定管板式壳程数1壳体内径/600台数1管径/25×2.5管心距/32管长/4500管子排列正三角形排列管数目/根245折流板数/个14传热面积/76.7折流板间距/300管程数2材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s）0.440.164表面传热系数/W/（K）2489.97526污垢热阻/（K/W）0.000340.00017阻力/ KPa12.60.75热流量/KW934传热温差/K55裕度/% 71.67表3：常用固定管板式换热器的传热系数的范围热交换器形式热交换流体传热系数（W/ m2·）备注内侧外侧管

32、壳式（光管）气气1035常压气高压气170160200300bar高压气气170450200300bar气清水2070常压高压气清水200700200300bar清水清水10002000 清水水蒸气凝结20004000  高粘度液体清水100300液体层流高温液体气体30 低粘度液体清水200450液体层流水喷淋式水平管冷却器蒸汽凝结清水3501000 气清水2060常压高压气清水170350100 bar高压气清水300900200300 bar盘形管（外侧沉浸在液体中）水蒸汽凝结搅动液7002000 水蒸汽凝结沸腾液1000350

33、0 冷水搅动液9001400 不蒸汽凝结液2801400 清水清水600900 高压气搅动液100350铜管200300 bar套管式气气1035 高压气气2060200300 bar高压气高压气170450200300 bar高压气清水200600200300 bar水水17003000 螺旋板式清水清水17002200 变压器油清水350450 油油90140 气气3045 气水3560 板式换热器清水清水45006500介质流速在0.5m/s左右油清水500700蜂螺型伞板换热器

34、清水清水20003500材料为1Cr18Ni9Ti油清水300370 板翅式清水清水30004500 冷水油400600以油侧面积为准油油170350 气气70200 空气清水80200空气侧质量流速1240kg/m2·s表3：常用3流的污垢热阻流体 污垢热阻 m2·K/kW 水(速度<1m/s，t<47)   蒸馏水 0.09 海水 0.09 清净的河水 0.21 未处理的凉水塔用水 0.58 已处理的凉水塔用水 0.26 已处理的锅炉用水 0.26 硬水、井水 0.58 水蒸汽   优质不含油 0.052 劣质不含油 0.09 往复机排出 0.176 液体   处理过的盐水 0.264 有机物 0.176 燃料油 1.056 焦油 1.76 气体   空气 0.260.53 溶剂蒸汽 0.14 参考文献1 夏清，姚玉英,陈常贵主编化工原理M. 天津：天津大学出版社，2001年2 华南理工大学化工原理教研组化工过程及设备设计M. 广州：