煤油冷却器课程设计

1、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)姓名学号指导教师起止日期化工原理课程设计任务书系主任 指导教师 学生编号：227一、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：130C，出口温度：50C；2冷却介质，循环水(P为0.3MPQ进口温度28C，出口温度40C)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：34c 825kg/m3, c 7.15 10 4Pa s, cp,c 2.22kJ/(kg C)， c 0.14W/ (

2、m C)三、设计内容1. 热量衡算及初步估算换热面积；2. 冷却器的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。六、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

3、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（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 2

4、0第六章设计结果表汇 22参考文献 23化工原理课程设计之心得体会 24I第 1章 设计方案简介1.1 换热器概述换热器是化工，炼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

5、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、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

6、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。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，

7、其管板利用率较低。见图1.21 o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

8、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）30第二章工艺计算和主体设备设计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130C，出口温度50C；(2) 冷却介质：自来水，入口温度 28C,出口温度40C；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

9、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的因素，应使循环自来水走管 程，而使煤油走壳程。选用 25 X 2.5的碳钢管，管内流速取 u=0.5m/s。参考数据见 表2.1,表2.2。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10.5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/mPa. s 15001500500500100100 35351V 1最大流速/（m/s）0.60.751.11.51

10、.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：t 竺型 90 C2管程流体（硬水）的定性温度为：T匹上8 34 C2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2.3表2.3.物性数据密度/ (kg/m3)比热容/ ( kJ/kg?C)粘度/ (Pa?s)导热系数/ ( W/m?C)煤油8252.227.15 X 10-40.14水 34C)993.954.1747.27 X 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

11、24小时连续运行）, 则煤油的流量为：65000 103Wh300 24W热流体的流量，(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:9027.78Kg hkg/h ;Q=Wph(Ti-T2)=9027.78Kg/h x 2.22kJ/kg. C x ( 130-50 ) =4.45 X105W(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：130 C 50 C水：4028 CC =1603333.73KJ/h从而tm= 130-40 - 50-28130-40 In 50-28此时p=g 竺型 0.12 T1 t1130-28T

12、1 T2130-50R=7t2 t140-2848.28 C式子中：T1,T2 热流体(煤油)的进出口温度，K或C；t1, t2 冷流体(自来水)的进出口温度，K或C；可查得：t =0.84 0.8，所以，修正后的传热温度差为:tm= tm t 0.84 48.28 40.55 C(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:54.45 10Wc=C pc (t2Q38.88Kg= 4.174 10 40-28stj.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:Rei=ReidiUi i0.02 0.5 993.95136727.2

13、7 10 4PrCP i 1= i4174727 10-44.890.62i=0.023 丄(diUi yJ)04di=0.023i0.80.4(Re1) (Pr1)di0.023062 1367208 5.410.42747W/m?C0.022.壳程传热系数:假设壳程的传热系数是:2。=500W/n?C污垢热阻:si =0.000344nTc /W管壁的导热系数:=45 m2C /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320.6W/(m2 C)RsooS4.45 105K tm 320.6 40.5534.23m2考虑 15%的面积裕度

14、，则：S 1.15S39.36m2第三章 工艺结构设计3.1.管径和管内流速选用25X 2.5的碳钢管，管长6m管内流速取ui=0.5m/s32管程数和传热管数根据传热管的内径和流速，可以确定单程管子根数:n s=Vidi2Ui57所需传热管的长度是:L39.363.14 0.025 57l=6m，则该传8.8m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 热管程数为：L竺2（管程）p l 6则传热管的总根数为:NNp ns 2 57 114（根）3.3.平均传热温差校正及壳程数tm =（130 40） （50 28）4828 C,130 40In50 28此时：P=t2 t1

15、T1 t140 28130 280.12R=T2t2 t1130 5040 286.67可查得：t =0.84 0.8，所以，修正后的传热温度差为：tm= tm t 48.28 0.8440.55 C于是，校正后的平均传热温差是 40.55 C,壳程数为单程，管程数为 234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=1.25d o,贝Ut 1.25 2531.2532(mm)横过管束中心线的管数nc 1.19. N 1.19.11413(根)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n =0.7，则壳体内径为1.05

16、t1.05 32429mm尋/88888Sp /QQOQQQQO1三寸00000 -0800 0 0 0 oo Q 0000 0 0000 厂 8 000圆整可取D450mffl3.6 .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。VoooqqO / - XpQQOOQZm 1-20 弓形折流板单弓形折流板用得最多，弓形缺口的咼度h为冗体公称直径Dg的15%45%最好

17、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。图1 21画盘圆环形折流板RS I 22单弓雅护涼板在大直径的换热器中，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

18、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。图1-23折流板安我图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 1000mm 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

19、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。表3.1 折流板厚度/ mm壳体公称内 径/mm相邻两折流板间距/mm 750200250356101040070056101012700100068101216 1000610121616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/mmv 4004008009001200管子外径/mm19253857支承板厚度/mm6810

20、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 X 450=112.5mm取折流板间距B=0.3D,贝B=0.3X 450=150mm可取 B=200mm因而查表可得：折流板厚度为5mm支承板厚度为8mm支承板允许不支承最大间 距为1800mm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：亠/4V4 65000 103/(3600 24 300 825)3.14 1.0所以，取标准管的内径为57mm3.7.2管程流体进出口时的接管

21、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为带补强圈的壳程接管，则壳程接管位置的最小尺寸Li可用如下公式计算：L岸 DH (b 4) C2式子中：Dh补强圈的外圈直径，mmb管板厚度，mmC补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。而且，C4S且C三32,S 为壳体厚度。经计算易得，壳程接管位置的最小尺寸为：120

22、mm2).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 三匹(b 4) C2式子中：Dh补强圈的外圈直径，mmb管板厚度，mmC补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。而且，C4S且C三32,S 为壳体厚度。经计算易得，管程接管位置的最小尺寸为：140mm3.8其他附件本传热器传热管外径为25mm故拉杆直径为 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:deU0.55 cp 1/30.14)()()w计算壳程当量直径，由正三角形排列可得:4

23、(-2-d。)4(三 0.0322 0.785 0.0252)de24=2=0.020md03.14 0.025壳程流通截面积:SoBD(10.15 0.4 (1 t0.025)0.01313m20.032壳程流体流速为:u0qvoS0qm0S00.2315m/s雷诺准数为:Re0douo 00.025 0.23150.0007158255342普朗特准数:PrC02220 0.000715 伯 340.14粘度校正()0.14w00.36(虬)0.55(=)1/3()。14dew0.140.551/320.36534211.34630.86W /(m C)0.024.1.2管程对流传热系数i

24、080.4i 0.023 Re Prdi管程流通截面积Si0.785 0.022 1140.0179(m2)2管程流体流速：Ui8.880.218m/s0.0141 993.95雷诺准数为：0.02 0.218 99.95Re359770.725 10-普朗特准数:-44174 7.27 100.62Pri0.80.40.023 Re Prdi.23 02 597严 4加21399.96W /(m C)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：R si =0.000344mC /WR=0.000172 m2C /W还有，管壁的导

25、热系数：=45 m2C /W管壁厚度:b=0.0025内外平均厚度:d=0.0225在下面的公式中,代入以上数据，可得1 KdodoJRsiRsoididi di0.0251399.96 0.0200.0003440.0250.0200.0025 0.02545 0.02250.000171630.86319.49W /(m2 C )4.1.4传热面积S由K计算传热面积SQK tm5234.35m4.45 10319.49 40.55该换热器的实际传热面积 SpSpdoL(N nc) 3.14 0.025 6 (114 13) 47.57(m2)该换热器的面积裕度为：HS 100%847.57

26、 34.35 100% 38.5%S34.35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： Pi ( P1卩2)讥心其中 Ns=1 , Np=2 ,Ft=1.4Re=5977,为湍流，传热管相对粗糙度为 010.00520查Re关联图，可得摩擦因数 ：i 0.03W/(m2 C)流速 ui 0.497m/ s,993.95Kg /m3,所以212.6(Pa)lu26993.95 0.21820.03 -d 20.022P22993.95 0.218268.2(P

27、a)Pi ( P1P2)FtNsNP (212.6 368.2) 1.4 2c786.24(Pa) 10 Pa管程流动阻力在允许范围之内422壳程流动阻力壳程压力降埃索法公式为:P0 ( PiP2)FtNs式中Pi流体横过管束的压力降，Pa；P2 流体通过折流挡板缺口的压力降,Pa；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2RFf nM1)号F 0.5, fo 5(Re) 0.2280.7 , nc 17，Nb29, u00.2315m/sF转45排列，F=0.4，正方形排列,F=0.5，对正方形斜壳程流体的摩擦系数，当Re 500 时，f

28、o 5(Re。)0.228横过管束中心线的管子数,对正三角形排列 nc管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列,F=0.3;N b折流挡板数代入数值得:P 0.5 0.7 13 (3921) 825 23154023(Pa)(2)流体流经折流板缺口的阻力P2Nb(3.5 空)D其中B 0.20m,D 0.45m， U00.2315m/ s壳径，m 折流挡板间距,代入数值得:P2 39(3.52 0.158250.45)0-2414Pa23)总阻力P0 ( P1 P2)FtNs 7402.6 105Pa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）

29、储罐的选择换热器每小时冷却的煤油量为 65000X 103/（300 X 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 C 的煤油：p =800 kg /m3卩=2.0 X 10-4 Pa?S311.28 436000.50.089mqv=65000X 10/800 X 300 X 24=11.28 m3/hqv3600 u4选用114 4.00mm的管子则管内流速u 生 0.50m/s3600 d24Re 世 1.78 104钢管绝对粗糙度取& =0.1mm相对粗糙度& /d=0.1/89=0.00

30、12 查得入=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 管路压头损失艺 Hf=入（1+ 艺 le）/d+ Z ）u 2/2g2=0.021（5.5/0.089+9 X 5+3500X 2+35X 4+50X 2） X 0.5 /（2 X 9.81） =19.69H =/ Z+艺 Hf=0.8+119.6

31、9=20.5流量 qv=l .2 X qv=1.2 X 11.28=13.5（20% 的裕度）扬程 H=1.5X H=30.75 （50%勺裕度）查油泵规格表可知，应选取型号为 IS80-50-315 的油泵第六章设计结果表汇参数据-参数数据参数fiJ-亠一数据-参数 数据、， 煤油流里kg/h壳径 D/mm9027.78450) u l-JLi CnrtTTTTl十X 、亠旦八八循环水流量/kg/h壳程数319681壳/程数1实际传热面积S/卅管程数 NP47.572管程数INpTFF 亠、工口占厶X 厶4丄心业厶n a u l乙要求过程的总传热糸数 W (ilfC) 管子尺寸/mm219.

32、525 2.5mm管子尺寸/mm总传热系数W (iiLC)管/n319.496管长/m6裕度38.5%4 4 4管子总数n乍p 丁口 171口 rz攵114管程压强降/Pa管子排列方法786.247T 一彳行梓 /千耳l+lTTTr梓 (管 J排列方法壳程压强降/Pa正三角形(程内)正方形(隔板两侧)7402.6管心距/mm32折流板数39板间距/mm150弓高/mm110壳程接管57 3.5mm管程接管108 4mm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