化工原理课程设计——换热器的设计

1、中南大学化工原理课程设计说明书题目煤油冷却器的设计学院：化学化工学院班级：化工0802学号：1505080802姓名：*指导教师：邱运仁时间：2010年9月目录§一任务书 -2-1.1. 题目1.2. 任务及操作条件1.3. 列管式换热器的选择与核算§二 概 述 -3-2.1. 换热器概述2.2. 固定管板式换热器2.3. 设计背景及设计要求§三.热量设计 -5-3.1. 初选换热器的类型3.2. 管程安排（流动空间的选择）及流速确定3.3. 确定物性数据3.4. 计算总传热系数3.5. 计算传热面积§四.机械结构设计 -9-4.1. 管径和管内流速4.

2、2. 管程数和传热管数4.3. 平均传热温差校正及壳程数4.4. 壳程内径及换热管选型汇总4.4. 折流板4.6. 接管4.7. 壁厚的确定、封头4.8. 管板4.9. 换热管4.10. 分程隔板4.11拉杆4.12. 换热管与管板的连接4.13. 防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图（BI 型）4.14. 膨胀节的设定讨论§五.换热器核算 -21-5.1. 热量核算5.2. 压力降核算§六.管束振动 -25-6.1. 换热器的振动6.2. 流体诱发换热器管束振动机理6.3. 换热器管束振动的计算6.4. 振动的防止与有效利用§七 .设计结果表汇 -28-

3、67;八 .参考文献 -29-§附：化工原理课程设计之心得体会 -30-§ 一 化工原理课程设计任务书1.1题目煤油冷却器的设计1.2任务及操作条件1.2.1处理能力：40t/h煤油1.2.2设备形式：列管式换热器1.2.3操作条件(1) 煤油：入口温度 160C，出口温度 60C冷却介质：循环水，入口温度 17C，出口温度30C(3) 允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa(4) 煤油定性温度下的物性数据p=825kg/m3 ,黏度7.15X 10-4Pa.s,比热容2.2kJ/(kg. C ),导热系数0.14W/(m.C)1.3列管式换热器的选择与核

4、算1.3.1传热计算1.3.2管、壳程流体阻力计算1.3.3管板厚度计算1.3.4膨胀节计算1.3.5管束振动1.3.6管壳式换热器零部件结构§二.概述2.1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作用。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

5、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，如表 2-1所示。表2-1传热器的结构分类类型特点间管固定管 式刚性结构用于管壳温差较小的情况(一般w50C),管间不能清洗列带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合壳管U型管式管内外均能承受咼压，管内清洗及检修困难壁式填料函 式外填料函管间容易泄露，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的 介质式内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合式釜式壳体上部有个烝发空间用于再沸、烝煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器 中套管式能逆流操作，用于传热面积较小的冷却器、冷

6、凝器或预热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间 换热螺旋板式可进行严格的逆流操作， 有自洁的作用，可用做回收低 温热能伞板式结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触畜热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热 能的场合22固定管板式因设计需要，下面简单介绍一下固定管板式换热器。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

7、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，补偿圈发生弹性变形（拉伸或压缩），以适应外壳和管束的不同的热膨胀程度。这种热补偿方法简单，但不宜用于两流体 温度差太大（不大于 70C）和壳方流体压强过高（一般不高于600kPa）的场合。1-挡板2-补偿圈3-放气嘴图2.2.1固定管板式换热器的示意图2.3设计要求完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求：（1）合理地实现所规定的工艺条件：可以从：增大传热系数提高平均温差妥善 布置传热面等三个方面具体着手

8、。（2）安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国钢制石油化工压力容器设计规定和钢制管壳式换热器设计规定等有关规定与标准。（3）有利于安装操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与拆卸，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。（4）经济合理评价换热器的最终指标是：在一定时间内（通常1年内的）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费）等的总和为最小。在设计或选型时，如果 有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一标准就尤为重要了。§三热量设计3

9、4计算总传热系数3.4.2热流量以热介质煤油为计算标准算它所需要被提走的热量：Q=m siCTi-T 2)=40000x2.2x(160-60)=8800kJ/h=2444.4kw3.4.3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：160Ct 60C水：30C 17C从而,tm 二130-43=78.6In (130/43)而此时，我们有:t2-t 1P=T1-T230-17160-1713143=0.091精选文档T1-T2160-60100R=7.69t2-t130-1713式中：%"2 热流体（煤油）的进出口温度，C； 匕，t2 冷流体

10、（自来水）的进出口温度，C；R2+1R-1ln1-P1-PR2-P(1+R-R2+1)2-P(1+R+ R2+1 )7.69 2+17.69-1In 1-0.0911-0.091x7.692-0.091X(1+7.69- j'7.69 2+12-0.091X(1+7.69+7.69 2+12=0.961卩0.9符合要求则平均传热推动力：tm= tm,逆X®=0.961x78.6=755C3.4.4冷却水用量由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得:Qc=8800000/4.185x(30-17) =161750 kg /hCpc(t2 切3.1初选换热器的类型两流体的温度变化

11、情况如下：(1) 煤油：入口温度 160C，出口温度 60C；(2) 冷却介质：自来水，入口温度 17C，出口温度30C；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，故从安全方便考虑可以采用带有膨胀节的管板式换热器3.3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= (160+60)/2=110 C管程流体(水)的定性温度为：t= ( 30+17) /2=23.5 C在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和煤油)

12、的物性参数，见下表:密度 / (k /m3 )比热容 / (kJ/kg?C)粘度 / (Pa?s)导热系数/(W/m ?C)煤油8252.27.15X 10-40.14水997.34.1859.25X 10-40.6063.2管程安排(流动空间的选择)及流速确定已知两流体允许压强降分别不大于0.1MPa,40kPa两流体分别为煤油和水。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。表3-2列管式换热器内的适宜流速范围流体种类流速/ / m/s )管程壳程冷

13、却水13.50.51.5般液体(黏度不冋)0.53.00.21.5低黏油0.81.80.41.0咼黏油0.51.50.30.8由上表，我们初步选用 25X 2.5的碳钢管，则管内径 di=25-2.5X 2=20mm管内流速取Ui=1.6m/s,从管内体积流量为：v = n n X 0.022 X1.6X 36300=161750/997.3=162.6rflfh解得n=90传热面积：A=n n。L=24444.4X 103(350 X 75.5)=92.5 m2可以求得单程管长 L=92.5/3.14 X 0.025)=13.09m若选用4.5m长的管，需要4管程，则一台换热器的总管数为 4

14、X 90=360根.查化学工业出版社第三版谭天恩主编的？化工原理？附录十九，可以初步确定换热器的主要参数见下表：项目数据项目数据壳径D(DN)800mm管尺寸25mmX 2.5mm管程数Np(N)4管长4.5m管数n442管排列方式组合式排列中心排管数nc23管心距32mm管程流通面积Si0.0347m2传热面积152.7m 2注：由于是多程，故为了方便安装分程板，采用组合式排列跟方便。对表中的数据进行核算： 每程的管数 n1 =n/Np=422 - 4=110.5管程流通面积 Si =( #4) X 0.022 X110.5=0.03471 m与表中的数据0.0347m相符的很好 传热面积

15、A= noL n=3.14X 0.025X 4.5X 442= 156.2 m 稍大于表中 152.7 m，这是由于管长的一部分需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准 由于换热管是组合式排列，除在分程板两侧采用正方形排列外， 大部分地方采用的是正三角形排列，故中心排管数可以按照正三角形排列的形式计算:中心排管数 nc 1.1. n=1.1X . 442 =24 > 23阻力的计算vi流速u = 3600 =162.2=1.3m/ssi 3600x0.0347雷诺数Re=Ui p idi 1.3 997.3 0.022=28032 > 2000流动形式为湍流由闭=0.005Re=2

16、8032带入经验公式入=0.1 (闭+ 68/Re )可得入=0.03238管内的阻力损失 P =入丄(Ui2 i )/2=0.03238 X 4.5X 1.32 X 997.3- 0.02 十di2=6139.6Pa回弯阻力损失 Pr=3X (Ui2 i) /2=3 X 1.3 2 X997.3- 2=2528.2Pa则管程内总压降为：Pt=( P + Pr)FtNsNp=(6139.6+2528.2) X 1.4X 4=48539.7Pa=48.54KPa< 0.1MPa故壳程的压降满足题目中的要求2壳程取折流挡板间距为h=0.2m计算截面积 Sb =h(D- ncd0 =0.2(0

17、.8-24X 0.025)=0.04卅计算流速U0 =40000门/=0.34m/s3600 0.04 825雷诺数的计算UO°odor =0.025X 0.34X 825- (3X 1。 3)=2338Re> 500 摩擦系数 fo = 5.0/( Reo0.228)=5.O十 23380228 =0.85则折流挡板数Nb =1-1=4.5- 0.2-1=22 h管束的损失Pi=Ffonc(NB+1) (uo2 0 )=0.5X 0.85X 24X (22+1)X 825X 0.34 2 -2= 11187PaQL.Q r Q缺口损失 P2=N b(3.5-)(U02 0 )

18、/2=22 X( 3.5 一)( 825X 0.34 2)/2 D0.8=3147Pa则壳程损失 Ps=A P1 + P2=11187+3147=14334=14.3KPX 40KPa即壳程的压降也满足题意综上核算初步认为所选的换热器适用3.4.5总传热系数K总传热系数的经验值见表3-4，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值，可供设计时参考。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。表3-4总传热系数的选择管程壳程总传热系数/W/（m3C）水（流速为0.91.5m/s）水水（流速为 0.91.5m/s）582698水（流速较咼时）8141163冷水轻有机物0.5mP

19、a s467814冷水中有机物1 =0.51mPa s290698冷水重有机物1mPa s116467盐水轻有机物0.5mPa s233582有机溶剂有机溶剂1 =0.30.55mPa- s198233轻有机物卩 0.5mPa s轻有机物0.5mPa s233465中有机物=0.51mPa - s中有机物1 =0.51mPa s116349重有机物卩 1mPa s重有机物1> 1mPa s58 233水（流速为1m/s ）水烝气（有压力）冷凝23264652水水烝气（常压或负压）冷凝17453489水溶液2mPa s水蒸气冷凝11631071水溶液2mPa s水蒸气冷凝5822908有机

20、物0.5mPa s水蒸气冷凝5821193有机物1=0.51mPa - s水蒸气冷凝291582有机物1mPa s水蒸气冷凝114349水有机物蒸气及水蒸气冷凝5821163水重有机物蒸气（常压）冷凝116349水重有机物蒸气（负压）冷凝58 174水饱和有机溶剂蒸气（常压）冷凝5821163水含饱和水蒸气的氯气（v 50C）174349水SO2冷凝8141163水NH 3冷凝698930水氟里昂冷凝7561).管程传热系数:Re= 28032Pr=CpUi4.185 103 0.925 10 30.606Nui=0.80.40.80.4=0.023 Re Pr 0.023 280326.38

21、8=174.58 Ca=0.023丄(色广8(泄層diiii0.6062=N ui()=174.58X ()=5289.9W/m 2?Cdi0.022).壳程传热系数：假设壳程的传热系数是：0 =500 W/m 2? C污垢热阻：Rs=0.000344m2C /W管壁的导热系数:管壁厚度：内外平均厚度：=45 m2C /Wb=0.0025dm=0.0225Rso=0.000172 m2C /W精选文档在下面的公式中，以外管为基准，代入以上数据得:doidi虫 bdoSi di diFso0.0255289.8 0.02+0.000344X0.025 0.0025 0.025+0.020.02

22、45+0.000172+)500=320W/m 2? C3.5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:QK tm32101.2m2444.4 10320 75.5152 71012与换热器列出的传热面积A=152.7比较有一.-有近34%的裕度，从阻力损失和传152.7热面积来看所选的换热器适用。§四.机械结构设计4.1管径和管内流速换热器中最常用的管径有0 19mm x 2mm和$25mmX 2.5mm。小直径的管子可以承受更大 的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热 面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。所以，在管程结

23、垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用0 19mm x 2mm直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应 常用较大直径的管子。标准管子的长度常用的有1500mm, 2000mm, 2500mm, 3000m,4500,5000,6000m,7500mm,9000m等。换热器的换热管长度与公称直径之比一般为4 25,常用的为610选用25X 2.5的碳钢管，管长 4.5m速取ui=1.3m/s 4.2管程数和传热管数根据传热管的内径和流速，可以确定单程传热系数:压=斗 67056.7/（3600 994）仁0（根） di ui0.785 0.020.54按单程计算，所需传热管的长度是：1073.14 0.025 12011.4m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 管程数为：L 11 4Np