化工原理换热器课程设计(1)

1、化工原理课程设计说明柴油预热原油的管壳式换热器学生班级:113150202学生姓名:余毛平曲口 学号：11315020232指导教师:白薇扬化学化工学院2016 年7 月4目录1. 设计任务书 .2. 概述.3. 设计条件及物性参数表4. 方案设计和拟定 .5. 设计计算 .116. 参考文献 .1 .设计任务书1.1设计题目用柴油预热原油的管壳式换热器2设计任务查阅文献资料，了解换热设备的相关知识，熟悉换热器设计的方法和步骤； 根据设计任务书给定的生产任务和操作条件，进行换热器工艺设计及计算； 根据换热器工艺设计及计算的结果，进行换热器结构设计；以换热器工艺设计及计算为基础，结合换热器结构设

2、计的结果，绘制换热器装配图； 编写设计说明书对整个设计工作的进行书面总结， 设计说明书应当用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想、计算过程和设计结果。1.3操作条件物料温度C质量流量kg/h比热kJ/kg. r密度kg/m3导热系数W/m.r粘度P a.s入口出口柴油170T2353202.487150.1330.64 X 10-3原油60105414162.208150.1283.0 X 10-32概述在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热 量在化工、石油、动力、制冷、食品等行业

3、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地位和作用不同，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，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。3.设计条件及物性参数表3.1操作条件原油：入口温度60r 出口温度105C 质量流量：41416 kg/h加热介质柴油：入口温度170r 出口温度T2质量流量：35320kg/h允许压降：不超过0.3 X 105Pa3.2物性参数表物料温度r质量流量kg/h比热kJ/kg. r密度kg/m3导热系数W/m.r

4、粘度P a.s入口出口柴油170T2353202.487150.133-30.64 X 10原油60105414162.208150.1283.0 X10-34.方案设计和拟订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中的浮头式换热器； 再依 据冷热流体的性质，判断其是否易结垢，来选择管程走什么，壳程走什么。在这里，柴 油走管程，原油走壳程。从手册中查得冷热流体的物性数据，如密度，比热容，导热系 数，黏度。计算出总传热系数，再计算出传热面积。根据管径管内流速，确定传热管数， 标准传热管长为6m算出传热管程，传热管总根数等等。再来就校正传热温差以及壳程 数。确定传热管排列方式和分程方

5、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，再设计壳程和管程的内径。分别对换热器的热量，管程对流 系数，传热系数，传热面积进行核算，再算出面积裕度。最后，对传热流体的流动阻力 进行计算，如果在设计范围内就能完成任务。4.1 列管式换热器种类选取根据固定管板式的特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须 是洁净不易结垢的物料。U形管式特点：结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。 管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。浮头式特点：结构复杂、造价 高，便于清洗和检修，完全消除温差应力，应用普遍。我们设计的换热器的流体是油， 易结垢，再根据可以完

6、全消除热应力原则我们选用浮头式换热器。4.2 管程与壳程的选取根据以下原则：不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，且管子也便于清洗和检修3. 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压4. 饱和蒸气宜走管间， 以便于及时排除冷凝液， 且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关 系不大5. 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。6. 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程， 且可采用多管程以增大流速。7. 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间Re(Re>100)下因流体在有折流挡板的壳程流

7、动时，由于流速和流向的不断改变，在低 即可达到湍流，以提高对流传热系数，我们选择柴油走管程，原油走壳程。4.3 流体流速的选择增加流体在换热器中的流速， 将加大对流传热系数， 减少污垢在管子表面上沉积的可能 性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速 增加，又使流体阻力增大， 动力消耗就增多。 所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。 此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子的数目减 少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一 般管长都有一定的标准； 单程变为多程使平均温度差下降。 这些也是选择流速时

8、应予考虑的问题。在本次设计中，根据表换热器常用流速的范围，取管内流速4.4 管子的规格和排列方法选择选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘 度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有© 25X 2.5mm及© 19X mm两种规格的管子。在这里，选择 © 25X 2.5mm管子。管长的 选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。 长管不便于清洗， 且易弯曲。 一般出厂的标 准钢管长为6m则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m此外，管长和壳径应相适应， 一般取 L/D 为46（对直径小的换热器可大些

9、）。在这次设计中，管长选择 4m。管子在管板上的排列方法有等边三角形、 正方形直列和正方形错列等， 等边三角形 排列的优点有 : 管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流 传热系数较高； 相同的壳径内可排列更多的管子。 正方形直列排列的优点是便于清洗列 管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合； 但其对流传热系数较正三角排列时为低。 正方形错列排列则介于上述两者之间，即对流传热系数（较直列排列的 ）可以适当地提高。管子在管板上排列的间距 （ 指相邻两根管子的中心距 ），随管子与管板的连接方法不同而异。通常，胀管法取 t=（1.31.5）d，且相邻两管外壁间距不应小于 6m

10、m即 t > (d+6)。焊接法取 t=1.25d4.5 管程和管壳数的确定1 、2、 4和6当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时， 有时会使管内流速较低， 因而对流 传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力 加大，增加动力费用； 同时多程会使平均温度差下降； 此外多程隔板使管板上可利用的 面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。根据计算，管程为6程，壳程为单程。4.6 折流挡板安装折流挡板的目的， 是为了加大壳程流体的速度， 使湍动程度加剧， 以提高壳程对流 传热系数

11、。最常用的为圆缺形挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的1040%, 般取 2025%,过高或过低都不利于传热。两相邻挡板的距离 （板间距）B为外壳内径D的（0.21）倍。系列标准中采用的 B值为：固定管板式的有150、300和600mn三种，板间 距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束， 使对流传热系数下降。这次设计选用圆缺形挡板。换热器壳体的内径应等于或稍大于（对浮头式换热器而言）管板的直径。初步设计 时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径。5.设计计算5.1确定设计方案5.1.1选择换热器的类型因为，

12、Q1 Q2 所以,qm1 CP1T1 _ qm2C P2T23532036002.48170-T241416 2.20105-603600得到 丁2 二 123.1908 C两流体温度变化情况:热流体（柴油）进口温度 170C，出口温度123.1908 C；冷流体（原油）进口温度60C,出口温度105C。该换热器用柴油预热原油，为易结垢的流体。该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。5.1.2流动空间及流速的测定为减少热损失和充分利用柴油的热量， 采用柴油走管程，原油走壳程。选用© 25X 2.5mm的碳钢管，根据表三一管内流速取u i=1.0m/s。5.2

13、确定物性数据根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。柴油的有关物性数据如下:密度 1715kg /m3定压比热容CP12.48kJ/(kg C)导热系数10.133W/(m C)3黏度 10.64 10 Pa s原油的物性数据:3密度 2815kg /m定压比热容cP2 2.20kJ /(kg C)导热系数20.128W/(m C)3黏度 23.0 10 Pa s5.3计算总传热系数tm t tm 0.91 64.091158.3229C5.3.1热流量qm1 C P1 T141416 2.20105-60 =1138.94 lo'kg/s36005.3.2平均传热温差tm

14、t2t1In-2t1170 105123.1908 60,170 105ln123.1908 6064.091TCt2 t1T1 t2105 60170 60T2 Ti0.4091 Rt2 t11701.0402105 60查图得：t 0.91 ,则确定为单壳程。5.3.3初选换热器规格，根据两流体的情况，假设K估=300W m? C ,则:S估 =113894065.0939m2K估 tm 300 58.3229由此，根据换热器系列标准选定内导流浮头式换热器(JB/T4714-92 )壳径/mm 6002公称面积/ m 64.8管子尺寸25 2.5管长/mm 4.5管子总数188管程数45.

15、3.4实际传热面积S0 n dL=188 3.14 0.025 4.5 0.164.9681m2 5.3.5若选用该型号换热器，则校核的总传热系数为:K0 為 641 300.5808w/m2?C5.4核算压力降5.4.1管程压力降Pi PPP2 FtNsNP 其中Ft=1.4,Ns=1,Np=4管程流通面积2 n2A 汙?N 4 O.02罟 0.0148m2VlUiA 3600 715 0.0148353200.9272 m/sRei104湍流込 o.。2 O.9272/15 2.07160.64 10 3取管壁粗糙度&=0.1mm则相对粗糙度di010.00520，由入-Re关系图

16、查得：入=0.032 ,PiJ u2d 22cccc 4.5715 0.92720.032 0.022212.8674PaP2715 0.92722922.0280 PaPi2212.8674 922.0280 1.4 117555.4147Pa 0.3 105巳5.4.2壳程压力降Pop1P2 FsNs,其中Fs 1.15,Ns管子排列取正方形直列，F=0.3nc 1.19s/n 1.1988 16.3165 17取折流挡板间距h 0.25 D0.25 0.60.15L 4.5Nb h 1 帀 1 29壳程流通面积A0 h D ncd00.15 0.617 0.0250.0263m2Vs41

17、416U0 A。3600 815 0.02630.5367 msRe0d0u00.025 0.5367 815 3.64533 10 33105000 2283 O.228则 f。5.0Re(05.03.64 53 1 030.77 07 所以2 2Uo815 0.53672PiFf。nic Nb 1 -0.3 0.7707 1729 113841.0039 Pa2P22U。Nb 3.5-空上 293.5 S5815 O.53672D 20.610211.9824 FaPo13841.0039 10211.9824 1.15 27660.9343Fa0.3计算表明：管程和壳程压力降都能满足题设

18、要求5.5核算总传热系数5.5.1管程对流传热系数iRei2.0716 104 湍流FriH 2.48 103 O.64 10 311.93380.133_ _ 0.8 0.40.023 Rei Fidi0 1334 0.80.023 0.133 2.0716 10 0.0211.93380.4 1170.3229 W m2 ? C5.5.2壳程对流传热系数取换热器列管之间中心距t32mm，则流体通过管间最大截面积为:hD 1 虫 0.15 0.6 t1 00.0197m20.032U041416VsA 3600 815 0.01970.7165msde4 t2 -d24 0.0322-0.02520.027m 0.025ReodeUo0.027 0.7165 81533 1035.2555 10Pr0Cp332.2 1 03 3 1 0 30.12851.56250.14壳程原油被加热,1.05，所以00.36 00.0275.2555 103°51.5625 3 1.05 742.0851 W m2? C污垢热阻参考附录，管内，外污垢热阻分别为:Rsi 4 10 4m2? C/ wRso 9 10 4 m2 ? c/w总传热系数Ko,管壁热阻可忽略时，总传热系数为