柴油原油换热器设计说明书(DOC)

1、化工原理课程设计柴油换热器设计说明书设计者：班级：过控 132组长：吴世杰成员：刘云杰 李亚芳 郑仕业 刁昌东 王宇学生姓名：吴世杰 日期 ：2015 年 9月 4 日指导教师：佟白齐齐哈尔大学化工原理课程设计一一柴油换热器目录一. 设计说明书3二. 设计条件及主要物性的确定31. 定性温度的确定32. 流体有关物性3三. 确定设计方案41. 选择换热器的类型42. 流程安排4四估算传热面积41. 传热器的热负荷42. 平均传热温差43. 传热面积估算4五.工程结构尺寸51. 管径和管内流速52. 管程数和传热管数53. 平均传热温差校正和壳程数54. 传热管排列和分程方法55. 壳程内径66

2、. 折流板67. 其他附件68. 接管6六换热器核算71. 热流量核算7(1) 壳程表面传热系数7(2) 管程表面传热系数7(3) 污垢热阻和管壁热阻8(4) 传热系数K8(5) 传热面积裕度82. 壁温核算93. 换热器内流体的流动阻力9(1) 管程流动阻力9(2) 壳程流动阻力10七. 换热器主要工艺结构尺寸和计算结果表11八. 设备参考数计算121. 壳体壁厚122. 接管法兰123. 设备法兰124. 封头管箱125. 设备法兰垫片(橡胶石棉板) 126. 管法兰用垫片137. 管板138. 支垫（鞍式支座）139. 设备参数总表13九. 设计总结15十.主要符号说明 16十一 .参考

3、文献17第23页共17页一、设计说明书1. 设计任务书和设计条件原油44000kg/h由70° C被加热到110° C与柴油换热，柴油流量34000kg/h，柴油入口温度175° C,出口温度127。已知两则污垢热阻为0.0002C/W,管程与壳程两则降压小于或等于0.3at ,热阻损失5%初设k=250w/ m2 G】、设计条件及主要物性参数2.1设计条件由设计任务书可得设计条件如下表:参数类型0数体积流量(标准kg/h )进口温度(C)出口温度(C)操作压力(Mpa)设计压力(Mpa柴油(管内)340001751271.11.2原油(管外)4400070110

4、0.30.4注：要求设计的冷却器在规定压力下操作安全，必须使设计压力比最大操作压力略大，本设计的设计压力比最大操作压力大0.1MPa。2.2确定主要物性数据2.2.1定性温度的确定根据流体力学(上)P177,公式(4-109 ),热流量为Qc = WZCpc(T1 TO x 1.05 =44000 X 2.2 X( 148-42)X 1.05=1.13 x 10 6kJ/h = 1.13x 106 W管程柴油的定性温度为= 151 C175 127T 二2壳程原油的定性温度为70110t90 C22.2.2流体有关物性数据运用内插法(公根据由上面两个定性温度数据，查阅参考书可得原油和柴油的物理

5、性质。式为y =yb (ya -yb)/(ta -tb) tavg -tb ),可得壳程和管程流体的有关物性数据。原油在90C, 1.2MPa下的有关物性数据如下：物性密度p i3(kg/m )定压比热容CpikJ/( kgC )粘度卩i(Pa s)导热系数入i-1 -1(W-mC )原油8152 2-36.65 X 100.128柴油在151 C的物性数据如下:物性密度p o定压比热容Cpo粘度卩o导热系数入o3(kg/m )kJ/( kgC )(Pa - s)(W-m -1 -C -1)柴油7152.4830.64 X 10-0.133、确定设计方案3.1选择换热器的类型由于温差较大和要便

6、于清洗壳程污垢，对于油品换热器，以采用Fe系列的浮头式列管换热器为宜。采用折流挡板，可使作为被冷却的原油易形成湍流，可以提高对流表面传热系数，提高传热效率。3.2流程安排柴油温度高，走管程课减少热损失，原油黏度较大，走壳程在较低的Re数时即可达到湍流，有利于提高其传热膜系数。四、估算传热面积4.1热流量Q =1.13 106W4.2平均传热温差(0 C ,1atm)=61 C(-t2)仃2 -tj_ (175-110)(127-70)2 24.3传热面积由于管程气体压力较高，故可选较大的总传热系数。初步设定设K =250 W- m2 -C根据化工单元过程及设备课程设计P44,公式3-8，则估算

7、的传热面积为Qi1.13 106Kg250 61= 74.1 m2五工程结构尺寸5.1管径和管内流速选用$ 25 X 2.5mm的传热管（碳钢管）；由传热传质过程设备设计P7表1 3得管壳式换热器中常用的流速范围的数据，可设空气流速u = 1m/s，用Ui计算传热膜系数，然后进行校核。5.2管程数和传热管数依化工单元过程及设备课程设计P46,公式3-9可依据传热管内径和流速确定单程传热管数nsVi34000 /(715 3600)di ui420.785 0.021=42 (根)按单程管计算，所需的传热管长度为74.13.14 0.025 42-22.5m按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程

8、结构。现取传热管长I = 7 m，则该换热器管程数为NP=L / l =22.5/7 4 （管程）传热管总根数N = 42 X 4= 168 （根）。5.3平均传热温差校正及壳程数依化工单元过程及设备课程设计P46,公式3-13a和3-13b ,175-127=1.2t2 _t1平均传热温差校正系数110-70t2 7T1 _t1110-70175-70=0.381依传热传质过程设备设计P16,公式3-13 ,温度校正系数为. l 1 -P.申=Jr2 十1 过n 1 -pr= M22 +1t：R -1, 2 -P(1 R - . R2 1) 仁 一1ln 2 -P(1 R i R21),1

9、- 0.381In0.921-1.2 汉 0.38J_l 2-0.381(1+1.2-J1.22 +1) ln2 -0.381(1 1.2. 1.22 1)依传热传质过程设备设计P16,公式3-14 ,平均传热差校正为 tm= ： xt m' =61 X 0.92=56.12( C )由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。5.4传热管的排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按旋转45°正四边形排列，其优点为管板强度高，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，相同的壳程内可排列更多 的管子。查化工单元过程及设备课程设计

10、P50，表3-7管间距，取管间距：t = 1.25d=1.25x25=32 mm。由化工单元过程及设备课程设计P50,公式3-16 ,隔板中心到离其最近一排管中心距离S=t/2+6=32/2+6=22 mm取各程相邻管的管心距为44mm5.5壳体内径采用多管程结构，取管板利用率n =0.7，由化工单元过程及设备课程设计P51，公式3-20，得壳体内径为D =1.05t. n/ =1.05 x 32x ,168/0.7 =520 mm ,圆整后取D =600mm。5.6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=0.25 X 600=150 mm，故可取 h

11、=150 mm。取折流板间距 B=0.3Di，贝U B=0.3 X 600=180 mmo传热管长d 7000 d “甘折流板数Nb=仁1 38块折流板间距180折流板圆缺面水平装配。5.7其他附件直径为12mm的拉杆4根。5.8接管(1)壳程流体进出口接管取接管内液体流速 u1=0.5m/s.D14 44000/(3600 815)=0.195(m)3.14 0.5圆整后取管内直径为 200mm.(2)管程流体进出口接管取接管内液体流速 u2=1m/s.D2=0.129(m)4 34000/(3600 715)3.14x1圆整后取管内直径为 150mm六换热器核算6.1热量核算6.1.1壳程

12、表面流传热系数对于圆缺形折流板，可采用克恩公式。由化工单元过程及设备课程设计P53,公式3-22，得ho = 0.36® Re0.55 Pr1/3(匕严d e卩w其中：粘度校正为(上°)0.14=1.05卩w 当量直径，管子为四边形角形排列时，依化工单元过程及设备课程设计P53,公式3-23a得2 兀 24(t2 d0 ) de=4 = 0.027 m兀do 壳程流通截面积，由化工单元过程及设备课程设计P54,公式3-25，得So = BD(1 )=0.18 X 0.6 X( 1- 0.025 )= 0.023625 m 2t0.032 壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为Vo

13、44000/(3600 815)uo=- = 0.635 m/sSo0.023625Reo= PoUode =卩o=815 °635 f°2 = 15566.65 10普朗特准数( <传热传质过程设备设计 >P26,公式1-43 )Pr = CPo» =22 103665 10' =114.290.128因此，壳程水的传热膜系数 ho为ho = 0 36x0.128x15560.55 x114U1.O50.0272 =668 W/(m )6.1.2管程表面流传热系数由化工单元过程及设备课程设计P55,公式3-22 , 3-33，得hi = 0.

14、023Re 沖严 _Ldi其中：管程流通截面积P2n2=0.785 0.022168x22=0.02637 m管程空气的流速及其雷诺数分别为Ui= VSi=34000/(3600715) = 0.5 m/s0.026376Re=11172>10000PMdi0.02 0.5 7150.64 10”普兰特准数Pr =i2.481030.6410'=11.930.133因此，管程空气的传热膜系数hi为0 133hi =0.023 X 111720.8 X 11.93 0.3 X=557.3W/(m2C )0.026.1.3污垢热阻和管壁热阻冷却水侧的热阻 FSo= 0.0002m2

15、C W热空气侧的热阻 FSi = 0.0002m2 C W-1-1碳钢的导热系数 入=50W- m C '6.1.4总传热系数K因此，依化工单元过程及设备课程设计P53,公式3-21=+ Ro+ -bdo + Rsi ho siodmd。+ _do_di hidi1668+ 0.0002 + 0.00005+ 0.0002 互22.5202520 557.3解得：Ko = 236 W/ (m 2 C )6.1.5传热面积裕度依化工单元过程及设备课程设计P56，公式3-35 : Q =tm得:S = Q/(K t m)=61.13 10236 61=78.49 m该换热器的实际传热面积

16、SpSp二二doINT =3.14 X 0.05 X 7 X 168=92.316 m依化工单元过程及设备课程设计P56,公式3-36该换热器的面积裕度为Sp - sSi100% =92.3-78.4978.49=17.6%6.2壁温核算因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按化工单元过程及设备课程设计P77,公式3-42计算。由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热 管壁温之差。但在操作早期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应 按最不利的操作条件考虑。因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是按式3-42有1/hc 1/hh Rc Rh式中，冷

17、流体的平均温度tm和热流体的平均温度设计P77,公式3-44、3-45计算Tm=0.4 X 175+0.6 X 125=146C tm=0.4 X 110+0.6 X 70=86C2hc = ho = 668 W/ (m C )hh = hi = 557W/ (m 2 C )传热管平均壁温Tm分别按化工单元过程及设备课程0.000286 丄 0.0002 =113.6 C668557146t1/668+1/557 +0.0002 +0.0002壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即 壳体壁温和传热管壁温之差为 t= 113.6 90 =23.6 C该温差不大，不需要建立温度补偿装置。6.3

18、换热器内流体的流动阻力（压降）6.3.1管程流动阻力T=90 C由Re =11172 ,传热管相对粗超度为 0.01 ,查莫狄图得' =0.038 ,流速u=0.05m/s.；-=715kg/m37715X0.52- pi =0.0381188.68 (pa)0.02 2Pru22715 0.52=268.125 (pa)总压降：刀 pi=( P1+A p2)Ft 2 Np =( 1188.68+268.125 )X 1.5 X 1X 4 =8740Pa < 9800 Pa (符合设计要求)其中，Ft为结垢校正系数，取 1.5 ;NS为串联壳程数，取1 ; N为管程数，取4。6.

19、3.2壳程流动阻力：由化工单元过程及设备课程设计流体横过管束的压降：P58,公式 3-51,3-52，得:：Po 二 FfoNtcZ1)其中：F=0.4fo=5.0 X 1556-0.228 =0.9358Ntc =1.19N；5 =1.19 1680.5 =15.42NB=38Uo=0.635 m/s' pO=0.4 X 0.9358 X 15.42 X (38+1) X (815 X 0.635 2)/2= 36989 Pa%Uo2220182=38 X( 3.5 )X (815 X 0.635 )/2 = 18107Pa0.6总压降：刀Ap o=( p1 + A p2) Fs N

20、s=(36989+18107 )X 1.15 XI=63360.4Pa其中，Fs为壳程压强降的校正系数，对于液体取1.15 ;Ns为串联的壳程数，取 1。七. 换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程流量，kg/h3400044000物性操作温度，c175/12770/110定性温度，c15190流体密度，kg/m3715815定压比热容，kj/（kg.k）2.482.2黏度，pa.s0.64 如06.65 “0出传热系数，W/ （m c）0.1330.128普朗特数11.93114.2设备结构参数形式浮头式台数1壳体内径，mm600壳程数1管径，mm025x2.5管心距，mm32管长，mm

21、7000管子排列正方形旋转45°管数目，根168折流板数38传热面积，m292.316折流板间距，mm180管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速，m/s0.50.634表面传热系数，w/（ mc）668557.32污垢系数，mK/W0.00020.0002阻力降，Pa0.00870.0633热流量，kw1130传热温差，k23.6传热系数，w/（mc）236裕度17.6八、设备参数计算1.壳体壁厚由Po= 1.6 MPa Di = 600mm对壳体与管板采用单面焊，焊接接头系数° =0.9,腐蚀裕度 C=1mm <rt=112MPaFODi2汀-巳+C=1.6 6

22、002 112 0.9-1.6+1=5.8mm圆整后取8mm2. 接管法兰Dg管子平焊法兰螺栓焊缝dHSDD1D2fbd重量(kg)数 量直径KH1001084215180158326184.88M16；563. 设备法兰Dg管子平焊法兰螺栓焊缝dHSDD1D2fbd重量(kg)数 量直径KH600630984077072055041；80.320M36：10114. 封头管箱封头：以外径为公称直径的椭圆形封头公称直径Dg曲面咼度直边高度h2内表面积F容积v (m3)600150400.4640.3965. 设备法兰垫片(橡胶石棉板)公称直径Dg |垫片内径d公称压力F(m)垫片外径D6006

23、15166556. 管法兰用垫片法兰公称压力Mpa介质温 度密封面型式垫片名称材料油品< 1.6< 200光滑式耐油橡胶 石棉垫片耐油橡 胶石棉 板7.管板管板厚度35mm，长度300mm，材料为16MnR8.支垫（鞍式支座）公称直径Dg每个支 座允许 负荷tb1LBlK1bm重量(kg)60036.81805501202604209022026.39.设备参数总表序 号图号标准名称数量材料单重（kg）总量（kg）1LNQ-001-3前瑞管箱1组合件84.52HG20592法兰PL100-1.0 RF2Q235-B2.625.243GB8163-87接管108X5 L=1602Q2

24、35-B4LNQ-001-2折流板29Q235-A7.5217.55筒体DN127X4.51Q235-B2786LNQ-001-2拉杆4Q235-B4.216.87GB/T6170螺母M1684级0.040.328LNQ-001-3法兰120II879垫片642/ 6004石棉橡胶板0.3S=310JB/T4701-2000法兰-FM600-1.01Q235-B40.811筒体DN600X8L=1401Q235-B16.812JB/T4746-2002封头 EHA600X51Q235-B1713GB/T14976换 热管 25X2.5,L=60001560Cr18Ni93.4530.414JB

25、/T4712-92支座500-S2Q235-A /Q235- B26.315JB/4701-2000法兰-FM500-1.01Q235-B29.516SYJ11-65垫片2橡胶板0.150.317LNQ-001-3防松吊耳2Q235-B0.080.1618LNQ-001-2管板116MnR6519GB/T6170螺母M201286级0.0648.220JB/T4707螺栓M20X150-A626.8级0.3320.46九、设计总结两周的化工原理课程设计即将结束，我们小组设计的是柴油原油 换热器，虽然时间不长，但我们却从中学到了很多知识。加深和巩固 了上学期所学的化工原理这虽然刚开始会感到无从下手，很多所学的知识也有些生疏。但通 过佟白老师的细心讲解，我们大家共同合作，一起讨论研究，通过一 周的翻阅资料，查找公式，设计计算，使我对换热器有了进一步的了解, 对传热的具体过程有了深刻的认识尤其是从最初的无从下手到现在 的可根据传热的不同而选择不同的换热器另外，我对于换热器的用途 也有了更多的认识。最后我们顺利的完成了整个设计。在佟白老师的细心讲解和指导下独立完成了本次课程设计，通过 这次的锻炼，为