列管式换热器的应用技术毕业论文

1、酒 泉 职 业 技 术 学 院毕 业设计（论 文）09级石油化工生产技术专业题 目：列管式换热器的应用技术毕业时间：2012年6月学生姓名：苏招太指导教师：王峻班 级：09石化2班 2011 年 6月10日酒泉职业技术学院2009届各专业毕业论文（设计）成绩评定表姓名班级专业指导教师第一次指导意见年 月 日指导教师第二次指导意见年 月 日指导教师第三次指导意见年 月 日指导教师评语及评分成绩： 签字（盖章） 年 月 日答辩小组评价意见及评分成绩： 签字（盖章） 年 月 日教学系毕业实践环节指导小组意见签字（盖章） 年 月 日学院毕业实践环节指导委员会审核意见签字（盖章） 年 月 日说明：1、以

2、上各栏必须按要求逐项填写.。2、此表附于毕业论文 (设计)封面之后。摘 要提出了在设计列管式换热器时的整体优化、简化设计的计算步骤及过程，从而可使便于计算，以获适宜或最优化设计。关键词：换热器，简化，热流量，折流挡板目录摘要3引言5一、方案简介6二、方案设计72.1 确定设计方案72.1.1 选择换热器的类型72.1.2 流动空间及流速的确定72.1.3 设计和选用的计算步骤72.2、确定物性数据82.3计算总传热系数82.3.1 热流量82.3.2 平均传热温差92.3.3 冷却水用量92.3.4 总传热系数K92.4 计算传热面积102.5 工艺结构尺寸102.5.1 管径和管内流速及管长

3、102.5.2 管程数和传热管数102.5.3 平均传热温差校正及壳程数102.5.4 传热管排列和分程方法112.5.5 壳体内径112.5.6 壳体内径112.5.7 接管122.6 换热器核算122.6.1 热量核算122.6.2 换热器内流体的压力降14三列管式换热器的设计和选用应考虑的问题163.1 冷、热流体流动通道的选择163.2流速的选择163.3 流动方式的选择173.5折流挡板183.5.1 流体通过换热器时阻力的计算193.5.2 管程阻力损失19四、设计结果一览表21五、总结22致谢23参考文献24主要符号说明25引 言列管式换热器是一种结构坚固、可靠程度高、适应性强、

4、材料范围广的换热器.因此在石油、化工生产中，尤其是高温高压等大型换热器的主要结构形式分类,在化工、石油炼制等工业生产中，换热器被广泛使用。随着化工、炼油的迅速发展，各种新型换热器不断些传统的换热器的结构也在不断改进、更新。今后换热器的发展趋势将是不断增加紧凑性、互换性，不断降料消耗提高一、方案简介本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器

5、，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。二、方案设计某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从93冷却到50。处理能力为1×105吨/年。冷却介质采用自来水，入口温度27，出口温度37。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按300天，每天24小时连续运行）2.1确定设计方案2.1.1 选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口

6、温度93，出口温度50冷流体。冷流体进口温度27，出口温度37。从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。2.1.2 流动空间及流速的确定由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/。2.1.3 设计和选用的计算步骤设有流量为去qm,h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据传

7、热速率基本方程：当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。计算热流量Q及平均传热温差tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。2.2、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。 硝基苯在71.5下的有关物性数据如下： 密度 o=1154 kg/m3定压比热容cpo

8、=1.558kJ/(kg·)导热系数 o=418.4×30.9×10-50.129 W/(m·)粘度 o=0.000979 Pa·s冷却水在32下的物性数据： 密度 i=994.3kg/m3定压比热容 cpi=4.24 kJ/(kg·)导热系数 i=0.618 W/(m·)粘度i=0.000818 Pa·s2.3计算总传热系数2.3.1 热流量Wo=1×105×1000÷300÷2413889kg/hQo=Wocpoto=13889×1.558×(93-5

9、0)=930479.7 kJ/h=258.5 kW2.3.2平均传热温差2.3.3冷却水用量2.3.4总传热系数K管程传热系数 壳程传热系数 假设壳程的传热系数o=290 W/(m2·)； 污垢热阻Rsi=0.000344 m2·/W , Rso=0.000172 m2·/W管壁的导热系数=45 W/(m·)2.4 计算传热面积考虑 15的面积裕度，S=1.15×S''=1.15×19.24=22.12m22.5 工艺结构尺寸2.5.1 管径和管内流速及管长选用25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.

10、5m/s，选用管长为3m2.5.2 管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数 按单程管计算其流速为按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。则该换热器管程数为(管程)传热管总根数 N=94(根)2.5.3 平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数 按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得平均传热温差2.5.4 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=1.25 d0，则 t=1.25×25=31.2532(mm)横过管束中心线的管数得到各程之间可排列11支管，即正六边形可排6层。则实际排管数设为102

11、根，其中4根拉杆，则实际换热器为98根2.5.5 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 圆整可取D400mm 2.5.6 壳体内径采用弓形折流板，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h0.25×400100mm，故可取h100 mm。 取折流板间距B0.5D，则B0.3×400200mm，可取B为200。 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=3000/200-1=14(块)折流板圆缺面水平装配。 2.5.7 接管壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u1.0 m/s，则接管内径为 取标准管径为108 mm×11mm

12、。 管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u1.5 m/s，则接管内径为 取76mm×6.5mm无缝钢管。2.6 换热器核算2.6.1 热量核算壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 当量直径，由正三角形排列得 壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普兰特准数 粘度校正 管程对流传热系数 管程流通截面积管程流体流速 普兰特准数传热系数K传热面积S该换热器的实际传热面积Sp该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2.6.2 换热器内流体的压力降管程流动阻力 Pi=(P1+P2)FtNsNpNs=1, Np=2, Ft=1.5由Re1006

13、4.6，传热管相对粗糙度0.01/200.005，查莫狄图得i0.037 W/m·， 流速ui0.414m/s，994 .3kg/m3，所以 管程压力降在允许范围之内。壳程压力降流体流经管束的阻力 流体流过折流板缺口的阻力 壳程压力降也比较适宜。 三 列管式换热器的设计和选用优化技术3.1 冷、热流体流动通道的选择在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，

14、而且冷凝液容易排出。流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。3.2流速的选择列出一些工业常用的流速范围，以供参考。表3-1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体宜结垢液体气 体0.

15、50.3>15300.21.5>0.5315表3-2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度最大流速 m/s>150010005005001001005351>10.60.751.11.51.82.43.3 流动方式的选择除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要

16、加以修正，具体修正方法见4.4节。3.4换热管规格和排列的选择换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用和两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有，57×2.5的无缝钢管和25×2,的耐酸不锈钢管。按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m

17、更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为46。管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。 图4.7.11 管子在管板上的排列3.5折流挡板安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有

18、重要影响。由图4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。 切除过少b.切除适当 c.切除过多图4.7.12挡板切除对流动的影响挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般挡板间距为壳体内径的0.21.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种,浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。3.5.1 流体通过换热器

19、时阻力的计算换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104105Pa范围内，对于气体则以103104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降P换热器操作压力P(Pa)允许压降P<105 (绝对压力)0105 (表压)>105 (表压)0.1P0.5P>5×104 Pa3.5.2 管程阻力损失管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力应是各程直管摩擦阻力、每程回弯阻力以及进出口阻力三项之和。而相比之下常可忽略不计

20、。因此可用下式计算管程总阻力损失：由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。3.5.3 壳程阻力损失对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：

21、式中 -壳程总阻力损失，；-流过管束的阻力损失，；-流过折流板缺口的阻力损失，；F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；管束阻力损失，基本上正比于若挡板间距减小一半，剧增8倍，而表面传热系数只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。 图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系四、设计结果一览表换热器形式：固定管板式换热面积（m2）:22.2工艺参数名称管程壳程物料名称冷却水硝基苯操作压力，Pa未知未知操作温度，27/3793/50流量，kg/h2

22、1945.313889流体密度，kg/m3994.31154流速，m/s0.4140.191传热量，kW258.5总传热系数，W/m2·K347.5传热系数，W/（m2·）2402.3866.6污垢系数，m2·K/W0.0003440.000172阻力降，Pa2185.51800.8程数21推荐使用材料碳钢碳钢管子规格25×2.5管数98管长mm:3000管间距，mm32排列方式正三角形折流板型式上下间距，mm200切口高度25%壳体内径，mm400保温层厚度，mm未知表格 1五、对设计的评述初次接触化工原理课程设计，还荒谬地以为是像其他课程一样是实验类

23、的，听课的时候也一头雾水，根本不知道该做什么，该怎么做，无从下手，只是觉得好难。有一段时间都在观望。所以自己设计的时候只能是根据老师提供的模板，用新的数据代替旧的数据，其他的公式完全照抄，花了一天时间，终于把计算部分完成了。裕度15，在合理范围内，但是，一看压力降，彻底崩溃了，12多千帕，天啊，完全不合理。再细看模板和自己的设计的时候，发现了很多问题，我的设计根本是行不同，果真用这设计的话，也是谋财害命。所以我决定重新来过。这时离交作业还有三天，做出来的裕度居然一直都在50以上，重新分析计算的过程中也出现了几次错误，由于急于求成，算出来后的结果偏离太多，检查才发现部分数据出现了错误，而且老师给

24、的模板里面也有一些错误，这样照搬下去的一些公式就除了问题了，只好静下来认真地理解和消化原有的一些公式，这样又一次重新算过。因此，有花了一天的时间在计算上。那么接下来就是画图了，由于学过机械制图，以为画图比较简单，5个小时左右可以完成，谁知道，画图更难，这主要是因为在设计的时候，没有兼顾考虑到画图，因此设计出来的管数很难安排，冥思苦想了好久，换了好多方案，查了好多资料，换了多种排列方法，还是行不通。最终，只好把管数安排成易于排列的数目，才解决了这个问题。其实，在整个过程中，虽然遇到了很多问题，也犯了不少错误，但是自己真的学到了很多东西，比如word文档公式的运用，比如如何使自己的设计更加合理，这

25、就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法，才能达到事半功倍的效果。我觉得，如何查找数据也很重要，假如自己查不到数据，接下来的工作完全没办法做，假如查的数据是错误的，那设计出来的东西也是错误的，而且很可能导致严重的后果。致 谢在论文完成之际，我要特别感谢我的指导老师王军峻老师的热情关怀和悉心指导。在我撰写论文的过程中，他倾注了大量的心血和汗水，无论是在论文的选题、构思和资料的收集方面，还是在论文的研究方法以及成文定稿方面，我都得到了老师悉心细致的教诲和无私的帮助，特别是他的睿智、对知识孜孜不倦的追求、深厚的学术素养、对教育科学研究的热爱、严谨的治学态度和治学精神，精益求精的工作风使我终生受益，深深地感染和激励着我.在此表示真诚地感谢和深深的谢意。在论文的