列管式换热器课程设计

1、成 绩 华北科技学院环境工程系化工原理课程设计报告设计题目 列管式换热器的工艺设计和选用 学生姓名 张森 学 号 201101034210 指导老师 高丽花 专业班级 化工B112班 教师评语 设计时间：2013年12月9日至2013年12月20日前言 列管式换换热器的应用已经有很悠久的历史。现在，它已经被当成一种传统的标准换热器设备在很多部门中大量使用，尤其在化工、石油、能源设备等部门所使用的换热设备中，列管式换热器仍处于主导地位。在化工厂，换热器的费用约占20%，在炼油厂约占35%40%。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设

2、计、制造、结构改进及传热原理的研究也十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。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，不同换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。完善的换热器在设计时应满足以下各项要求： （1）合理地实现所规定的工艺条件 传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复计算比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。具

3、体方法有：增大传热系数、提高平均温差、妥善布置传热面等。 （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，应遵照我国钢制石油化工压力容器设计规定与钢制管壳式换热器设计规定等有关规定与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。（3） 有利于安装、操作与维修（4）经济合理评价换热器的最终指标是：在一定的时间内（通常为一年）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。设计题目：列管式换热器的工艺设计和选用一、 设计条件炼油厂用原油将柴油从175冷却到130。柴油流量为12500kg/h；原油初温为70，经换热后升温到110。换热

4、器的热损失可忽略。管、壳程阻力压降均不大于30kPa。污垢热阻均取0.0003m2/W。试设计能完成上述任务的列管式换热器。二、设计说明书的内容1、目录；2、设计题目及原始数据（任务书）；3、论述换热器总体结构（换热器型式、主要结构）的选择；4、换热器加热过程有关计算（物料衡算、热量衡算、传热面积、换热器型号、壳体直径等）；5、设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等）；6、参考文献7、图纸（1张，A3、纸打印）8、附图目 录一、确定设计方案61.1选择换热器类型61.2流径安排61.3 确定物性数据61.3.1定性温度的确定61.3.2流体有关物性数据6二、估算传热面积72.1 热负荷的计算7

5、2.2 平均传热温差72.3 估K值82.4由K值估算传热面积82.5冷流体用量8三、工艺结构尺寸93.1 管径、管长、管数93.1.1管径的选取93.1.2管长及传热管数的确定93.2 确定管子在管板上的排列方法式103.3 壳体内径的计算103.4 折流档板113.5 计算壳程流通面积及流速113.6 计算实际传热面积113.7 附件11四、换热器型号确定12 五、换热器核算135.1热量核算135.1.1壳程表面对流传热系数135.1.2管程表面对流传热系数145.1.3污垢热阻和管壁热阻155.1.4总传热系数K155.1.5 传热面积裕度155.2核算换热器内流体的压力降165.2.

6、1管程压力降165.2.2壳程压力降：165.3 壁温核算17六、结果概要19七、辅助设备计算及选型207.1壳体、管箱壳体和封头的设计217.1.1壁厚的确定217.1.2 进出口设计217.1.3、排气、排液管217.3.换热管217.3.1换热管的规格217. 3.2换热管排列方式217.3.3管程分程227.4.壳体和管板、管板与换热管的连接227.5 折流板和防冲板227.5.1折流板的形式（见附图）227.6拉杆和定距管227.6.1拉杆的尺寸和结构（附录五）227.6.2定距管22八、数据总结23参考文献24附图 一、管板 二、管排列形式 三、壳体和管板、管板和换热器的连接 四、

7、折流板和管板间距 五、拉杆及选用尺 六、六管程换热器侧视图一、确定设计方案1.1选择换热器类型两流体的温度变化情况：热流体进口温度为175，出口温度为130；冷流体进口温度为70，出口温度为110。从两流体的温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差大于50，因此初步确定选用浮头式换热器。1.2流径安排原油粘度较大走壳程，柴油粘度较小走管程。1.3 确定物性数据1.3.1定性温度的确定可取流体进出口温度的平均值。管程柴油的定性温度为T = 壳程原油的定性温度为 t = 1.3.2流体有关物性数据表1-1 物性数据（注意用三线格）物料密 度Kg/m3粘 度Pa.s比热容kJ/(kg. )导热系

8、数W/(m. )原油8153×10-32.20.128柴油7150.64×10-32.480.133二、估算传热面积2.1 热负荷的计算2.2 平均传热温差先按照纯逆流计算，根据化工原理，公式5-39，平均传热温差校正系数由R、P值，查图5-11（a）得：温度校正系数为：=0.94tm= =67.5×0.93=63.5( )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。2.3 估K值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W·m-2·-12.4由K值估算传热面积根据化工原理，则估算的传热面积为 m2

9、2.5冷流体用量原油的质量流量：Qo = Qi = qmo Cpo (t2t1) 3.875×105 = qmo×2.2×（11060） qmo = 12682kg/h三、工艺结构尺寸3.1 管径、管长、管数3.1.1管径的选取目前试行的管壳式换热器系列只采用两种管径规格的换热器。对于易结垢或不洁净的流体，可选择大管径。由于柴油是易结垢流体，因此，选用25×2.5mm的传热管(碳钢管)；由传热传质过程设备设计P7表13得管壳式换热器中常用的流速范围的数据，可设柴油流速ui0.9m/s，用u i计算传热膜系数，然后进行校核。3.1.2管长及传热管数的确定依

10、化工单元过程及设备课程设计可依据传热管内径和流速确定单程传热管数(根)按单程管计算，所需的传热管长度为 m按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长 l= 4.5m ，则该换热器管程数为：Np=L / l=25.4/4.56（管程） 传热管总根数 ：n = 18×6= 108（根）3.2 确定管子在管板上的排列方法式采用组合排列法，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。查化工原理 管间距，取管间距：mm 由化工单元过程及设备课程设计，隔板中心到离其最近

11、一排管中心距离mm取各程相邻管的管心距为32mm。3.3 壳体内径的计算 壳体内径取决于传热管数N、排列方式和管板利用率。采用多管程结垢，计算式如下： 其中管板利用率的值与管子排列方式及管程数有关。设计采用正方形排列，四管程，所以在0.450.65，取管板利用率=0.45，mm , 查阅化工原理热交换器，取Di =600mm。3.4 折流档板采用弓形折流板，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=0.25×600=150 mm ，故可取h=150 mm。取折流板间距z=150 mm。取板间距z150mm，则：折流板数 块折流板圆缺面水平装配3.5 计算壳程流通面

12、积及流速壳程流通截面积，由流体力学与传热得So = zD(1)=0.15×0.6×（1）0.0197 m2壳程原油的流速： qmo = 12682kg/h uo =0.219m/s3.6 计算实际传热面积换热器的实际传热面积Sp Sp=3.14×0.025×4.5×108= 38.2m23.7 附件拉杆数量：直径为16mm的拉杆4根。四、确定设计方案4.1 选择换热器的类型 目前，应用较为广泛的列管式换热器为固定管板式换热器和浮头式换热器。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结构简单；在相同的的壳体直径内，排管最多，比

13、较紧凑；由于这种结构使壳侧清洗困难，所以不能用于壳程易结垢和不清洁的流体。而且当管子和壳体的壁温差大于60和壳程压强超过0.6Mpa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，会失去温差补偿的作用。因而，本次设计不宜采用固定管板式。而浮头式换热器则针对固定管板式的缺陷做了结构上的改进。两端管板只有一端与壳体固定，另一端则可相对于壳体作某些移动，该端称之为浮头。换热管束膨胀不受壳体约束，所以壳体与管束之间不会由于膨胀量的不同而产生热应力。而且在清洗和检修时，仅需将管束从壳体中抽出即可，所以能适用于管壳壁温间温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合。由于本设计为油品换热器，温差较大和要便于清洗壳程污垢，所以采用Fe

14、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。4.2 流程安排柴油温度高，走管程可减少热损失，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。五、换热器核算5.1热量核算5.1.1壳程表面对流传热系数 对于圆缺形折流板，可采用克恩公式。由化工原理得 其中： 粘度校正为=1.05 当量直径，管子为正方形排列时，依化工单元过程及设备课程设计得m壳程流通截面积，由流体力学与传热P164，公式4-62，得：So = BD(1)=0.15×0.6×（1）0.0197m2壳程冷却水的流速及其雷

15、诺数分别为uo =0.219 m/sReo1597普朗特准数（<传热传质过程设备设计>P26，公式1-43）Pro =51.6因此，壳程水的传热膜系数为 =385.5W/(m2·)5.1.2管程表面对流传热系数由流体力学与传热得其中：管程流通截面积 Si=0.0057m2 管程空气的流速及其雷诺数分别为ui =0.85m/sRei18992 普朗特准数Pri =11.93因此，管程空气的传热膜系数为W/(m2·)5.1.3污垢热阻和管壁热阻l 污垢热阻Rso、Rsi均为0.0003m2··W-15.1.4总传热系数K因此，依化工单元过程及设备

16、课程设计P71，公式3-21 211W/ (m2·) 所以换热器的安全系数为：5.1.5 传热面积裕度依化工单元过程及设备课程设计P75，公式3-35：QiSitm得： SiQi/(tm)28.9m2该换热器的实际传热面积SpSp=3.14×0.025×4.5×108= 38.2m2依化工单元过程及设备课程设计P76，公式3-36该换热器的面积裕度为=32.2%5.2核算换热器内流体的压力降5.2.1管程压力降 由，取管壁粗糙度，则相对粗糙为，查莫狄图得 总压降：<30KPa（符合设计要求)注：Ft为管程结垢校正系数量纲为一； Ns为串联的壳程数，

17、单壳程取1。 5.2.2壳程压力降： 管子为转角正方形排列，F=0.4 取，折流板间距；折流挡板数；壳程流通面积；壳程流速；>500。 所以， 总压降： 注：Fs为壳程压强降的校正系数，对于液体取1.15。计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计条件。5.3 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

18、式中，液体的平均温度tm和气体的平均温度Tm分别按化工单元过程及设备课程设计P77，公式3-44、3-45计算Tm=0.4×175+0.6×130=148tm=0.4×60+0.6×110=90 385.5W/ (m2·) 852.0W/ (m2·)传热管平均壁温=129.9 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85 壳体壁温和传热管壁温之差为 t=129.985 =44.9 六、结果概要浮头式换热器（JB/T 4714-92-600-54.4-25-6I）主要结构尺寸和计算结果见下表6-1和表6-2。表6-1 浮头式换热器

19、（JB/T 4714-92-600-54.4-25-6I）主要结构尺寸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，mm管心距，mm32管长，mm4500管子排列正方形旋转45°管数目，根108折流板数29传热面积，38.2折流板间距，mm150管程数6材质碳钢表6-2浮头式换热器（JB/T 4714-92-600-54.4-25-6I）计算结果主要计算结果管程壳程流速，m/s0.850.219表面传热系数，W/（m2·）852.0385.5污垢系数，m2·K/W0.00030.0003阻力降，Pa299425053热流量，kw387.5传热温差，

20、K63.5传热系数，W/（m2·）211裕度32.2七、辅助设备计算及选型7.1壳体、管箱壳体和封头的设计 7.1.1壁厚的确定 a.壳体壁厚的确定 浮头式换热器，壳体用碳素钢，壳体的公称直径为800mm，查换热器设计手册，壳体壁厚为10mm。 b.管箱壳体厚度 浮头式换热器，壳体的公称直径为800mm，材料为16MnR，查换热器设计手册，管箱厚度为10mm。 c.封头 按JB/T 471492选择，左侧封头长度400mm，右侧为150mm。7.1.2 进出口设计 a.接管外伸长度 接管法兰面到壳体外壁的长度： 查换热器设计手册，取长度为150mm。 b.接管和筒体、管箱壳体的连接

21、接管和筒体、管箱壳体（包括封头）连接的结构类型， 采用插入式焊接结构。一般接管不得突出于壳体的内表面，本次 设计不另行补强。壳体接口内径100mm，管程接口为150mm， 壁厚10mm。7.1.3、排气、排液管 为提高传热效率，排除或回收工作残液（汽）及凝液，在壳程，管程的最高，最低点，分别设计排液，排气接管。排气。排液管接口一般不小于15mm。7.2.管板尺寸查换热器设计手册，在管程、壳程设计压力相同的情况下取b=48mm，bf=38mm，C=14.5mm，D1=930mm ， D2=855mm ， D3=797mm， D4=842mm，D5=800mm，d2=23mm， DN=800mm，

22、 7.3.换热管7.3.1换热管的规格 换热管选择碳钢制GB/T-8163，管径为。7. 3.2换热管排列方式换热管以正四边形排列，管中心距为32mm，分程隔板槽两侧相邻管中心距为44mm7.3.3管程分程 本次设计采用单壳程，六管程的分程方式。7.4.壳体和管板、管板与换热管的连接连接方式见附图7.5 折流板和防冲板7.5.1折流板的形式（见附图）采用弓形折流板，圆缺高度为壳体内径的25%，即折流板高度为600mm，折流板跨距为150mm，厚度为8mm。共计29个。7.6拉杆和定距管7.6.1拉杆的尺寸和结构（附录五） 查换热器设计手册，由换热管直径25mm，选择拉杆直径16mm，拉杆尺 寸La=20mm，Lb=60mm，b=2.0mm，拉杆数量为4。拉杆