管式换热器课程设计

1、成绩 .列管式换热器的工艺设计说明书题 目: 列管式换热器的工艺设计和选用 课 程 名 称: 化工原理课程设计 专 业: 化学工程与工艺 班 级: 化工B092班 学 生 姓 名: 苏倩倩 学 号: 200901034208 指 导 教 师: 张荣光评 语：设计起止时间：2011 年12月12日至2011 年 12月23日设计题目：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。柴油流量位12500kg/h；原油初温为60，经换热后升温到110。换热器的热损失可忽略。管、壳程阻力压降不大于30kPa。污垢热阻均取0.0003·/W。试设计能完成上述

2、任务的列管式换换热器。二、 设计说明书的内容1、设计题目及原始数据；2、目录；3、概述或前言：设计方案的确定；4、工艺计算及主体设备设计；5、辅助设备的计算及选型；（主要设备尺寸、衡算结果等）；6、设计结果概要或设计结果汇总表；7、参考资料、参考文献；8、设计总结及体会。目录1 前言··························&#

3、183;·································3二设计条件及主要物性的确定··············

4、··························31定性温度的确定······················

5、83;························3 2流体有关物性························

6、·························4三. 确定设计方案·······················&#

7、183;····························41 选择换热器的类型···················

8、83;·························42流程安排·······················

9、83;·····························5四 估算传热面积···················

10、······························51. 传热器的热负荷··················&

11、#183;····························52. 平均传热温差···················

12、83;·····························53. 平均传热温差校正··················

13、83;··························54. 传热面积估算······················

14、;···························6五 工程结构尺寸·····················&#

15、183;···························61. 管径和管内流速····················

16、83;··························62. 管程数和传热管数·····················

17、83;·······················63. 传热管排列和分程方法························&

18、#183;················64. 壳程内径································

19、;·····················75. 折流板···························

20、3;···························76. 其他附件·····················&#

21、183;·······························77. 接管·················&#

22、183;·······································7六换热器核算·········&

23、#183;············································8 1.热流量核算···

24、3;·················································8 （1

25、）壳程表面传热系数··········································8 （2）管程表面传热系数····&#

26、183;·····································9 （3）污垢热阻和管壁热阻··········

27、······························9 （4）传热系数K··················&#

28、183;·····························9 （5）传热面积裕度··················

29、83;··························10 2.换热器内流体的流动阻力·····················

30、;···················10 （1）管程流动阻力·····························

31、;················10 （2）壳程流动阻力································

32、;·············113.壁温核算···································

33、83;··················11七换热器主要工艺结构尺寸和计算结果表····························&

34、#183;12八设备参数表················································

35、;·····13九设计计算结果汇总表···········································

36、;··13十设计总结··············································

37、3;········14十一.参考文献········································&

38、#183;·············15一、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。

39、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

40、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。二、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：数参类型质量流量（标准kg/h）进口温度（）出口温度（）操作压力（Mpa）设计压力（Mpa）柴 油（管内）12500175 1301.11.2原油（管外）-60110

41、 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定性温度的确定计算热负荷，根据化工原理(第二版)上册P220，公式5-32(a)，柴油给出的热量为 Qi = qmi Cpi(T1T2) =3.875×105 W 原油的质量流量：Qo = Qi = qmo Cpo (t2t1) 3.875×105 = qmo×2.2×（11060） qmo = 12682kg/h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

42、t = 2.2.2流体有关物性数据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性质。运用内插法可得壳程和管程流体的有关物性数据。原油在85，1.2MPa下的有关物性数据如下：物性密度o（kg/m3）定压比热容cpo kJ/(kg)粘度o（Pa·s）导热系数o（W·m-1·-1）原油 8152.23×10-3 0.128 柴油在152.5的物性数据如下：物性密度i（kg/m3）定压比热容cpi kJ/(kg)粘度i（Pa·s）导热系数i（W·m-1·-1）柴油715 2.480.64×10-30.133

43、三、确定设计方案3.1 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

44、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。四、估算传热面积4.1热流量Q = 3.875×105 W4.2平均传热温差先按照纯逆流计算，根据化工原理(第二版)上册P225，公式5-3

45、9，4.3平均传热温差校正平均传热温差校正系数温度校正系数为tm= =67.5×0.94=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。4.4估算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W·m-2·-1根据化工原理(第二版)上册P225，公式5-38，则估算的传热面积为 m2 五工程结构尺寸5.1管径和管内流速选用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ui1.1m/s，用u i计算传热膜系数，然后进行校核。5.

46、2管程数和传热管数依化工单元过程及设备课程设计P62，公式3-9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= 6m ，则该换热器管程数为Np=L / l=23.5/64（管程）传热管总根数 n = 15×4= 60（根）单根传热管质量 7850×6×3.14×0.0225×0.0025=8.319kg5.3 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

47、，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。查热交换器原理与设计P46，表2-3 管间距，取管间距：mm 由化工单元过程及设备课程设计P67，公式3-16，隔板中心到离其最近一排管中心距离mm取各程相邻管的管心距为32mm。5.4 壳体内径 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=0.6，mm , 查阅化工原理（上）P275，附录二十三：热交换器，取Di =400mm。5.5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%，

48、则切去的圆缺高度为h=0.25×400=100 mm ，故可取h=100 mm。取折流板间距B=150 mm。取板间距H150mm，则：折流板数 块折流板圆缺面水平装配。5.6其他附件直径为16mm的拉杆4根。5.7接管（1）壳程流体进出口接管 取接管内液体流速=0.5m/s, (m)圆整后取管内直径为150mm.(2) 管程流体进出口接管 取接管内液体流速=1.1m/s, 圆整后取管内直径为100 mm六换热器核算6.1热量核算6.1.1壳程表面流传热系数 对于圆缺形折流板，可采用克恩公式。由化工原理(第二版)上册P241，公式5-63a得 其中：粘度校正为=1.05当量直径，管子

49、为四边形角形排列时，依化工单元过程及设备课程设计P72，公式3-22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)=0.15×0.4×（1）0.013 m2壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为uo =0.332 m/sReo2435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ho为 =486.2W/(m2·)6.1.2管程表面流传热系数由流体力学与传热P158，公式4-52a、4-52b，得其中：管程流通截面积Si =0.0047m2 管程空气的流速及其雷诺数分别为

50、ui =1.05m/sRei23461普兰特准数Pri =11.93因此，管程空气的传热膜系数hi为W/(m2·)6.1.3污垢热阻和管壁热阻l 污垢热阻Rso、Rsi均为0.0003m2··W-16.1.4总传热系数K因此，依化工单元过程及设备课程设计P71，公式3-21 254W/ (m2·) 所以换热器的安全系数为：6.1.5 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)24.0m2该换热器的实际传热面积SpSp=3.14×0.025×6×60= 28.3m2依化工单

51、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=17.9%6.2核算换热器内流体的压力降6.2.1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，单壳程取1。 6.2.2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：（符合设计要求） 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。6.3 壁温核算 因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度

52、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=90 486.2 W/ (m2·) 1008.8W/ (m2·)传热

53、管平均壁温=129 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=12985 =44 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/h1250012682物性操作温度，175/13060/110定性温度，152.585流体密度，kg/m3715815定压比热容，kJ/(kg.K)2.482.2黏度，pa.s传热系数，W/（m2·）0.1330.128普朗特数11.9351.6设备结构参数形式浮头式台数1壳体内径，mm400壳程数1管径，mm管心距，mm32管长，mm6000管子排列正方形旋转45°管数目，根60折流板数39传

54、热面积，28.3折流板间距，mm150管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速，m/s1.050.332表面传热系数，W/（m2·）1008.8486.2污垢系数，m2·K/W0.00030.0003阻力降，Pa2896212524热流量，kw387.5传热温差，K63.5传热系数，W/（m2·）254裕度17.9八、设备参数表换热器零部件及质量统计于下表：序号各零部件数量单件重量/kg重量/kg1壳体（YB231-70）482.73482.732管板228.1456.283壳程接管21.012.024壳程接管法兰2凹3.08/凸4.847.925管程接管22.074.146管程接管法兰2凹4.36/凸5.59.867隔板2 55.1/23.4178.518封头116.6016.609封头法兰117.8017.8012传热管603.79227.413拉杆2/29.24 / 8.7836.0414定距管L127.6815.09L227.4115折流板391.6764.916管箱123.0723.0717管箱法兰117.8017.8018浮头132.5132.51换热器总重量/kg1092.679、 设计计算结果汇总表换热