柴油原油换热器设计说明书

1、实用文档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：佟白文案大全齐齐哈尔大学化工原理课程设计一一柴油换热器目录1 .设计说明书32 .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33 .确定设计方案41 .选择换热器的类型42 .流程安排44 .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45 .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66 .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107 .换热器主要工艺结构尺寸和计算结果表118 .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139 .设计总结15十.主要符号说明 16十'.参考文献

3、17第22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0.0002 m2 - C/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 ° C=:、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：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）4

4、4000701100.30.4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 = WCpc(T1TO X 1.05 =44000 X 2.2 X ( 14842) X 1.05=1.13 x106kJ/h = 1.13x 106 W管程柴油的定性温度为丁 175 127T=151 C2壳程原油的定性温度为70 110t = 90 C22.2.2 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

5、柴油的物理性质。运用内插法（公式为y = yb +（ya -yb）/（ta -tb）qtavg -tb），可得壳程和管程流体的有关物性数据。原油在90 C, 1.2MPa下的有关物性数据如下:物性密度p i，.，3、 (kg/m )定压比热容CpikJ/( kg C)粘度邛(Pa s)导热系数入i-1C -1 、(W- m , C )原油8152.2-36.65 X 100.128柴油在151c的物性数据如下：物性密度po定压比热容Cpo粘度科。导热系数入o3.(kg/m )kJ/( kg c)(Pa s)(W- m-1 , C -1)柴油7152.48-30.64 X 100.133三、确定

6、设计方案3.1 选择换热器的类型由于温差较大和要便于清洗壳程污垢，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 F) (丁2 -3)_ (175-110) (127-70)224.3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

7、化工单元过程及设备课程设计P44,公式3-8 ,则估算的传热面积为Qi，品K，. ti m1.13 106250 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ui = 1m/s,用u 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按单程管计算,Vi34000 /(715 3600)_：,2di Ui4 一一2.0.785 0.021所需的传热管长度为Sdins

8、74.13.14 0.025 42=42 (根)=22.5m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 = 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 X4= 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 ,平均传热温差校正系数175 -127= 1.2110-70P= t2 T1Ti -t1110-70175-70=0.381依传热传质过程设备设计P16,公式3-13 ,温度校正系数为一 :._ R2 1 l 1 二PR _ -1.22 1t R -11

9、2 -P(1 R - . R2 1)1.2 -1ln2 -P(1 R ” R2 1),1-0.381ln= 0.921 二1.2_0.3811n 2-0.381(1+1.2-由.22 +1)2 -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=Cp XAt 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。C5.4 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

10、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，取管板利用率刀=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 Jn/. =1.05 X 32X J168/0.7 =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

11、的25%则切去的圆缺高度为h=0.25 X 600=150 mm，故可取 h=150 mm=取折流板间距 B=0.3Di ,贝U B=0.3 X 600=180 mmo折流板数 Nb=_i = 7000-i38 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,4v 4 44000/(3600 815)D=0.195(m)1 ;二u1.3.14 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,4v . 4 3400伙3600 715) .i2

12、9(m)2 :二u2:3.14 1圆整后取管内直径为 150mm六.换热器核算2.1 热量核算2.1.1 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(化工单元过程及设备课程设计P53,公式3-22 ,得ho = 0.36 Rea55 Pr1/3(3严 deMw其中：粘度校正为(9)°.14=1.05M 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 二工 24(t2do )de= 4 = 0.027 m二 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 do )=0.18 X 0.6

13、 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Vo44000/(3600 815)uo= = = 0.635 m/sSo0.023625Pouode815 M 0.635 父0.02Reo= o o e =3=1556%6.65父10普朗特准数(传热传质过程设备设计 >P26,公式1-43)Pr =Cpo'o2.2 103 6.65 1070.128=114.29因此，壳程水的传热膜系数 ho为1ho = 0 36 x 0.128 x 15560.55 x 1141.050.027=668 W/(m 2 C )6.1.2管程

14、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 = 0.023Re “Pr0'3 di其中：管程流通截面积.2 一八 .di n _2S= J=0.785 0.02421682=0.02637 m2管程空气的流速及其雷诺数分别为,= VL = 34000/(3600、715)=0.5 m/sSi0.026376Re=Pi5di0.02 0.5 71530.64 10=11172>10000普兰特准数Pr =Cpii2.48 103 0.64 10' 0=11.93,i0.133因此，管程空气的传热膜系数hi为08030 1332hi

15、 =0.023 X 11172 . X 11.93 . X "=557.3W/(m - C )0.026.1.3 污垢热阻和管壁热阻 冷却水侧的热阻 热空气侧的热阻 碳钢的导热系数6.1.4 总传热系数KRso= 0.0002m2 C W1R = 0.0002m2 C W入=50W-1-1m . °因此，依化工单元过程及设备课程设计P53,公式 3-211 , - , bd。，=F Ro + Rsihodmdo dodihidi668+ 0.0002 + 0.00005 父5- + 0.0002 x 公22.5202520 557.3解得：Ko =236 W/ (m 2 -

16、 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= KjSZxtm得:1.13 1062S = Q/( Ki t m) = 78.49 m236 61该换热器的实际传热面积Sp2Sp= ndolNT =3.14 X 0.05 X7X 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§100% =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

17、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，冷流体的平均温度tm和热流体的平均温度 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 X 175+0.6 X 125=146 Ctm=0.4 X 110+0.6 X 70=86 Chc = ho = 668 W/ (m 2 C )hh = hi = 557W/ (m 2 - C )传热管平均壁温t146 毒 t1一+ 0.0002 1+86,+0.00

18、02 1=113.6 C1/668 1/557 0.0002 0.0002557T=90 C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 换热器内流体的流动阻力(压降)6.3.1 管程流动阻力由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/m327715 0.52* =0.038 =1188.68 (pa)0.022-u2一，_ 一 _2715 0.5=3 = 268.125 (pa)2总压降：EA pi=

19、 ( pi+Ap2)Ft N. Np= ( 1188.68+268.125 =8740Pa < 9800 Pa (符合设计要求)其中，Ft为结垢校正系数，取 1.5;Z为串联壳程数，取1; N为管程数，取4。)X 1.5 X 1X 46.3.2壳程流动阻力：由化工单元过程及设备课程设计P58,公式3-51,3-52 ,流体横过管束的压降：得:,po =FfoNtc(NB =1)22其中：F=0.4fo=5.0 X 1556-0.228 =0.9358NTC =1.19N；5 =1.19 1680.5 =15.42 ICINB=38Uo=0.635 m/s po=0.4 X 0.9358

20、X 15.42 X (38+1) X (815 X 0.635 2)/2=36989 Pa pi = NB (3.5 2组)PoUoD 2= 38X (3.5总压降：o=2 0.18、2)X (815 X 0.635 )/2 = 18107Pa0.6( p1 + A p2)Fs Ns=(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a#, kg/h3400044000物性操作温度，C175/12770/110定性温度，C15190流体密度，kg/m3

21、715815定压比热容， kj/(kg.k)2.482.2黏度，pa.s30.64 父1036.65 m 10传热系数，W/(m2 )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，mm6 25M2.5管心距，mm32管长，mm7000管子排列止方形旋转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 一一2 一表面传热系数，W/ ( m C)668557.32污垢系数，m K/W0.00020.0002阻力降，Pa0.008

22、70.0633热流里,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 6t=112MPaPODi2-t-Po+C=1.6 600+1=5.8mm2 112 0.9 -1.6圆整后取8mm2.接管法兰Dg管子平焊法兰螺栓焊缝dHSDDiD2fbd重量(kg)数量直径KH1001084215180158326184.88M161563.设备法兰Dg管子平焊法兰螺栓焊缝dHSDDiD2fbd重量 (kg)数量直径KH60063098

23、4077072055041180.320M36110114.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曲间局度h1直边高度h2内表回积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.一,一。2公称压力F(m )垫片外径D600615166556.管法兰用垫片法兰公称压力Mpa介质温 度密封闻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

24、(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108X5L=1602Q235-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=

25、310JB/T4701-200 0法兰-FM600-1.01Q235-B40.811筒体DN600X8L=1401Q235-B16.812JB/T 4746-2002封头 EHA 600X51Q235-B1713GB/T14976换 热管 25X2.5,L=60001560Cr18N i93.4530.414JB/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116M

26、nR6519GB/T6170M201286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