1、成績 .列管式換熱器的工藝設計說明書題 目: 列管式換熱器的工藝設計和選用 課 程 名 稱: 化工原理課程設計 專 業(yè): 化學工程與工藝 班 級: 化工B092班 學 生 姓 名: 蘇倩倩 學 號: 200901034208 指 導 教 師: 張榮光評 語：設計起止時間：2011 年12月12日至2011 年 12月23日設計題目：列管式換熱器的工藝設計和選用一、 設計條件 煉油廠用原油將柴油從175冷卻到130。柴油流量位12500kg/h；原油初溫為60，經換熱后升溫到110。換熱器的熱損失可忽略。管、殼程阻力壓降不大于30kPa。污垢熱阻均取0.0003·/W。試設計能完成上述

2、任務的列管式換換熱器。二、 設計說明書的內容1、設計題目及原始數據；2、目錄；3、概述或前言：設計方案的確定；4、工藝計算及主體設備設計；5、輔助設備的計算及選型；（主要設備尺寸、衡算結果等）；6、設計結果概要或設計結果匯總表；7、參考資料、參考文獻；8、設計總結及體會。目錄1 前言··························&#

3、183;·································3二設計條件及主要物性的確定··············

4、··························31定性溫度的確定······················

5、83;························3 2流體有關物性························

6、·························4三. 確定設計方案·······················&#

7、183;····························41 選擇換熱器的類型···················

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

9、83;·····························5四 估算傳熱面積···················

10、······························51. 傳熱器的熱負荷··················&

11、#183;····························52. 平均傳熱溫差···················

12、83;·····························53. 平均傳熱溫差校正··················

13、83;··························54. 傳熱面積估算······················

14、;···························6五 工程結構尺寸·····················&#

15、183;···························61. 管徑和管內流速····················

16、83;··························62. 管程數和傳熱管數·····················

17、83;·······················63. 傳熱管排列和分程方法························&

18、#183;················64. 殼程內徑································

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

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

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

22、183;·······································7六換熱器核算·········&

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

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

25、）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?#183;·········································8 （2）管程表面?zhèn)鳠嵯禂?#183;···&#

26、183;·····································9 （3）污垢熱阻和管壁熱阻··········

27、······························9 （4）傳熱系數K··················&#

28、183;·····························9 （5）傳熱面積裕度··················

29、83;··························10 2.換熱器內流體的流動阻力·····················

30、;···················10 （1）管程流動阻力·····························

31、;················10 （2）殼程流動阻力································

32、;·············113.壁溫核算···································

33、83;··················11七換熱器主要工藝結構尺寸和計算結果表····························&

34、#183;12八設備參數表················································

35、;·····13九設計計算結果匯總表···········································

36、;··13十設計總結··············································

37、3;········14十一.參考文獻········································&

38、#183;·············15一、前言 列管式換換熱器的應用已經有很悠久的歷史。現在，它已經被當成一種傳統(tǒng)的標準換熱器設備在很多部門中大量使用，尤其在化工、石油、能源設備等部門所使用的換熱設備中，列管式換熱器仍處于主導地位。在化工廠，換熱器的費用約占20%，在煉油廠約占35%40%。隨著我國工業(yè)的不斷發(fā)展，對能源利用、開發(fā)和節(jié)約的要求不斷提高，因而對換熱器的要求也日益加強。換熱器的設計、制造、結構改進及傳熱原理的研究也十分活躍，一些新型高效換熱器相繼問世。

39、隨著換熱器在工業(yè)生產中的地位和作用不同，換熱器的類型也多種多樣，不同換熱器各有優(yōu)缺點，性能各異。在換熱器設計中，首先應根據工藝要求選擇適用的類型，然后計算換熱所需傳熱面積，并確定換熱器的結構尺寸。完善的換熱器在設計時應滿足以下各項要求： （1）合理地實現所規(guī)定的工藝條件 傳熱量、流體的熱力學參數（溫度、壓力、流量、相態(tài)等）與物理化學性質（密度、粘度、腐蝕性等）是工藝過程所規(guī)定的條件。設計者應根據這些條件進行熱力學和流體力學的計算，經過反復計算比較，使所設計的換熱器具有盡可能小的傳熱面積，在單位時間內傳遞盡可能多的熱量。具體方法有：增大傳熱系數、提高平均溫差、妥善布置傳熱面等。 （2）安全可靠換

40、熱器是壓力容器，在進行強度、剛度、溫差應力以及疲勞壽命計算時，應遵照我國鋼制石油化工壓力容器設計規(guī)定與鋼制管殼式換熱器設計規(guī)定等有關規(guī)定與標準。這對保證設備的安全可靠起著重要的作用。（3） 有利于安裝、操作與維修（4）經濟合理評價換熱器的最終指標是：在一定的時間內（通常為一年）固定費用（設備的購置費、安裝費等）與操作費（動力費、清洗費、維修費等）的總和為最小。二、設計條件及主要物性參數2.1設計條件由設計任務書可得設計條件如下表：數參類型質量流量（標準kg/h）進口溫度（）出口溫度（）操作壓力（Mpa）設計壓力（Mpa）柴 油（管內）12500175 1301.11.2原油（管外）-60110

41、 0.30.4注：要求設計的冷卻器在規(guī)定壓力下操作安全，必須使設計壓力比最大操作壓力略大，本設計的設計壓力比最大操作壓力大0.1MPa。2.2確定主要物性數據2.2.1定性溫度的確定計算熱負荷，根據化工原理(第二版)上冊P220，公式5-32(a)，柴油給出的熱量為 Qi = qmi Cpi(T1T2) =3.875×105 W 原油的質量流量：Qo = Qi = qmo Cpo (t2t1) 3.875×105 = qmo×2.2×（11060） qmo = 12682kg/h可取流體進出口溫度的平均值。管程柴油的定性溫度為T = 殼程原油的定性溫度為

42、t = 2.2.2流體有關物性數據根據由上面兩個定性溫度數據，查閱參考書可得原油和柴油的物理性質。運用內插法可得殼程和管程流體的有關物性數據。原油在85，1.2MPa下的有關物性數據如下：物性密度o（kg/m3）定壓比熱容cpo kJ/(kg)粘度o（Pa·s）導熱系數o（W·m-1·-1）原油 8152.23×10-3 0.128 柴油在152.5的物性數據如下：物性密度i（kg/m3）定壓比熱容cpi kJ/(kg)粘度i（Pa·s）導熱系數i（W·m-1·-1）柴油715 2.480.64×10-30.133

43、三、確定設計方案3.1 選擇換熱器的類型 目前，應用較為廣泛的列管式換熱器為固定管板式換熱器和浮頭式換熱器。固定管板式換熱器的兩端和殼體連為一體，管子則固定于管板上，它的結構簡單；在相同的的殼體直徑內，排管最多，比較緊湊；由于這種結構使殼側清洗困難，所以不能用于殼程易結垢和不清潔的流體。而且當管子和殼體的壁溫差大于60和殼程壓強超過0.6Mpa時，由于補償圈過厚，難以伸縮，會失去溫差補償的作用。因而，本次設計不宜采用固定管板式。而浮頭式換熱器則針對固定管板式的缺陷做了結構上的改進。兩端管板只有一端與殼體固定，另一端則可相對于殼體作某些移動，該端稱之為浮頭。換熱管束膨脹不受殼體約束，所以殼體與管

44、束之間不會由于膨脹量的不同而產生熱應力。而且在清洗和檢修時，僅需將管束從殼體中抽出即可，所以能適用于管殼壁溫間溫差較大，或易于腐蝕和易于結垢的場合。由于本設計為油品換熱器，溫差較大和要便于清洗殼程污垢，所以采用Fe系列的浮頭式列管換熱器為宜。采用折流擋板，可使作為被冷卻的原油易形成湍流，可以提高對流表面?zhèn)鳠嵯禂担岣邆鳠嵝省?.2 流程安排柴油溫度高，走管程可減少熱損失，原油黏度較大，走殼程在較低的Re數時即可達到湍流，有利于提高其傳熱膜系數。四、估算傳熱面積4.1熱流量Q = 3.875×105 W4.2平均傳熱溫差先按照純逆流計算，根據化工原理(第二版)上冊P225，公式5-3

45、9，4.3平均傳熱溫差校正平均傳熱溫差校正系數溫度校正系數為tm= =67.5×0.94=63.5( )由于平均傳熱溫差校正系數大于0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。4.4估算傳熱面積由于管程氣體壓力較高，故可選較大的總傳熱系數。初步設定設W·m-2·-1根據化工原理(第二版)上冊P225，公式5-38，則估算的傳熱面積為 m2 五工程結構尺寸5.1管徑和管內流速選用25×2.5mm的傳熱管(碳鋼管)；由傳熱傳質過程設備設計P7表13得管殼式換熱器中常用的流速范圍的數據，可設柴油流速ui1.1m/s，用u i計算傳熱膜系數，然后進行校核。5.

46、2管程數和傳熱管數依化工單元過程及設備課程設計P62，公式3-9可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數(根)按單程管計算，所需的傳熱管長度為 m按單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。現取傳熱管長 l= 6m ，則該換熱器管程數為Np=L / l=23.5/64（管程）傳熱管總根數 n = 15×4= 60（根）單根傳熱管質量 7850×6×3.14×0.0225×0.0025=8.319kg5.3 傳熱管的排列和分程方法采用組合排列法，即每程內均按旋轉45°正四邊形排列，其優(yōu)點為管板強度高，流體走短路的機會少，且管外流體擾動較大

47、，因而對流傳熱系數較高，相同的殼程內可排列更多的管子。查熱交換器原理與設計P46，表2-3 管間距，取管間距：mm 由化工單元過程及設備課程設計P67，公式3-16，隔板中心到離其最近一排管中心距離mm取各程相鄰管的管心距為32mm。5.4 殼體內徑 殼體內徑取決于傳熱管數N、排列方式和管板利用率。采用多管程結垢，計算式如下： 其中管板利用率的值與管子排列方式及管程數有關。設計采用正方形排列，四管程，所以在0.450.65，取管板利用率=0.6，mm , 查閱化工原理（上）P275，附錄二十三：熱交換器，取Di =400mm。5.5折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，

48、則切去的圓缺高度為h=0.25×400=100 mm ，故可取h=100 mm。取折流板間距B=150 mm。取板間距H150mm，則：折流板數 塊折流板圓缺面水平裝配。5.6其他附件直徑為16mm的拉桿4根。5.7接管（1）殼程流體進出口接管 取接管內液體流速=0.5m/s, (m)圓整后取管內直徑為150mm.(2) 管程流體進出口接管 取接管內液體流速=1.1m/s, 圓整后取管內直徑為100 mm六換熱器核算6.1熱量核算6.1.1殼程表面流傳熱系數 對于圓缺形折流板，可采用克恩公式。由化工原理(第二版)上冊P241，公式5-63a得 其中：粘度校正為=1.05當量直徑，管子

49、為四邊形角形排列時，依化工單元過程及設備課程設計P72，公式3-22得m殼程流通截面積，由流體力學與傳熱P164，公式4-62，得So = BD(1)=0.15×0.4×（1）0.013 m2殼程冷卻水的流速及其雷諾數分別為uo =0.332 m/sReo2435普朗特準數（<傳熱傳質過程設備設計>P26，公式1-43）Pro =51.6因此，殼程水的傳熱膜系數ho為 =486.2W/(m2·)6.1.2管程表面流傳熱系數由流體力學與傳熱P158，公式4-52a、4-52b，得其中：管程流通截面積Si =0.0047m2 管程空氣的流速及其雷諾數分別為

50、ui =1.05m/sRei23461普蘭特準數Pri =11.93因此，管程空氣的傳熱膜系數hi為W/(m2·)6.1.3污垢熱阻和管壁熱阻l 污垢熱阻Rso、Rsi均為0.0003m2··W-16.1.4總傳熱系數K因此，依化工單元過程及設備課程設計P71，公式3-21 254W/ (m2·) 所以換熱器的安全系數為：6.1.5 傳熱面積裕度依化工單元過程及設備課程設計P75，公式3-35：QiSitm得：SiQi/(tm)24.0m2該換熱器的實際傳熱面積SpSp=3.14×0.025×6×60= 28.3m2依化工單

51、元過程及設備課程設計P76，公式3-36該換熱器的面積裕度為=17.9%6.2核算換熱器內流體的壓力降6.2.1管程壓力降 由，取管壁粗糙度，則相對粗糙為，查莫狄圖得 總壓降：<30KPa（符合設計要求)注：Ft為管程結垢校正系數量綱為一； Ns為串聯(lián)的殼程數，單殼程取1。 6.2.2殼程壓力降： 管子為轉角正方形排列，F=0.4 取折流板間距；折流擋板數；殼程流通面積；殼程流速；>500。 所以， 總壓降：（符合設計要求） 注：Fs為殼程壓強降的校正系數，對于液體取1.15。計算結果表明，管程和殼程的壓力降均能滿足設計條件。6.3 壁溫核算 因管壁很薄，且管壁熱阻很小，故管壁溫度

52、可按化工單元過程及設備課程設計P77，公式3-42計算。由于傳熱管內側污垢熱阻較大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作早期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應按最不利的操作條件考慮。因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。于是按式3-42有式中，液體的平均溫度tm和氣體的平均溫度Tm分別按化工單元過程及設備課程設計P77，公式3-44、3-45計算Tm=0.4×175+0.6×130=148tm=0.4×60+0.6×110=90 486.2 W/ (m2·) 1008.8W/ (m2·)傳熱

53、管平均壁溫=129 殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=85 殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 t=12985 =44 七.換熱器主要結構尺寸和計算結果表參數管程殼程流量，kg/h1250012682物性操作溫度，175/13060/110定性溫度，152.585流體密度，kg/m3715815定壓比熱容，kJ/(kg.K)2.482.2黏度，pa.s傳熱系數，W/（m2·）0.1330.128普朗特數11.9351.6設備結構參數形式浮頭式臺數1殼體內徑，mm400殼程數1管徑，mm管心距，mm32管長，mm6000管子排列正方形旋轉45°管數目，根60折流板數39傳

54、熱面積，28.3折流板間距，mm150管程數4材質碳鋼主要計算結果管程殼程流速，m/s1.050.332表面?zhèn)鳠嵯禂担琖/（m2·）1008.8486.2污垢系數，m2·K/W0.00030.0003阻力降，Pa2896212524熱流量，kw387.5傳熱溫差，K63.5傳熱系數，W/（m2·）254裕度17.9八、設備參數表換熱器零部件及質量統(tǒng)計于下表：序號各零部件數量單件重量/kg重量/kg1殼體（YB231-70）482.73482.732管板228.1456.283殼程接管21.012.024殼程接管法蘭2凹3.08/凸4.847.925管程接管22.074.146管程接管法蘭2凹4.36/凸5.59.867隔板2 55.1/23.4178.518封頭116.6016.609封頭法蘭117.8017.8012傳熱管603.79227.413拉桿2/29.24 / 8.7836.0414定距管L127.6815.09L227.4115折流板391.6764.916管箱123.0723.0717管箱法蘭117.8017.8018浮頭132.5132.51換熱器總重量/kg1092.679、 設計計算結果匯總表換熱