列管式换热器的应用技术毕业论文.doc

酒 泉 职 业 技 术 学 院 毕毕 业设计（论业设计（论 文）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。 摘摘 要要 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 目录目录 摘摘 要要.3 引引 言言.5 一、一、方案简介方案简介.6 二、二、方案设计方案设计.7 2.1 确定设计方案7 2.1.1 选择换热器的类型7 2.1.2 流动空间及流速的确定7 2.1.3 设计和选用的计算步骤7 2.2、确定物性数据 .8 2.3 计算总传热系数 8 2.3.1 热流量8 2.3.2 平均传热温差9 2.3.3 冷却水用量9 2.3.4 总传热系数 K9 2.4 计算传热面积10 2.5 工艺结构尺寸10 2.5.1 管径和管内流速及管长10 2.5.2 管程数和传热管数10 2.5.3 平均传热温差校正及壳程数10 2.5.4 传热管排列和分程方法11 2.5.5 壳体内径11 2.5.6 壳体内径11 2.5.7 接管12 2.6 换热器核算12 2.6.1 热量核算12 2.6.2 换热器内流体的压力降14 三三 列管式换热器的设计和选用应考虑的问题列管式换热器的设计和选用应考虑的问题.16 3.1 冷、热流体流动通道的选择16 3.2 流速的选择 .16 3.3 流动方式的选择.17 3.5 折流挡板 .18 3.5.1 流体通过换热器时阻力的计算19 3.5.2 管程阻力损失19 四、四、设计结果一览表设计结果一览表.21 五、总结五、总结.22 致致 谢谢.23 参考文献参考文献.24 主要符号说明主要符号说明.25 引引 言言 列管式换热器是一种结构坚固、可靠程度高、适应性强、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，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 1105 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 选择换热器的类型选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度 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流动空间及流速的确定 由于硝基苯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 252.5 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=1.558kJ/(kg) 导热系数 o=418.430.910-50.129 W/(m) 粘度 o=0.000979 Pas 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 Pas 2.3 计算总传热系数 2.3.1 热流量热流量 Wo=110510003002413889kg/h Qo=Wocpoto=138891.558(93-50)=930479.7 kJ/h=258.5 kW 2.3.2 平均传热温差平均传热温差 1 . 37 2750 3793 ln )2750()3793( ln t 2 1 21 t t tt m 2.3.3 冷却水用量冷却水用量 hg Q W O /k 3 . 21945 273724 . 4 930479.7 tc ipi i ）（ 2.3.4 总传热系数总传热系数 K 管程传热系数 12115 000818 . 0 3 .9945 . 002 . 0 pud i iii e R 4 . 0 i ipi8 . 0 i iii i i i c pud d 023 . 0 ）（）（ 4 . 0 3 8 . 0 618. 0 000818 . 0 104.24 12115 02 . 0 618. 0 023 . 0 ）（ ）（m/ 2 . 2618 W 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) o so m o i o i ii o 1 d bd d d d d 1 RR K 290 1 000712 . 0 0225 . 0 45 025 . 0 0025 . 0 020 . 0 025 . 0 000344 . 0 020 . 0 2 . 2618 025 . 0 1 ）（m/400W 2.4 计算传热面积 2 3 m 24.19 1 . 37400 10 5 . 285 t m K Q S 考虑 15的面积裕度，S=1.15S=1.1519.24=22.12m2 2.5 工艺结构尺寸 2.5.1 管径和管内流速及管长管径和管内流速及管长 选用 252.5 传热管(碳钢)，取管内流速 ui=0.5m/s，选用管长为 3m 2.5.2 管程数和传热管数管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 根 实 94 3025 . 0 14 . 3 12.22 ldo s A N 按单程管计算其流速为 sm W /21 . 0 4 9402 . 0 14 . 3 ) 3 . 9943600/( 3 . 21945 4 nd 3 . 9943600/ u 2 s 2 i i ）（ 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)2 21 . 0 5 . 0 u ui p N 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及壳程数 平均传热温差校正系数 43 . 2 23 56 2750 3793 R 41. 0 56 23 3793 2750 P 按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得90. 0 t 平均传热温差 39.33 1 . 3790 . 0 t tm m t 2.5.4 传热管排列和分程方法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=1.2525=31.2532(mm) 横过管束中心线的管数 根11 7 . 10941 . 1 C N 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 根，其中 4 根拉杆，则实际换热器为 98 根 2.5.5 壳体内径壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率 0.7，则壳体内径为 mm 4 . 389 7 . 0 98 3205 . 1 t05 . 1 N D 圆整可取 D400mm 2.5.6 壳体内径壳体内径 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 h0.25400100mm，故可取 h100 mm。 取折流板间距 B0.5D，则 B0.3400200mm，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 接管接管 壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u10 m/s，则接管内径为 m065 . 0 0 . 114 . 3 11543600/138894 u 4 d1 ）（ V 取标准管径为 108 mm11mm。 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 m072 . 0 5 . 114 . 3 3 . 9943600/ 3 . 219454 d2 ）（ 取 76mm6.5mm 无缝钢管。 2.6 换热器核算 2.6.1 热量核算热量核算 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 14 . 0 w 3/1 55 . 0 o e o re d 36. 0）（ PR 当量直径，由正三角形排列得 m020. 0 025. 014. 3 )025 . 0 4 032. 0 2 3 (4) 42 3 (4 2222 o o e d dt d 壳程流通截面积 m0175 . 0 032 . 0 025 . 0 14 . 02 . 0 t d 1 o o ）（）（BDS 壳程流体流速及其雷诺数分别为 4503 000979 . 0 1154191 . 0 02 . 0 e /m191 . 0 0175. 0 11543600/13889 u o o R s ）（ 普兰特准数 8 .11 129 . 0 000979. 010558 . 1 r 3 P 粘度校正 1 14 . 0 w ）（ ）（ 23/155. 0 o m/ 6 . 8661 8 . 114 .10632 02. 0 129 . 0 36 . 0 W 管程对流传热系数 4 . 08 . 0 i i i re d 023 . 0 PR 管程流通截面积 22 i m0148 . 0 2/9802. 0785 . 0 S 管程流体流速 6 . 10064 000818 . 0 3 . 994414. 002 . 0 Re s /m414 . 0 0148 . 0 3 .9943600/ 3 . 21945 u i i ）（ 普兰特准数 ） 24 . 08 . 0 i 3 /( 3 . 24026 . 5 1 . 10891 02 . 0 618 . 0 023 . 0 6 . 5 618 . 0 000818 . 0 1024 . 4 r mW P 传热系数 K ）（ 2 o so m o i o i ii o m/ 5 . 347 6 . 866 1 000712 . 0 0225 . 0 45 025. 00025 . 0 020. 0 025 . 0 000344 . 0 020 . 0 3 . 2402 025 . 0 1 1 d bd d d d d 1 W RR K 传热面积 S 2 3 m 20 1 . 37 5 . 347 10 5 . 258 t m K Q S 该换热器的实际传热面积 Sp 2 op m2 .22119806 . 0 3025 . 0 14 . 3 ld）（）（NS 该换热器的面积裕度为 %11 20 20 2 . 22 %100 p S SS H 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换热器内流体的压力降 管程流动阻力 Pi=(P1+P2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=1.5 2 u 2 u d l 2 2 2 i1 PP， 由 Re10064.6，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 ak10a 5 . 218525 . 1 6 . 255 9 . 472 a 6 . 255 2 414 . 0 3 . 994 3 a 9 . 472 2 414 . 0 3 . 994 02 . 0 3 037 . 0 i 2 2 2 1 PPP PP PP ）（ 管程压力降在允许范围之内。 壳程压力降 1, 1 2 1o FtNs FtNsPPP）（ 流体流经管束的阻力 PaP uNn f F u NnFfP oBc o o Bco 1 . 1064 2 191 . 0 1154 ) 114(116114 . 0 5 . 0 191 . 0 ,14,11 6114 . 0 6 . 100645 5 . 0 2 ) 1( 2 1 228 . 0 2 1 流体流过折流板缺口的阻力 ak10 8 . 180011 7 . 736 1 . 1064 a 7 . 736 2 191 . 0 1154 ) 4 . 0 2 . 02 5 . 3(14 2 ) 2 5 . 3( 4 . 0,2 . 0 2 ) 2 5 . 3( o 22 2 2 2 PP P u D B NP mDmB u D B NP o B o B ）（总压力降 壳程压力降也比较适宜。 三三 列管式换热器的设计和选用列管式换热器的设计和选用优化技术优化技术 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，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 Re100 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 流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从 而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至 可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。 因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表 4.7.1 及表 4.7.2 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 流速 m/s 流体种类 管程壳程 一般液体 宜结垢液体 气 体 0.50.3 1 530 0.21.5 0.5 315 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 1500 1000500 500100 1005 351 1 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4 3.3 流动方式的选择流动方式的选择 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，572.5 的无缝钢管和 252,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 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 流体通过换热器时阻力的计算流体通过换热器时阻力的计算 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 (表压) 0.1P 0.5P 5104 Pa 3.5.2 管程阻力损失管程阻力损失 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。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： 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/h21945.313889 流体密度，kg/m3994.31154 流速，m/s0.4140.191 传热量，kW258.5 总传热系数，W/m2K347.5 传热系数，W/（m2）2402.3866.6 污垢系数，m2K/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252.5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、五、对设计的评述对设计的评述 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。 致致 谢谢 在论文完成之际，我要特别感谢我的指导老师王军