化工设备课件煤油冷却器设计

1、2007级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书题 目： 煤油冷却器的设计姓 名：班级学号：指导老师：同组人员 完成时间：2010年5月6日i化工原理课程设计评分细则指导老师（签名）年 月 日评阅老师（签名）评审 单元评申要素评审内涵评审等级检查 方法指导 老师 评分检阅 老师 评分设计 说明书35%格式规范是否符合规定的格式要求5-44-33-22-1格式标准内容完整设计任务书、评分标准、主要设备计算、作图、后记、参考文献、小组成员及承担任务10-88-66-44-1设计 任务书设计方柔方案是否合理及 是否有创新10-88-66-44-1计算 记录工艺计算过 程计算过程是否止确、 完整和规

2、范10-88-66-44-1计算 记录设计 图纸 30%图纸幅面、比例、标题栏、 明细栏是否规范10-88-66-44-1图囿布 置标准图囿布置标注文字、符号、代号标注 是否清晰、正确10-88-66-44-1标注 标准与设计 吻合图纸设备规格与计算结果是否吻合10-88-66-44-1比较图纸 与说明书平时 成绩20%出勤计算、上机、手工制图10-88-66-44-1现场 考察卫生 与纪律设计室是否整洁、 卫生、文明10-88-66-44-1答辩 成绩15%内谷表述答辩表述是否清楚5-44-33-22-1现场 考察内容是否全面5-44-33-22-1回答问题回答问题是否止确5-44-33-2

3、2-1总 分18说明：评定成绩分为优秀（90-100 ）,良好（80-89）,中等（70-79）,及格（60-69）和不及格（60）录（ 按 毕业论文格式要求书写）第一部分设计任务书（1）第二部分设计方案简介评述第三部分换热器设计理论计1、试算并初选换热器规格 2、核算总传热系数 ko 3、计算压强降 第四部分换热器主要结构尺1、管子的规格和排列方法 2、管程和壳程数的确定 3、外壳直径的确定 4、折流板形式的确定 5、主要附件的尺寸设计 第五部分工艺设计计算结果汇总表及其它 1、工艺设计计算结果汇总表 （页码）2、设计图 3、参考文献（页码）4、后记（页码）第一部分 设计任务书四、五、设计日

4、期六、设计评述设计题目煤油冷却器的设计设计任务1.处理能力：1,98 105吨/年煤油2. 设备形式：列管式换热器（卧式）操作条件 煤油：入口温度140 ，出口温度40 冷却介质：自来水，入口温度30，出口温度40 允许压强降：不大于105 pa 每年按 330 天计，每天24 小时连续运行设计内容设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。换热器的主要结构尺寸设计。主要辅助设备选型。绘制换热器总装配图。设计日期开始日期：2010 年 4 月 26 日结束日期：2010 年 5 月 6 号设计评述换热器是许多工业生产中常用的设备,尤其是石油、

5、化工生产应用更为广泛。在化工厂中换热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。换热器的类型很多，性能各异，个具特点，可以适应绝大多数工艺过程对换热器的要求。进行换热器的设计，首先是根据工艺要求选用适当的类型， 同时计算完成给定生产任务所需的传热面积，并确定换热器的工艺尺寸。换热器类型虽然很多，但计算传热面积所依据的传热基本原理相同，不同之处仅是在结构上需根据各自设备特点采用不同的计算方法而已。第二部分设计方案简介评述我们设计的是煤油冷却器，冷却器是许多工业生产中常用的设备。 列管式换热器的结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广。列管式换 热器有固定管板式、浮头式、u形管式和填料函式等类型。列管式换

6、热 器的形式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。由于两流体的温差大于50七，故选用带补偿圈的固定管板式换热器。这类换热器结构简单、价格低廉，但管外清洗困难，宜处理壳方流体较清洁及不易 结垢的物料。因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，故选择冷却水 走换热器的管程，煤油走壳程。第三部分换热器设计理论计算1、试算并初选换热器规格(1)、定流体通入空间两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。(2)、确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式：被冷却物质为煤油，入口温度为140c,出口温度为40；c冷却介质为自来水

7、，入口温度为30 ：c,出口温度为40 ；c煤油的定性温度：tm =(140 40)/2 =90七水的定性温度：tm =(30 40)/2 -35：:c两流体的温差：tm -tm = 90 -35 =55：c由于两流体温差大于 50c,故选用带补偿圈的固定管板式列管换热器。两流体在定性温度下的物性数据物性 流#温度c密度p kg / m3黏度nmpa s比热容cp kj/(kgc)导热系数九w/(mc)煤油908250.7152.220.14水359940.7284.1740.626(3)、计算热负荷q按管内煤油计算，即q =wncph(t j)=531.98 10 10330 24 3600

8、2.22 103 (140 -40)=1.5416 106w若忽略换热器的热损失，水的流量可由热量衡算求得，即wc =1.5416 106t=tt3 _z cp,c(t2 11)4.174m 103 m (40 30)=36.94kg/s(4)tm计算两流体的平均温度差，并确定壳程数(t 2t 2 t ntln *ti1ns21 (1 40 40).40 勰.096 c ,140-40 ln 40 -30r=32=3m=10t1 -t240 -3040 -300.091140-30由r和p查图得温度校正系数为 平占=0.85,所以 校正后的温度为；：tm = ；：tm ： = 36.4 0.8

9、5 = 33.23 c= 0.85 > 0.8,故可选用单壳程的列管式换热器。(5)、初步选择换热器规格根据管内为水，管外为有机液体，k值范围为22280710 w/(m ,c),假设 k=430w/(m c)故6_2= 107.9m2c q 1.5416 10s =k tm430 33.23140 40由于tm -tm初选固定板式换热器规格尺寸如下:外壳直径d600mm管程流通面积s 0.0364m2管数n 232管长l 6m中心距 32mm换热器的实际传热面积40 302= 55'c>50 七因此需要考虑热补偿。管排方式一一正三角形排列公称压力p 4.00mpa管程数2

10、管尺寸 4 25 x 2.5mm （不锈钢管）公称面积s 107.5 m22s0 -n-：d0(l -0.1)-232 3.14 0.025 (6 -0.1)-107.45m2采用此换热面积的换热器，则要求换热过程的总传热系数为:ko =q 1.5416 106s0 ：tm 107.5 33.232= 431.8w/（m2 c）2、核算总传热系数k(1)、计算管程对流传热系数% ,因为管中水的质量流量为 wc= 36.94kg/s,则水的体积流量为 vc =wc/ =36.94/994 = 0.03716m3/sn :,二 2232 3.1422adi = 0.020 = 0.03642mnp

11、 424prei0.02 1.021 994 0.728 10 "3ui =vc/a =0.03716/0.03642 = 1.0203m/s=2.788父104（湍流）= 4.8541 cp4.174 103 7.28 10“pri =0.626所以:：i =0.023 re0.8pr0.4（液体被加热）di0.626=0.023 m 6 乂（2.788黑 104） 8 黑4.8541= 4874.7w / （m2 尸c）0.02(2)、计算壳程对流传热系数 口。换热器中心附近管排中流体流通截面积为ao = h d 1 与)=0. 1 5 0. 6 0«w 5=)0.m0

12、 1 9 7t0. 0 32式中h折流挡板间距，取150mmt 管中心距，对于 125父2.5mm的管中心距为32mm。煤油的质量流量为 wh = 25000kg / h = 6.9444kg / s ,则煤油的体积流量为 vh wn/ / ： =6.9444/825 = 0.008417m3/s由于换热器为两壳程，所以煤油的流速为：uo -vs/ao -0.04478/ 0.0197m /s - 0.4273m/ s由于管为三角形排列，则有4（ 3t2- -：d2。）4 （ 3 0.0322 一 二 0.0252）。-二2 3.14 0.025:0.0202m煤油在壳程中流动的雷诺数为reo

13、 =deuo ： 0.0202 0.4273 82530.715 10_3= 9.952 10因为reo在2父1031父106范围内，故可采用凯恩（kern）法求算uo,即二。=0.36 re0.55 pr1/3 1dec cpj 2.22 103 0715 10pro =-0.14j3=11.34由于液体被冷却取邛卜=0.95,所以二。=0.36rede（3）、确定污垢热阻rsi =3.44 10/ m2 c/w（自来水）rso =1.7179 10“m2 c/w（煤油）（4）、计算总传热系数 k。（管壁热阻可忽略时，总传热系数k。为：）k0：o1dednrs.飞可udi 二 idi1乂4

14、0.0251.7179 103.44 108420.022.= 488.8w/（m c）0.0254874.7 0.02选用该换热器时，要求过程的总传热系数为431.8 w/（m2尸c）,在传热任务所规定的°55pr1/3 中0.36父 0.14 父（9.952 父103）0.55 父11.341/3 x0.95 =842w/（m2，七）-0.0202户c）,所选择的换热器的安全系数为:流动条件下，计算出的k0 =488.8 w/（m2488.8 -431.8-100% =13.2%431.8则该换热器传热面积的裕度符合要求。3、计算压强降(1)、计算管程压强降% . ：pi =(

15、rp2)ftnpns前已算出：ui =1.021m/srei =2.788 103(湍流)取不锈钢管壁的粗糙度 君=0.1mm ,则£ = 01 = 0.005di 20由摩擦系数图查得 =0.034所以l :ui26r = 、 =0.034 di 20.02994 1.0212 =5284.55pa_ 22叱=3 994 1.021 =1554.28pa对于 <f25x2.5mm 的管子，有 ft =1.4，且np = 2,ns =1“ ：pik rp2)ftnpns -(5284.55 1554.28) 1.4 2 1 =1.915 104 pa(2)、计算壳程压强降po

16、=(lrp2)fsns由于 fs -1.15, ns -1;u2所以 p =ff°nc(nb 1) o2管子为正三角形排列，则取f=0.5n =1.1 n =1.1232 =16.75c折流挡板间距h = 0.15m折流板数 nb =l-1 =-6- -1 =39 h 0.15ao =h( d-ncdo)= 0. 1 5 (0. 6 1 6. 7 5 =0. 02 5)吊0. 027 1 93uo=0.3093m/svs _ 0.00841m s ao - 0.02719m2= 8.922 1030.025 03093 8250.715 10“fo =5re0.228 =5 父(8.

17、922父103)。228 =0.6284所以：u2= ff0nc(nb 1)o =0.5 0.6284 16.75 (39 1)22825 0.30932 二 8307.4 pa22h ： uo2 0.15 p2'=nb(3.5)- =39 (3.5 )d 20.62825 0.3093 =4617.1paj po =( p1p2)fsns = (8307.4 4617.1) 1.15 = 1.417 104pa从上面计算可知，zapo、£api < 105,该换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，故所选换热器合适。第四部分 换热器主要结构尺寸一、管子的规格和排列方法

18、考虑到流体的流速，选用425m2.5mm规格的管子。我国换热器系列中，固 定管板式多采用正三角形排列，它的优点有：管板的强度高；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；相同壳程内可排列更多 的管 子。所以选择正三角形排列。、管程和壳程数的确定管程数m可按下式计算，即u m =u'式中 u 管程内流体白适宜速度，m/s;u '单管程时管内流体的实际速度，m/s。取 u=1.5m/s （参考化工原理上册） 水的流量为 wc = 36.94kg/s ,对于4 25x 2.5mm的管子,u'=wcd2 n4=0.51m/ s36.94994 314 0.

19、022 232求得m1.00 m s0.51 m s= 1.964所以选用2管程。在单壳程中，由 r和p查得温度校正系数为 平白=0.85大于0.8,所以采用单壳程。三、外壳直径的确定初步设计中可用下式计算壳体的内径，即d = t（ n -1） 2b式中d -壳体内径，m;t -管中心距，m;nc-横穿管束中心线上的管数；b'-管束中心线上最外层管的中心到壳体内壁的距离，一般取b'= （1-1.5 ） d0, m。其中t=0.032m（参考化工原理上册）,nc=16（上已计算）,b'取1.5贝u d =0.025 （16-1） 2 1.5 0.025 =0.555m =

20、555mm;按照此方法计算得到的壳内径应圆整，标准尺寸如下表：/mm325400,500, 600, 700800,900,10001100, 1200最小壁厚/mm8101214所以取d =600mm。四、折流板形式的确定折流挡板的主要作用是引导壳程流体反复的改变方向做错流流动，以加大壳程流体流速和湍动速度，致使壳程对流传热系数提高。选择水平圆缺形折流板，切去的弓形高度为外壳内径的25.0% （圆缺率的范围一般为 15%45%）,即为：600m15.0% = 90.0mm。折流板的间距，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50mm。折流板间距

21、取h=150mm。折流板的最大无支撑间距如表所示：换热管外径（mm）141619253238取人兀支撑间距（mm）110013001500185022002500折流板的厚度可由下表得出：(参考文献：化工设备设计手册 朱有庭，曲 文海主编)公称直径dn (mm)换热管无支撑跨距<3003006006009009001200120015001500折流板的最小厚度(mm)<4003458101040070045610101270090056810121690015006810121616所以取值为12mm五、主要附件的尺寸设计(1)、封头封头有方形和圆形两种，方形用于直径小(一般小于

22、400mm)的壳体，圆形用于大直径的壳体。壳径为 600mm,选用圆形封。(2)、缓冲挡板它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。(3)、放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔， 以排除不凝气体和冷凝液等。(4)、接管换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即式中vs 流体的体积流量，m3/su流体在接管中的流速，m/s。流速u的经验值可取为对流体u=1.52m/s速u=1.5m/s,自来水进出口接管的内径取液体流4 0.03716 二 1.5=177.6mm煤油进出口接管的内径,4vs4 0. 0 0841j/ _d = 8 4.

23、mm.-：u ,二 1. 5(5)、彳贸管为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流斑焊接以便固定。假管通常是每隔34排换热管安置1根。(6)、拉杆和定距管为了使折流板能牢固地保持在一定的位置上，通常采用拉杆和定距管。所选择的拉杆直径为12mm,拉杆数量为4,定距管*25*2.5mm (参考文献化工设备手册曲文海 主编)、月彭胀节膨胀节又称补偿圈。膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体的温差低于700c且壳方的流体压强不高于 600kpa的情况。换热器的膨胀节一般分为带衬筒的膨胀节和不

24、带衬筒的膨胀节。根据换热器壳侧介质的不同，使用的膨胀节就不同，通常为了减小膨胀节对介质的流动阻力，常用带衬筒的膨胀节。衬筒应在顺介质流动的方向侧与壳焊接。对于卧式换热器，膨胀节底部应采用带螺塞结构， 这样便于排液。第五部分工艺设计计算结果汇总表工艺设计计算结果汇总表煤油流量kg/h25000自来水流量/kg/h132984实际传热面积s/ m2107.5要求过程的总/专热系数/w/ (itfc)431.8总传热系数/w/ (mw)488.8安全系数/%13.2管程压强降/pa41.91510壳程压强降/pa.一 一 41.417710 1230参数'* ->握一壳径d/mm600

25、公称压强/mp4.00公称面积s/ m2107.5管程数np2管子尺寸/mm4 25x2.5管长/m6管子总数n232管子排列方法正三角形管心距/mm32折流板数49板间距/mm150弓高/mm75拉杆直径/mm12拉杆数量4参考文献1 化工原理 （上册）修订版. 夏清 陈常贵 主编 . 天津 : 天津大学出版 ,20052 化工设备设计手册 . 潘国昌、郭庆丰主编 . 北京 : 清华大学出版社 ,19883 化工流体流动与传热 . 张国亮 主编 . 北京 : 化学工业出版社,19924 化工工艺制图 . 周大军 揭嘉 主编 . 北京 : 化学工业出版社,20035 中国石化集团上海工程有限公司编 . 化工工艺设计手册（第三版） . 北京 : 化学工业出版社,19876 柴诚敬 王军 张缨 编 . 化工原理课程设计 . 天津 : 天津科学技术出版社,20057 化工工艺算图手册 . 刘光启 马连湘 主编 . 北京 : 化学工业出版社 ,19908 化工工程设计 . 韩冬冰 李叙凤 主编 . 北京 : 学苑出版社,20009 工程制图 . 朱泗芳 徐绍军 主编 . 北京 : 高等教育出版社,200210 autocad2002 应用教程 . 刘苏 编著 . 北京