汽油与冷却器课程设计

1、油气储运课程设计1吉林化工学院 油气储运专业 课 程 设 计I题目 处理量30吨/年汽油冷却器的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 油气储运工程1001班 学生姓名 陈睿 学生学号 10160125 指导教师 杨菁华 2012年11月28日 6油气储运工程课程设计任务书1、设计题目：处理量30万吨/年汽油冷却器的设计2、操作条件： （1）汽油：入口温度160；出口温度60； （2）冷却介质：采用循环水，入口温度15，出口温度30； （3）允许压降：管程不大于0.1MPa 壳程不大于30KPa (4)汽油定型温度下无物性数据： 密度 0 =780Kg/m3 定压比热容 CP0=2.2

2、0KJ/Kg 热导率 0=0.138W/m 粘度 0=0.536×10-3Pa·s （5）每年按330天计，每天24小时连续生产。3、 设计任务： (1) 处理能力:3.0×105t/a汽油； （2）设备型式：列管式换热器； （3）选择适宜的列管换热器并进行核算； （4）绘制带控制点的工艺流程图和设备结构图，并编写设计说明书。4、 设计要求： 20121-2013学年第1学期油气储运专业课程设计I进程表周次内 容完成时间要 求13查阅相关资料，完成第一章绪论和第二章设计方案内容的撰写。2012.11.1911.25（13周)有文献检索记录（16开笔记本），以自学为

3、主，指导教师辅导为辅14完成第三章的计算及其后部分的所有内容。2012.11.2612. 2（14周）独立完成说明书的电子版和纸版草稿的撰写内容（手写稿上交指导教师）15完成工艺流程图和设备条件图的绘制。经教师检查后打印2012.12. 312.9（15周）用计算机软件完成工艺流程图、设备装配图，图幅为A3（任选一张手绘）。16所有材料经指导教师检查后方可进行装订和答辩2012.12.1012.14（16周）考核内容：对文献检索笔记、计算草稿；说明书；讲课出勤；两图；答辩等内容综合给分。（为五级分制） 5、参考书： （1）化工设计手册上、下，上海医药设计院； （2）谭天恩，麦本熙，化工原理下册

4、，化学工业出版社出版； （3）匡国柱，史启才，化工单元过程及设备课程设计； （4）化工设计全书编辑委员会，金国森等编，吸收设备化学工业出版社； （5）陈敏恒等编化工原理下册，化学工业出版社出版； （6）其他参考书。摘要 换热器是许多工业生产部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可用作加热器、冷凝器、蒸发器和再沸腾器等。换热器的类型很多，性能各异，从早期发展起来的列管式换热器到近年来不断出现的新型、高效换热设备，各具特点。进行换热器的设计，首先是根据工艺要求选择适当的类型，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。 换热器的类型虽然很多，但

5、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设计上，需根据各自的设备特点采用不同的计算方法而已。 列管式换热器是目前化工生产中应用最广泛的一种换热器，它结构简单，坚固，制造容易，材料广泛，处理能力可以很大，适用性强，尤其在高温高压下较其他形式换热器更为适用。当然，在传热效率、设备的紧凑性、单位面积的金属消耗量等方面，还稍逊于各种板式换热器，但仍不失为目前化工厂中主要的换热设备。 换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。 换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换

6、热器、板面式换器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等），如表1-1所示。 表1-1 传热器的结构分类 类 型 特 点 间 壁 式 管 壳 式 列管式 固定管板式 刚性结构 用于管壳温差较小的情况（一般50），管间不能清洗 带膨胀节 有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力 浮头式 管内外均能承受高压，可用于高温高压场合 U型管式 管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难 填料函式 外填料函 管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质 内填料函 密封性能差，只能用于压差较小的场合 釜式 壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮 双套管式 结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器中 套管

7、式 能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器 螺旋管式 沉浸式 用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热 喷淋式 只用于管内流体的冷却或冷凝 板面式 板式 拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热 螺旋板式 可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用作回收低温热能 平板式 结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净 板壳式 板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高 混合式 适用于允许换热流体之间直接接触 蓄热式 换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热能的场合 完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求:(1) 合理地实现所规定的工艺条件 增大传热系

8、数：在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 提高平均温差： 对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。 妥善布置传热面： 例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。 （2） 安全可靠 （3）有利于安装、操作与维修 （4）经济合理 目录油气

9、储运工程课程设计任务书1摘要3目录1第一章 绪论11.1换热器的技术概况11.2换热器设备的发展11.3换热器在工业生产中的应用2第二章 设计方案52.1 换热器类型的选择52.2 流程的安排62.2.1冷、热流体流动通道的选择62.2.2流动方式的选择7第三章 换热器的工艺计算83.1 基础物性数据83.2 换热器面积的估算83.2.1 热负荷83.2.2平均传热温差83.2.3传热面积93.2.4 冷却水的用量93.3 换热器工艺结构尺寸的计算103.3.1 管内和管外流速计算103.3.2管长管径及管程数和传热管数的计算113.4 管程数和传热管数的计算113.4.1 平均传热温差校正及

10、壳程数的确定123.4.2 传热管排列和分程的选择123.4.3 壳程内径的选择143.4.4 折流板的选择153.4.5 其他附件选择173.5 换热器核算173.5.1 传热能力的核算173.5.2 壁温核算203.5.3 换热器流体流动阻力计算213.6 换热器主要结构尺寸结果汇总233.7 主要符号说明24主要参考文献25结束语260第一章 绪论1.1换热器的技术概况 换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。 换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。在石油、化工、轻工、制药、能源等工业生产中，常常用作把低温流体加热或者把高温流体冷却，把液体汽化成蒸汽

11、或者把蒸汽冷凝成液体。随着经济的发展，各种不同型式和种类的换热器发展很快，新结构、新材料的换热器不断涌现。换热器是国民经济和生产领域中应用十分广泛的热量交换设备，随着现代新工艺、新技术、新材料的不断开发和能源问题的日趋严重，世界各国已普遍把石油化工深度加工和能源综合利用摆到十分重要的位置。换热器因而面临着新的挑战。换热器的性能对产品质量、能量利用率以及系统运行的经济性和可靠性起着重要的作用，有时甚至是决定性的作用。目前在发达的工业国家热回收率已达96%。换热设备在现代装置中约占设备总重的30%左右，其中管壳式换热器仍然占绝对的优势，约70%。其余30%为各类高效紧凑式换热器、新型热管热泵和蓄热

12、器等设备，其中板式、螺旋板式、板翅式以及各类高效传热元件的发展十分迅速。在继续提高设备热效率的同时，促进换热设备的结构紧凑型，产品系列化、标准化和专业化，并朝大型化的方向发展。1.2换热器设备的发展 由于制造工艺和技术水平的限制，早期的换热器只能采用简单结构，换热面积小、体积较大、笨重，如蛇管式换热器等。随着制造工艺的发展，管壳式换热器的单位体积具有较大的传热面积，而且传热效果较好，长期以来在工业生产中成为一种典型的换热器。20世纪20年代出现板式换热器，并应用于食品工业，以板代管制成的换热器，结构紧凑、传热效果好。30年代初，瑞典首次制成螺旋板换热器。接着英国用钎焊法制造出一种由铜及其合金材

13、料制成的板翘式换热器，用于飞机发动机的散热。30年代末，瑞典又制造出第一台板壳式换热器，用于纸浆生产。在此期间，为解决强腐蚀性介质的换热问题，人们对新型材料制成的换热器开始注意。20世纪60年代，由于空间技术和尖端科学的迅速发展，迫切需要各种高效能紧凑型的换热器，再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展，换热器制造工艺得到进一步完善，从而推动了紧凑式换热器的蓬勃发展和广泛应用。此外，自20世纪60年代开始，为了适应高温和高压条件下的换热和节能的需要，典型的管壳式换热器也得到了进一步的发展。20世纪70年代中期，为了强化传热，在研究和发展热管的基础上又开发出热管式换热器。 20世纪80年代后，大量的强

14、化传热元件被推向市场，如拆流杆换热器、新结构高效换热器、高效重沸器、高效冷凝器、双壳程换热器、板壳式换热器、表面蒸发式空冷器等高效换热器。 进入21世纪后，大量的强化传热技术应用与工业装置，世界换热器生在技术上获得了快速提升，板式换热器日渐崛起。 近年来，随着全球能源形势的日趋紧张，常规能源的日益减少，节能降耗越来越受到人们的重视。换热器在工业生产中是调节工艺介质温度以满足工艺需求以及回收余热以实现节能降耗的关键设备，其换热性能和动力消耗关系到生产效率和节能降耗水平，其重量和造价决定了整个生产系统的投资。因此，换热器的强化传热、降低流阻以及提高综合性能成为了国内外科研人员和工程技术人员研究的热

15、点。其中强化传热技术是提高换热器效率的主要措施，对其研究已有较长的历史，并取得了许多应用效果良好的技术成果，如新型管束支撑、强化传热管和管内插入物等。1.3换热器在工业生产中的应用换热器在工业生产中的应用极为普遍，例如动力工业中锅炉设备的过热器、省煤器、空气预热器，电厂热力系统中的凝汽器、除氧器、给水加热器、冷水塔；冶金工业中高炉的热风炉，炼钢和轧钢生产工艺中的空气或煤气余热；制冷工业中蒸汽压缩式制冷机或吸收式制冷机中的蒸发器、冷凝器；制糖工业和造纸工业的糖液蒸发器和纸浆蒸发器，都是换热器的应用实例。在化学工业和石油化学工业的生产过程中，应用换热器的场合更是不胜枚举。在航空航天工业中，为了及时

16、取出发动机及辅助动力装置在运行时产生的大量热量，换热器也是不可缺少的重要部件。在各个生产领域中，要挖掘能源利用的潜力，做好节能减排，必须合理组织热交换工程并利用和回收余热，这往往和正确地设计与使用换热器密不可分。由于世界上燃煤、石油、天然气资源储量有限而面临着能源短缺的局面，各国都在致力于新能源开发，因而换热器的应用又与能源的开发（如太阳能、地热能、海洋热能）与节约紧密相连。所以，换热器的应用遍及动力、冶金、化工、炼油、建筑、机械制造、食品、医药及航空航天等各工业部门。它不但是一种广泛应用的通用设备，并且在某些工业企业中占有很重要的地位。例如在石油化工工厂中，它的投资要占到建厂投资的1/5左右

17、，它的重量占工艺设备的40%；在年产30万吨乙烯装置中，它的投资约占总投资的25%；在我国一些大中型炼油企业中，各式换热器的装置数达到300500台以上。就其压力、温度来说，国外的管壳式换热器的最高压力达84MPa，最高温度达1500，而最大外形尺寸长达33m，最大传热面积达6700m²，现有实际情况，还要超过上面给出的数据。 换热器种类很多,但根据冷,热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类,即间壁式,混合式和蓄热式.在三类换热器中,间壁式换热器应用最多：1 .间壁式换热器的类型 (1) 夹套式换热器 这种换热器是在容器外壁安装夹套制成,结构简单;但其加热面受容器壁面限制,传热系

18、数也不高.为提高传热系数且使釜内液体受热均匀,可在釜内安装搅拌器.当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时,亦可在夹套中设置螺旋隔板或其它增加湍动的措施,以提高夹套一侧的给热系数.为补充传热面的不足,也可在釜内部安装蛇管. 夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却. (2) 8 J + i7 R2 c/ u! n6 S+ x 沉浸式蛇管换热器 这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状,并沉浸在容器内的液体中.蛇管换热器的优点是结构简单,能承受高压,可用耐腐蚀材料制造;其缺点是容器内液体湍动程度低,管外给热系数小.为提高传热系数,容器内可安装搅拌器. 5 O. o* # r0 c (3) 喷

19、淋式换热器 这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上，热流体在管内流动,冷却水从上方喷淋装置均匀淋下,故也称喷淋式冷却器.喷淋式换热器的管外是一层湍动程度较高的液膜,管外给热系数较沉浸式增大很多.另外,这种换热器大多放置在空气流通之处,冷却水的蒸发亦带走一部分热量,可起到降低冷却水温度,增大传热推动力的作用.因此,和沉浸式相比,喷淋式换热器的传热效果大有改善. (4) 套管式换热器 套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管,并由U形弯头连接而成.在这种换热器中,一种流体走管内,另一种流体走环隙,两者皆可得到较高的流速,故传热系数较大.另外,在套管换热器中,两种流体可为纯逆流,对数平均推动力较

20、大. 套管换热器结构简单,能承受高压,应用亦方便(可根据需要增减管段数目). 特别是由于套管换热器同时具备传热系数大,传热推动力大及能够承受高压强的优点,在超高压生产过程(例如操作压力为3000大气压的高压聚乙烯生产 过程)中所用的换热器几乎全部是套管式. 8 M% W- l. g0 O: W- W (5) 管壳式换热器 管壳式(又称列管式) 换热器是最典型的间壁式换热器,它在工业上的应用有着悠久的历史,而且至今仍在所有换热器中占据主导地位. 管壳式换热器主要有壳体,管束,管板和封头等部分组成,壳体多呈圆形,内部装有平行管束,管束两端固定于管板上.在管壳换热器内进行换热的两种流体,一种在管内流

21、动,其行程称为管程;一种在管外流动,其行程称为壳程.管束的壁面即为传热面. 为提高管外流体给热系数,通常在壳体内安装一定数量的横向折流档板.折流档板不仅可防止流体短路,增加流体速度,还迫使流体按规定路径多次错流通过管束,使湍动程度大为增加.常用的档板有圆缺形和圆盘形两种,前者应用更为广泛. 流体在管内每通过管束一次称为一个管程,每通过壳体一次称为一个壳程.为提高管内流体的速度,可在两端封头内设置适当隔板,将全部管子平均分隔成若干组.这样,流体可每次只通过部分管子而往返管束多次,称为多管程.同样,为提高管外流速,可在壳体内安装纵向档板使流体多次通过壳体空间,称多壳程.在管壳式换热器内,由于管内外

22、流体温度不同,壳体和管束的温度也不同.如两者温差很大, 换热器内部将出现很大的热应力,可能使管子弯曲,断裂或从管板上松脱.因此,当管束和壳体温度差超过50时,应采取适当的温差补偿措施,消除或减小热应力.2. 混合式换热器 混合式热交换器是依靠冷、热流体直接接触而进行传热的，这种传热方式避免了传热间壁及其两侧的污垢热阻，只要流体间的接触情况良好，就有较大的传热速率。故凡允许流体相互混合的场合，都可以采用混合式热交换器，例如气体的洗涤与冷却、循环水的冷却、汽-水之间的混合加热、蒸汽的冷凝等等。它的应用遍及化工和冶金企业、动力工程、空气调节工程以及其它许多生产部门中。+ R# t# H+ j! J:

23、 I混合式热交换器的种类, B/ R& B6 e d+ r$ t j按照用途的不同，可将混合式热交换器分成以下几种不同的类型： * ! T/ 8 I: C' H(1) 冷却塔(或称冷水塔) 在这种设备中，用自然通风或机械通风的方法，将生产中已经提高了温度的水进行冷却降温之后循环使用，以提高系统的经济效益。例如热力发电厂或核电站的循环水、合成氨生产中的冷却水等，经过水冷却塔降温之后再循环使用，这种方法在实际工程中得到了广泛的使用。 (2) 气体洗涤塔(或称洗涤塔) ; Q4 l+ 8 E/ , k; B! Q在工业上用这种设备来洗涤气体有各种目的，例如用液体吸收气体混合物中的某些

24、组分，除净气体中的灰尘，气体的增湿或干燥等。但其最广泛的用途是冷却气体，而冷却所用的液体以水居多。空调工程中广泛使用的喷淋室，可以认为是它的一种特殊形式。喷淋室不但可以像气体洗涤塔一样对空气进行冷却，而且还可对其进行加热处理。但是，它也有对水质要求高、占地面积大、水泵耗能多等缺点：所以，目前在一般建筑中，喷淋室已不常使用或仅作为加湿设备使用。但是，在以调节湿度为主要目的的纺织厂、卷烟厂等仍大量使用! （3）喷射式热交换器 在这种设备中，使压力较高的流体由喷管喷出，形成很高的速度，低压流体被引入混合室与射流直接接触进行传热传质，并同进入扩散管，在扩散管的出口达到同一压力和温度后送给用户。 (4)

25、 混合式冷凝器这种设备一般是用水与蒸汽直接接触的方法使蒸汽冷凝3.蓄热式换热器 蓄热式换热器用于进行蓄热式换热的设备。内装固体填充物，用以贮蓄热量。一般用耐火砖等砌成火格子（有时用金属波形带等）。换热分两个阶段进行。第一阶段，热气体通过火格子，将热量传给火格子而贮蓄起来。第二阶段，冷气体通过火格子，接受火格子所储蓄的热量而被加热。这两个阶段交替进行。通常用两个蓄热器交替使用，即当热气体进入一器时，冷气体进入另一器。常用于冶金工业，如炼钢平炉的蓄热室。也用于化学工业，如煤气炉中的空气预热器或燃烧室，人造石油厂中的蓄热式裂化炉。 蓄热式换热器一般用于对介质混合要求比较低的场合。第二章 设计方案2.

26、1 换热器类型的选择 根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。1 固定管板式换热器 这类换热器如图1-1所示。固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。 2. U型管换热器 U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由

27、温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。 3. 浮头式换热器 浮头式换热器的结构如下图1-3所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用

28、材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。 4.填料函式换热器 填料函式换热器的结构如图1-4所示。其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。其缺点是填料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。 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

29、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。2.2 流程的安排 2.2.1冷、热流体流动通道的选择在列管式换热器的设计中，哪种流体走管程，哪种流体走壳程，需进行合理安排。选择原则：传热效果好、结构简单、检修与清洗方便。一般考虑以下几个方面。易结垢应走易清洗的一侧。对于固定管板式、浮头式换热器，一般应使易结垢流体流经管程；但对于U形管式换热器，易结垢流体应走壳

30、程。 若在设计上需要提高流体的流速，以提高其传热膜系数。在这种情况下，应将需提高流速的流体放在管程。这是因为管程流通截面面积小，易于采用多管程结构，以提高流速。 具有腐蚀性的流体应走管程，以免管束与壳体同时受到腐蚀，同时这样也可以节约耐腐蚀材料，降低换热器成本。 压力高的流体应走管程，这是因为管子直径小，承压能力强，能够避免采用耐压的壳体和密封措施。具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳程，便于及时排除冷凝液，且蒸汽较清洁，以免污染壳程。温度很高（或很低）的物料应走管内，以减少热量（或冷量）的散失。当然，如果为了更好的散热，也可以让北冷却流体走壳程，以增强冷却效果。 黏度大的流体应走壳程，

31、因为壳程内的流体在折流板的作用下，流通截面和方向都不断变化，在较低的雷诺数下就可达湍流状态。有毒的流体应走管程，以减少向环境泄漏的机会。若两流体的温度差较大，传热膜系数较大的流体宜走壳程，因为壁温接近传热膜系数较大的流体温度，以减少管壁与壳壁的温度差。 需要指出的是：上述各点常常不可能同时满足，而且有时候还会互相矛盾。因此在设计中要根据具体情况，抓住主要方面，作出适当的选择。 本次设计为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比较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，汽油走壳程。2.2.2流动方式的选择流向有逆流、并流、错流和折流四种类型。在流体进、出口温度相同的情况下，逆流的

32、平均温度差大于其他流向的平均温度差，因此，若无其他工艺要求，一般采用逆流操作。但在列管式换热器设计中，为了增加传热系数或使换热器结构合理，冷、热流体还可以作各种多管程的复杂流动。当流量一定时，管程或管壳越多，对流传热系数越大，对传热越有利。但是，采用多管程或多管壳必然会导致流体阻力损失，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出两方面的损失。当采用多管程或多管壳时，列管式换热器内的流动形势较为复杂，此时需要根据纯逆流的平均推动力和修正系数来计算实际推动力，的数值应大于0.8，否则应改变流动方式。 本次设计中选择逆流。第三章 换热器的工艺计算3.1 基础物性数据定

33、性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程汽油的定性温度 T=（160+60）/2=110 管程流体循环水的定性温度 T=(15+30)/2=22.5C°20 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 汽油的有关物性数据如下： 密度 0 =780Kg/m3 定压比热容 Cp0 =2.20KJ/Kg 热导率 0 =0.138W/m 黏度 0=0.536×10-3Pa·s循环冷却水在C°下的物性数据 密度 1=998.2Kg/m3 定压比热容 Cp1=4.183KJ/Kg 热导率 1=0.599W/m黏度 1=1.004×10-3Pa&#

34、183;s3.2 换热器面积的估算3.2.1 热负荷汽油生产量： 换热量： 3.2.2平均传热温差 暂按单壳程，偶数管程来考虑， 则: 因为 所以可按単壳程，偶数管程来设计。所以，修正后的传热温差为 3.2.3传热面积表3-1为化工技术员应对不同类型流体间换热时的K值数量级的概念。 表3-1 列管式换热器中的总传热系数冷流体热流体总传热系数K/W/(m2·)冷流体热流体总传热系数K/W/(m2·)水水8501700水水蒸汽冷凝14204250水气体17280气体水蒸汽冷凝30300水有机溶剂280850水低沸点烃类冷凝4501140水轻油340910水沸腾水蒸汽冷凝2000

35、4250水重油60280轻油沸腾水蒸气冷凝4501020有机溶剂有机溶剂115340根据表3-1可知，总传热系数K的值变化范围很大，参考列管换热器中的K值的大致范围，根据两流体的具体情况，初步选定总传热系数K=500W/(,于是换热器的传热面积 3.2.4 冷却水的用量一般情况下，用作加热剂或冷却剂的流体是由实际情况决定的。但有些时候则需要设计者自行选择。在选用加热剂或冷却剂时，除首先应满足所能达到的加热或冷却温度外，还应考虑到其来源方便、价格低廉、使用安全。常用的冷却剂和加热剂如表3-2. 表3-2 常用冷却剂和加热剂冷却剂加热剂名称温度范围名称温度范围水（自来水、河水、井水、冰水）080氨

36、蒸汽低于-15用于冷冻工业空气>30饱和水蒸汽<180盐水-150用于低温冷却烟道气7001000对冷却剂来说，除最低及冷冻外，冷却剂优先选用水。对加热剂来说，常选用饱和水蒸汽、烟道气等。此外，结合具体工况，还采用加热空气或热水等作为加热剂。本设计采用自来水作冷却剂。 3.3 换热器工艺结构尺寸的计算3.3.1 管内和管外流速计算 目前我国最常用的换热管规格有：和两种。对于洁净的流体，可选择较小的管径；对于易结垢或不洁净的流体可选择较大管径。此外，小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；对于相同的壳径，可排列较多的管子。因此，选择小直径管子单位体积所提供的传热面积个呢个大，设

37、备更紧凑，但管径小，流动阻力大，机械清洗困难，设计时可根据具体情况选用适宜的管径。 提高流体在换热器中的流速，将增大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增加，所需传热面积减少，设备费用降低。但是流速增加，流体阻力将相应加大，操作费用增加。因此，选择适宜的流速是十分重要的，适宜的流速应通过经济核算来确定。此外，流速还应使换热器管长或管程适当。因为一方面管子太长，不易清洗，且一般管长都有一定标准。另一方面管程增加，将导致管程流体阻力加大，增加动力费用，同时平均温差较单程管时减小，降低传热效果。根据经验，在表3-335列出了一些工业上常采用的流体流速范围，以

38、供参考。 表33 列管式换热器中常用的流速范围流体的种类流速/(m/s)管程壳程一般液体0.50.30.21.5易结垢液体>1>0.5气体530315 表34 列管式换热器中不同粘度液体的最大流速液体粘度/mPa·s>1500150050050010010035351<1最大流速/(m/s)0.60.751.11.51.82.4 表35 列管式换热器中易燃、易爆液体的安全允许流速液体名称乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允许流速/(m/s)<1<23<1所以，本实验选用传热管，取管内流速。3.3.2管长管径及管程数和传热管数的计算依据

39、传热管内径和流速确定单程传热管数 管内径: 按单程管计算,所需的传热管长度为: 按单程管设计,传热管过程,宜采用多管程结构。现取传热管长， 则该换热器管程程数为: 传热管总根数: 3.4 管程数和传热管数的计算3.4.1 平均传热温差校正及壳程数的确定间壁两侧流体产热温差的大小和计算方法，与换热器中两流体的温度变化情况以及两流体的相互流动方向有关。就换热器中两流体温度变化而言，有恒温传热和变温传热。当换热器中间壁两侧的流体均存在相变时，两流体温度可分别保持不变，这种传热称为恒温传热；若间壁传热过程中有一侧流体没有相变，或者两侧流体均无相变，其温度沿流动方向变化，传热温差也势必沿程变化。这种情况

40、下的传热成为变温传热。平均传热温差是换热器的传热推动力，气质不但与流体的进、出口温度有关，而且还与换热器内两流体的相互流动方向有关。对于列管式换热器，常见的流动类型有：并流、逆流、错流和折流。温差修正系数与换热器内流体温度的变化有关。对于不同流动型式，可分别表示为两个参量P和R的函数，在本设计中即： 平均传热温差校正系数： 所以： 3.4.2 传热管排列和分程的选择 管子在管板上的排列方式有：正三角形、正方形及同心圆形，如图3-7所示。传热管的排列应使其在整个换热器圆截面上均匀分布，同时还要考虑流体的性质、管箱结构及加工制造等方面的问题。正三角形排列使用最普遍，这是因为在同一管板上可以排列较多

41、的管子，且管外传热系数较高，但管外不易机械清洗。适用于壳程流体较清洁、不需要经常清洗管壁的情况。正方形排列的传热管数虽然较正三角形排列的少，传热系数也较低，但便于管外边面进行机械清洗。当管子外表面需要机械清洗时，采用正方型排列。为了提高管外传热系数，且又便于机械清洗管外壁面，往往采用正方形错列，即将正方形排列旋转450角。此法在浮头式和填料函式换热器中用得较多。同心圆形排列管子紧凑，且靠近壳体处分布均匀，在小直径的换热器中，管板上可排的管数比正三角形的还多，这种排列法仅用于空分设备上。此外，对于多程列管式换热器，常采用组合排列方法，如每一程内采用三角型排列，而在各程之间，为了便于安排隔板，则采

42、用正方型排列方法。 (a) 正方形直列    （b）正方形错列    (c) 三角形直列  （d）三角形错列  （e）同心圆排列 表3-7 传热管的排列方式 所以，采用组合排列法,即每程内均按正三角排列,隔板两恻采用正方形排列。（2）管束分程 在设计中，为了提高管内流体的流速，强化对流传热，常常采用多管程。这可在流道（管箱）中安装与管子中心轴线相平行的分程隔板来实现。分程时，应使各程管子数目大致相等。此外，从制造、安装和操作的角度考虑，通常采用偶数管程，但程数不宜过多，否则隔板本身将占去相当大部分管面积，而在壳程中

43、形成许多旁路，影响传热。管束分程方法常采用平行和T形方式。当管程流体进、出口温度变化很大时，应避免流体温差较大的两部分管束紧邻，否则在管束与管板中将产生很大的温差应力。根据经验，跨程温差最大不得超过28，故程数小于4时，采用平行隔板更为有利。管束分程前后管箱中隔板形式及介质的流通顺序见图3-8。程数1246流动顺序管箱隔板介质返回侧隔板 表3-8 常用隔板分程与流体流通顺序 本次试验采用双管程。（2） 壳程分程 换热器壳程分程的型式见图3-9.其中E型式最普通的一种，壳程是单程，管程可为单程，也可为多程。F型与G型均为双程。他们的不同之处在于壳侧流体进、出口位置不同。G型壳体又称分流壳体，当用

44、走水平的热虹吸式再沸腾时，壳程中的纵向隔板起着防止轻组分的闪蒸与增强混合的作用。H型与G型相似，只是进、出口接管与纵向隔板均多了一倍，故称为双分流壳体。G型与H型均可用于以压力将为控制因素的换热器中。考虑到制造上的困难，一般的换热器壳程很少超过2。 表3-9 换热器的壳程分程本次试验采用E型换热器壳程分程。 所以，采用组合排列法,即每程内均按正三角排列,隔板两恻采用正方形排列。取管心距 , 则 横过管束中心线的管数 3.4.3 壳程内径的选择 壳程的内径应等于或大于管板的直径，所以，从管板直径的计算可以决定壳体的内径。利用公式计算出外壳的厚度后，还应适当考虑安全系数以及开孔补强等措施，故要求外

45、壳的厚度应大于表3-10所列出的最小厚度。 表3-10 壳体的最小厚度壳体内径Di/mm325400500600700800900100011001200最小厚度/mm8101214所以，根据公式得： 圆整可取。3.4.4 折流板的选择折流板顾名思义是用来改变流体流向的板，常用于管壳式换热器设计壳程介质流道，根据介质性质和流量以及换热器大小确定折流板的多少。折流板被设置在壳程，它既可以提高传热效果，还起到支撑管束的作用。折流板有弓形和圆盘-圆环形两种，弓形折流板有单弓形、双弓形和三弓形三种，型式如图3-11所示 表3-11 弓形折流板3种型式 弓形折流板结构简单，性能优良，在实际中最为常用。弓

46、形折流板切去弓形高度为壳体内直径Di 的10%40%。常用值为20%25%。折流板缺口高度弓形折流板缺口高度应使流体通过缺口时与横过管束时的流速相近，缺口大小用切去的弓形弦高占圆筒内直径的百分比来确定，单弓形折流板缺口如图，缺口弦高h值，宜取0.20.45倍的圆筒内直径。 弓形折流板的缺口可按图所示，切在管排中心线以下，或切于两排管孔的小桥之间。为了检修时能完成排除卧式换热器壳体内的剩余液体，折流板下部应开有小缺口，如图3-12所示。对于立式换热器则不必开此缺口。 表3-12弓形折流板在卧式换热器中的排列中的排列分为圆缺上下方向和圆缺左右方向两种。上下方向排列，可造成液体的剧烈扰动，增大传热膜

47、系数，这种排列最为常见，如图3-13（a)所示；如果有悬浮物颗粒液，应采用左右方向排列，如图3-13（b）所示。 图 3-13 弓形折流板的排列及流向 折流板直径Dc取决于它与壳体之间的间隙大小。间隙过大时，流体由间隙直接流过而根本不与换热器接触；间隙过小时，又会引起制造和安装上的困难。折流板直径Dc与壳体内直径Di间的间隙可依表3-13中所列数值选定。 壳体内直径Di/mm间隙/mm壳体内直径Di/mm间隙/mm壳体内直径Di/mm间隙/mm3252.07004.010004.54003.08004.011004.55003.59004.512004.56003.5 表 3-13 折流板直径

48、与壳体内直径间的间隙 折流板的间距，在阻力允许的条件下应尽可能小，允许的折流板最小间距为壳体内径的205或50mm（取其中较大值）。允许的折流板最大间距与管径和壳体直径有关，当换热器内流体无相变时，其最大折流板间距不得大于壳体内径，否则流体流向就会与管子平行而不是垂直与管子，从而使传热膜系数降低。折流板厚度与壳体内直径和折流板间距有关，可依表3-14选取。壳体内直径Di/mm相邻两折流板间距/mm壳体内直径Di/mm相邻两折流板间距/mm300>300450>450600300>300450>450600200400356700100068104007005610100

49、061012 表3-14 折流板的厚度本设计采用弓形折流板,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： 取折流板间 可取B为 折流板数 折流板圆缺面水平装配。3.4.5 其他附件选择 接管计算 壳程流体进出口接管:取接管内汽油流速为，则接管内径为: 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速，则接管内径为: 3.5 换热器核算3.5.1 传热能力的核算3.5.1.1 壳程传热膜系数对圆缺形折流板,可采用克恩公式 当量直径,由正方形排列得 壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普兰德准数 高粘度液体被冷却，粘度校正 3.5.1.2 管内传热膜系数 管程流通截面积 管程流体流速及其雷诺数分别为 普兰特准数 3.5.1.3污垢热阻和管壁热阻换热器在经过一段时间运行后，壁面往往积一层污垢，对传热形成附加的热阻，称为污垢热阻。这层污