柴油原油换热器设计说明书()

1、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：佟白目录一.设计说明书3二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3三. 确定设计方案41. 选择换热器的类型42. 流程安排4四. 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4五. 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. 折流板67. 其他附件68. 接管6六换热器核算-71. 热

2、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10七. 换热器主要工艺结构尺寸和计算结果表11八. 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13九. 设计总结15十.主要符号说明 16h-一.参考文献17一. 设计说明书1. 设计任务书和设计条件原油44000kg/

3、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。己知两则污垢热阻为0. 0002 m2c/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。二. 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)44000701100. 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

4、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. impao2. 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= wccpxtl) xi. 05 =44000x2. 2x (148-42) xi. 05二 1. 13x106kj/h 二 1. 13x106 w管程柴油的定性温度为175 + 1272_= 151 °c壳程原油的定性温度为z2±u2 = 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，查阅参考书町得原油和柴油的物理性质。运用内插法(公式为y = yb + (儿-几)(仏-&

5、#174;)，可得壳程和管程流体的有关物性数据。原油在90cc, 1.2mpa下的有关物性数据如下:物性密度5(kg/m3)定压比热容cpikj/(kgq粘度u i (pa s)导热系数入i (w m i 0c_1)原油8152.26. 65x10-30. 128柴油在151°c的物性数据如下:物性密度p。定压比热容cp°粘度-导热系数入。(kg/m3)kj/(kg°c)j(pa s)°c_,)柴油7152. 480. 64x10 30. 133三、确定设计方案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

6、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2 = 1.13x106w4. 2平均传热温差a+(175-110) + (127-70) “2_' -_ 二 (o°c, latm)=61°c2 24. 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ki =250 wnr?xt。根据化工单元过程及设备课程设计p44,公式3-8,则估算的传热

7、面积为ar'i =竺込74.1250x61五. 工程结构尺寸51管径和管内流速选用（1）25x2. 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=lm/s,用ui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 传热管数兀24 di ui34000 7(715x3600)0.785 x0.022 xl=42 (根)按单程管计算，所需的传热管长度为74.13.14x0.025x4222.5 m按单管程设计， 管程数为传热管过长，宜采用

8、多管程结构。现取传热管长1= 7 m ,则该换热器np=l / 1=22. 5/74 （管程）传热管总根数n = 42x4 二 168 (根)。2e27#2110-70110-70175-70=0. 3815. 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依传热传质过程设备设计p16,公式3-13, 温度校正系数为r-1inin-pl-pr2-p(l + r-jf +1)2-p(1 + /? + j/?2+i)v1.22 +11.2-11-0.3811-1.2x0.3812-0.381(1 + 1.2-jl.22+1)依传热传

9、质过程设备设计p16,公式3-14,平均传热差校正为atm=a/ xatm =61x0. 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，故収单壳程合适。e5.4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=l. 25x25=32 mm 0rtl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

10、一排管中心距离s二t/2+6二32/2+6二22 inni取各程相邻管的管心距为44mmo5. 5壳体内径采用多管程结构，取管板利用率n=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di 二 1. 05t7 二 1. 05x32x j168/0.7 二520 min ,圆整后取di =600mmo5. 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的25%,则切去的圆缺高度为 h二0.25x600二 150 inni ,故可取 h二 150 mm。取折流板间距 b=0. 3di,则 b=0. 3x600=180 mm。折流板数nb=传热管长折流板间距7000

11、w-138 块折流板圆缺而水平装配。5. 7其他附件直径为12mm的拉杆4根。58接管(1)壳程流体进出口接管 取接管内液体流速ul二0. 5m/s,4v 4x4400(/(3600x815) 195(m)加v 3.14x0.5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=lm/s,d2 =j = .户 34000/(3600 x 715) “边脚)v3.14x1圆整后取管内直径为150伽六. 换热器核算6.1热量核算6. 1. 1壳程表面流传热系数対于圆缺形折流板，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h0 = 0.36re055

12、 pr,/3()0j4dem w.其中： 粘度校正为(业)°m二1.05mk 当量直径，管子为四边形角形排列吋，依化工单元过程及设备课程设计p53,公 式323a得x -荻j&= =0 027 m 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/ do x0.0252so= bd(1- )=0. 18x0.6x (1-) =0. 023625 irtt0.032 壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为440007(3600x815)0.023625=0. 635 in/s815x0.635x0.02二；=15566.65x107 普朗特准数(传热传质过程设备设

13、计p26,公式1-43)2.2"0、6.65><10-30.128=114. 29因此，壳程水的传热膜系数h。为n 1 921h° = 0.36x- xl556)55xll43xl.o50.027=668 w/(m2 °c)6. 1. 2管程表面流传热系数ftl化工单元过程及设备课程设计p55,公式3-22, 3-33,得hi = 0. 023reo,8pro,3-l%其中： 管程流通截面积2si = 0.785 x 0.022 x =0. 02637 m2422 管程空气的流速及其雷诺数分別为v. 34000 /(3600x715)/ui= =0.

14、5 m/ss,0.026376p lu di0.02x0.5x7150.64x10彳=11172>10000普兰特准数pr =2.48x103x0.64x100.133二 11. 93因此，管程空气的传热膜系数hi为hif。沖心灯山叹腭罰c)6.1. 3污垢热阻和管壁热阻 冷却水侧的热阻rso=0. 0002m2°cw_1 热空气侧的热阻rsi = 0. 0002m2°c 旷 碳钢的导热系数入=50w m 1 °c 16. 1.4总传热系数ki因此，依化工单元过程及设备课程设计p53,公式3-211k-h +陽+加十瓦d. + hd.o？/i l1?525+

15、0. 0002+ 0.00005 x+ 0.0002 x 66822.52020x557.3解得：k“=236 w/ (n?匸)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得:si = qi/( k- atin) = '"x =78. 49 m2'236x61该换热器的实际传热面积s°s尸加丿n厂二3. 14x0. 05x7x168=92.316 m2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sixl00%=92.3-78.49""78.49=17. 6%6. 2壁温核算因管壁

16、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s和热流体的平均温度人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. 4x175+0. 6x125=146°ct 尸 0.4x110+0.6x70 二 86°

17、che = ho = 668 w/ (m2 °c)hh = hi = 557w/ (m2 °c)传热管平均壁温需+0.00。2+ 8 估+ 0.0002二 113.6°c1/668+1/557+ 0.0002+ 0.0002壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即t二90 °c 壳体壁温和传热管壁温之差为 t二 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管程流动阻力由心=11172,传热管相对粗超度为0.01,查莫狄图得人=0.038,流速u二0.05m/s,p =

18、 115kg/w3sx侖(pa)= 26&125(pa)总压降：lapi= (api+ap2) ftns np= (1188. 68+268. 125) xi. 5x1x4 = 8740pa < 9800 pa (符合设计要求)其中，n为结垢校正系数，取1.5；汕为串联壳程数，取1；汕为管程数，取4。6. 32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,得： 流体横过管束的压降：也二说仏(叫=1)牛其中：f二0.4fo=5. 0x1556 o 228=0. 93587v疋=1.19碑=1.19x16 少=15.42nb=38u°二0. 63

19、5 m/spo=0. 4x0. 9358x 15. 42 x (38+1) x (815x0. 6352)/2 =36989 pa,2b p u 2 p，=nb (3. 5-)么d 22x018= 38x (3. 5 :) x (8 1 5 x 0 . 63 52)/2= 18 1 07pa0.6总压降：eapo= ( pi +a p2) fs ns=(36989+18107) xi. 15x1= 63360. 4pa其中，fs为壳程压强降的校正系数，对于液体取1.15；治为串联的壳程数，取1。七. 换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程流量，kg/h3400044000物性操作温度，&#

20、176;c175/12770/110定性温度，°c15190流体密度,kg/m3715815定压比热容， kj/(kg.k)2.482.2黏度，pa.s0.64x1036.65x10"3传热系数，w/ (m2« °c)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，mm 25x2.5管心距，mm32管长，mm7000管了排列正方形旋转45°管数冃，根168折流板数38传热面积，加292.316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表面传

21、热系数，w/ (m2 °c)668557.3污垢系数,m2-k/w0.00020.0002阻力降，pa0.00870.0633热流量，kw1130传热温差，k23.6传热系数，w/ (m2- °c)236裕度17.6八. 设备参数计算1. 壳体壁厚由po=1.6mpa, 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=lmm, <rl=112mpac pdi c 1.6x6003 =+c=+1 二5. 8mm2刃°一£2x112x0.9-1.6圆整后取8mm2. 接管法兰dg管了平焊法兰螺栓焊缝dhs

22、ddid2fbd量kg) umll z(x2数 量直径kh1001084215180158326184.88m16563. 设备法兰dg管子平焊法兰螺栓焊缝dhsddid2fbd重量(kg)数直径kh60063098407707205504180.320m3610114. 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曲面高度hi直边高度h2内表而积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公称压力f(m2)垫片外径d600615166556. 管法兰用垫片兰ap 法m温 质 介度斗 米 材品 油6o20式 滑 光橡棉 油石

23、 耐胶板7. 管板管板厚度35mm,长度300mm,材料为16mnro8. 支垫(鞍式支座)公称直径dg每个支 座允许 负荷tbilb1kibm重 量(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pl 100-1.0 rf2q235-b2.625.243gb8163-87接管108x5l=1602q235-b4lnq-001-2折流板29q235-a7.5217.55筒体dn 127x4.51q235-b2786lnq-001-2拉杆4q23

24、5-b4.216.87gb/t6170螺母m1684级0.040.328lnq-001-3法兰12011879垫片642/0)6004石棉橡胶板0.3s 二310jb/t4701-2000法兰-fm600-1.01q235-b40.811筒体dn600x8l=1401q235-b16.812jb/t4746-2002封头 eha600x51q235-b1713gb/t14976换热管 (d25x2.5,l=60001560crl8ni93.4530.414jb/t4712-92支座500-s2q235-a /q235-b26.315jb/4701-2000法兰-fm500-1.01q235-b

25、29.516syj11-65垫片2橡胶板0150.317lnq-001-3防松吊耳2q235-b0.080.1618lnq-001-2管板116mnr6519gb/t6170螺母m201286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