柴油换热器设计说明书

1、传热学课程设计报告设计题目 柴油套管式换热器的设计 石油工程学院 院(系) 油气储运工程 专业班级 储运12-2班 学号 设 计 人 指导教师 完成日期 2015 年 01 月 13 日第 18 页 共 20 页目 录 一 设计说明书.1二 设计条件及主要物性参数.1三 确定设计方案.2四 估算传热面积.3五 工程结构尺寸.3六 换热器核算.5七 换热器主要结构尺寸和计算结果表.10八 设备参数计算.10九 设计总结.15十 参考文献.17一、设计说明书1.设计任务书和设计条件1.1、设计题目 柴油套管式换热器的设计。1.2、设计任务及操作条件 处理量：（2.2）×104t/a； 柴

2、油进口温度为35，出口温度73； 加热介质：饱和水蒸气，流量为5000kg/h，入口温度： 100； 允许压强降：不大于105Pa； 每年按330天计，每天24h连续运行； 设备型式：列管换热器； 设计项目： a.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； B.换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积；c.选择合适的列管换热器并进行较核计算；d.对换热器的附件进行设计，包括结构设计；e.绘制换热器总装配图；设计要求：a.说明书采用统一封面和纸张；b.方案和流程的选择要阐明理由；c.设计过程思路清晰，内容完全；d.设计、计算中，所采用的公式、数据、图表等注明出处，有些需说明理由；e.

3、一律用钢笔或打印填写，要排列整齐，字体端正，书面整洁；f.计算过程均应写出；g.设备图以制图要求为准；h.集中做设计，独立完成。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：数参类型体积流量（标准kg/h）进口温度（）出口温度（）柴 油（管内）277835 73水蒸气（管外）5000100- 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0.1MPa。2.2确定主要物性数据2.2.1定性温度的确定根据传热学P275，热流量为 Qc = Cpc(T1T2) =0.772×1.943（73-35）=5

4、7kw饱和水蒸汽出口温度：Qh = Qc = Cph (t1t2) 57×=1.389×1.89×（100t2） t2=78 可取流体进出口温度的平均值。管程柴油的定性温度为T=（35+73）/2=54饱和水蒸汽的定性温度为t=(100+78)/2=892.2.2流体有关物性数据根据由上面两个定性温度数据，查阅参考书可得饱和水蒸汽和柴油的物理性质。运用内插法（公式为 ）,可得壳程和管程流体的有关物性数据。两流体在定性温度下的物性数据： 物性流体温度T()密度kg/m3粘度（Pa·s）比热容CpkJ/(Kg·)热导系数W/(m·)液化潜

5、热r/(kJ/kg)柴油548890.0671.9430.1253250饱和水蒸气899660.011×10-31.8902.402285三、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Q=54kW4.2平均传热温差根据传热学P271，公式9-16，顺流平均传热温差式中：

6、4.3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= W·m-2·-1。根据传热传质过程设备设计P14，公式1-2，则估算的传热面积为 考虑到外界因素的影响，根据经验取实际传热面积为估算值得1.15倍，所以实际传热面积为： 五工程结构尺寸5.1管径和管内流速选用25×2.5mm的传热管(碳钢管)；由传热传质过程设备设计P7表13得管壳式换热器中常用的流速范围的数据，可设空气流速ui1m/s，用u i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P62，公式3-9可依据传热管内径和流速确定单程传热管数(根)按

7、单程管计算，所需的传热管长度为按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长 l= 4m ，则该换热器管程数为Np=L / 4=10/43（管程）传热管总根数 N = 3×5= 15（根）。单根传热管质量7850×4×3.14×0.0225×0.0025=5.55kg5.3 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P63，公式3-13a和3-13b，平均传热温差校正系数P依传热传质过程设备设计P16，公式3-13，温度校正系数为 0.87依传热传质过程设备设计P16，公式3-14，平均传热差校正为tm=×tm =

8、63.1×0.87=54.90( )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，故取单壳程合适。5.4 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。查热交换器原理与设计P46，表2-3 管间距，取管间距：t 1.25d=1.25x25=32 mm 。横过管束中心线的管数为：由化工单元过程及设备课程设计P67，公式3-16，隔板中心到离其最近一排管中心距离S=（t/2）+6=32/2+6=22 mm取各程相邻管的管心距为4

9、4mm。5.5 壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率=0.7，由流体力学与传热P206，公式4-115，得壳体内径为Di =1.05t=1.05×32×=155mm , 查阅化工原理（上）P275，附录二十三：热交换器，取Di =200mm。5.6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 取折流板间距B=0.6Di，则。取板间距H50mm，则：折流板数 NB=1=1=33块折流板圆缺面水平装配。5.7其他附件直径为12mm的拉杆4根。5.8接管（1）壳程流体进出口接管 取接管内液体流速u1=0.5m/s, 圆整后取管内直径为60mm

10、.(2) 管程流体进出口接管 取接管内液体流速u2=1m/s,圆整后取管内直径为30mm六换热器核算6.1热量核算6.1.1壳程表面流传热系数 对于圆缺形折流板，可采用克恩公式。由流体力学与传热P164，公式4-60、4-61，得 其中：粘度校正为=0.92当量直径，管子为四边形角形排列时，依化工单元过程及设备课程设计P72，公式3-22得de壳程流通截面积，由流体力学与传热P164，公式4-62，得So = BD(1)=0.12×0.2×（1）0.00525m2壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为uo =0.03 m/sReo87普朗特准数（<传热传质过程设备设计>

11、;P26，公式1-43）Pr =98因此，壳程水的传热膜系数ho为ho = =83 W/(m2·)6.1.2管程表面流传热系数由流体力学与传热P158，公式4-52a、4-52b，得hi = 0.023Re0.8Pr0.4其中：管程流通截面积Si =2.36 m2管程空气的流速及其雷诺数分别为ui =0.36m/sRe10000普兰特准数Pr =9.35因此，管程空气的传热膜系数hi为Hi=0.023×100000.8×9.350.4×=593 W/(m2·)6.1.3污垢热阻和管壁热阻查阅化工原理（上）P365，附录22，得l 冷却水侧的热阻

12、Rso0.00002m2··W-1l 热空气侧的热阻Rsi0.00002m2··W-1l 碳钢的导热系数50W·m-1·-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P71，公式3-21 Rso 777解得：244.8 W/ (m2·) 6.1.5 传热面积裕度依化工单元过程及设备课程设计P75，公式3-35：QiSitm得：SiQi/(tm)该换热器的实际传热面积SpSp=3.14×0.025×4×15=4.71 m2依化工单元过程及设备课程设计P76，公式3-36该换热器的面

13、积裕度为=34.6%6.2 壁温核算 因管壁很薄，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有式中，液体的平均温度tm和气体的平均温度Tm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=0.4×35+0.6×73=57.8Tm=0.4×100+0.6×78=86.8 hc

14、 = ho = 83 W/ (m2·) hh = hi = 593W/ (m2·)传热管平均壁温=61.36 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=87 壳体壁温和传热管壁温之差为 t=87-61.36 =25.6 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，传热管相对粗超度为0.01，查莫狄图得，流速u=0.05m/s, 2955.925(pa)333.375(pa)总压降：pi（p1+p2）Ft Ns Np（2955.925+333.375）×1.5×1×48740Pa < 9800 Pa（符合设计要求） 其

15、中， Ft为结垢校正系数，取1.5；Ns为串联壳程数，取1；Np为管程数，取4。 6.3.2壳程流动阻力：由传热力学与传热P209，公式4-121、4-122，得： 流体横过管束的压降：其中：F=0.4fo=5.0×87-0.228=1.8NB=39uo=0.317 m/spO=0.4×1.8×24.62×(39+1)×(926×0.3172)/2 32989 PapINB（3.5）4173Pa总压降：po（p1p2）Fs Ns（329894173）×1.15×142736Pa 其中，Fs为壳程压强降的校正系数，对

16、于液体取1.15；Ns为串联的壳程数，取4。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/h27785000物性操作温度，35/73100/78定性温度，5489流体密度，kg/m3889966定压比热容，kj/(kg.k)1.9431.890传热系数，W/（m2·）0.12532.40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，mm155壳程数1管径，mm管心距，mm32管长，mm10000管子排列正方形旋转45°管数目，根15折流板数33传热面积，3.91折流板间距，mm120管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速，m/s0.50.3

17、17表面传热系数，W/（m2·）59383污垢系数，m2·K/W0.00020.0002阻力降，Pa0.00870.0202热流量，kw54传热温差，k25.6传热系数，W/（m2·）244.8裕度34.6八、设备参数计算8.1壳体8.1.1壳内直径根据前面的工艺计算，本次设计采用的换热器壳体内径Di155mm。查阅结构与零部件（上）P123，表1-1-86 的无缝钢管制作筒体时容器的公称直径，本次采用公称直径为DN155mm×8mm的壳体，则Do170mm，Di=155mm。8.1.2壳体壁厚 查阅化工设备机械基础P126，表9-3，采用Q235-A.

18、F钢板(GB3274)，其中钢密度7850kg·m3由Po0.6 MPa， Di155mm，再查阅化工设备机械基础P124，表9-6,对壳体与管板采用单面焊，焊接接头系数0.65,腐蚀裕度C=3+0.5=3.5mm.查阅化工设备机械基础P124，表9-4 碳素钢、普通低合金钢板许用应力，得：t=113MPa ，s235MPa+C+3.54.14(mm)圆整后取5mm 8.1.3壳体质量壳体长度=7m质量=7850×10×3.14×（0.61620.6002）/4 =1198.92kg注：个别数据来源于后续步骤。详见附图。8.2管板8.2.1管板与壳体的连

19、接管板夹于壳体法兰和顶盖法兰之间，8.2.2管子在管板上的固定方式采用焊接法在管板上固定管子。根据换热器设计手册P172，表1-6-20，管子伸出长度约为5mm。8.3拉杆本换热器壳体内径为155mm，查阅化工单元过程及设备课程设计P135，表4-7和表4-8得：拉杆螺纹公称直径：=16mm拉杆长：L1=6.840m L2=6.480m前螺纹长La=20mm 后螺纹长Lb=60mm拉杆数：4根拉杆质量：m=7850×（2×6.840+2×6.480）×3.14×0.0162/4=64.7 kg拉杆外套有定距管，规格与换热管一样，长度：L1=6.

20、65 m，L2=6.300m。粗略计算定距管质量 m=7850×（2×6.65+2×6.3）×3.14×(0.02520.022)/4=35.4 kg8.4分程隔板查阅化工单元过程及设备课程设计P127，表4-1，因本此设计换热器的公称直径Di=155mm ，对于碳钢，得隔板厚度为：b10mm 。分程隔板长L1=150+40+400+5-10=585mm，L2=200+5-10=190mm其中10mm为管箱嵌入法兰深度，5mm为隔板嵌入管板深度。管箱分程隔板质量以长方体板粗略估计：m1=0.6000×0.585×0.010&

21、#215;7850×2=55.1kg浮头分成隔板质量以半圆板粗略估算：m2=3.14×0.5×0.190×0.010×7850=23.4kg隔板总质量 m=55.1+23.4=78.51kg8.5折流板前面已算出：折流板数 NB=33 块圆缺高度 h150 mm板间距 B360mm查阅换热器设计手册P182，表1-6-26和表1-6-33，得：折流板直径 Da(6003.50.5)mm=596mm折流板厚度 C5 mm。折流板的管孔，按GB151规定I级换热器，管孔直径=19+0.4=19.4mm 折流板质量：m=33×0.00041

22、8×7850=108 kg8.6封头及管箱8.6.1 封头查阅材料与零部件P332，表2-1-9，本换热器采用椭圆型封头(JB115473)一个，材料采用高合金钢，公称直径Dg600mm（以内径为公称直径），曲面高度h1150mm，直边高度h240mm，厚度8mm,重量=16.6kg。焊接于管箱。8.6.2 管箱管箱长L=400mm，管箱内径=6000mm（按非标准设计），壁厚=8mm管箱质量：m=3.14×0.600×0.400×0.008×7850=47.32 kg。8.6.3筒体法兰及管箱法兰 查阅材料与零部件（上）P386，表2-2-2

23、2，采用凹法兰，在公称压力1.01.6MPa范围内，选取的法兰参数为D=730mm，公称直径=600mm，孔间距D1=690mm，D2=655mm。孔直径25mm，厚度b=32mm ，法兰重量=35.1kg 。所用螺栓规格M20×90mm，螺栓数目：28。一个法兰焊接在管箱，再与前管板连接；另一个法兰焊接在筒体，与后管板连接。8.7接管及其法兰根据流体力学与传热P207，接管直径公式，同时也考虑到接管内的流体流速为相应管、壳程流速的1.21.4倍。壳程流体进出口接管：取接管内水的流速为 ui= 0.5m/s，则接管内径为=0.195 m取标准管径为 200 mm查表材料与零部件（上）

24、P655表 2-8-1，取管的内径200mm，管厚6mm，伸出高度150mm。接管质量=3.14×0.2×0.004×0.15×7850=2.957kg原油进口采用凸法兰，原油出口采用凹法兰，查阅材料与零部件P380，表2-2-19，取法兰直径340 mm，厚度b=26mm，螺栓孔间距D1295mm，D2=219mm，螺栓孔直径22mm。法兰重量：凹法兰1.54kg，凸法兰=2.42kg，螺栓规格：M20，螺栓数量为8。由于iui2=815×0.52=203.7<2200 kg/(ms2)，故不需防冲板。管程流体进出口接管：取接管内空气的

25、流速为 uo= 1 m/s，则接管内径为= 0.129m取标准管径为 150 mm查表材料与零部件P132无缝钢管（YB231-70），取管的外径159mm，管厚4.5mm ，查阅材料与零部件（上P655表 2-8-1，伸出高度150mm。接管质量=3.14×0.1545×0.0045×0.15×7850=2.57kg柴油进口采用凹法兰，柴油出口采用凸法兰。查阅材料与零件P380，表2-2-19，法兰的直径260mm，厚度b=12mm，螺栓孔间距D1225mm，D2=202mm，螺栓孔直径18mm。法兰重量：凹法兰2.18kg，凸法兰=2.75kg，螺栓

26、规格：M16，数量为8。8.8排气、排液管查表材料与零部件P123无缝钢管（YB231-70），取排气液管：外径45mm，管厚3.5mm，伸出高度80mm。质量=7850×3.14×0.045×0.0035×0.08=0.29kg。选用螺塞M27×2。8.9浮头浮头法兰沟圈内径浮头法兰沟圈外径布管限定圈直径外盖内直径浮头管板直径8.10支座设计8.10.1 支座的设计选型查材料与零部件（上）P559，表2-7-1 鞍式支座尺寸，当公称直径600mm时，b1=180mm , L=550mm , B=120mm， b=90mm，m=220mm，质量

27、=26.3kg，A0.2×7=1.4m，支座间距70002×52×1400=4190mm。8.10.2 支座承载能力校核（1）换热器的质量统计于下表：序号 各零部件 数量单件重量/kg重量/kg1壳体（YB231-70）829.24829.242管板246.3992.783壳程接管21.913.824壳程接管法兰2凹3.08/凸4.847.925管程接管22.575.146管程接管法兰2凹4.36/凸5.59.867隔板320.8462.568封头116.6016.609封头法兰117.8017.8012传热管1684.42742.5613拉杆2/29.24 /

28、8.7836.0414定距管L127.6815.09L227.4115折流板192.4847.1316管箱123.0723.0717管箱法兰117.8017.8018浮头132.5132.51换热器总重量/kg1961.56（2）传热管和拉杆所占的体积粗略为： V23.14×（0.025/2）2×7×170=0.583m3 壳体体积为： V13.14×（0.600/2）2×7.001.978m3 忽略隔板体积，原油充满整个换热器时的总重为： = 1961.56+（1.978-0.583）×815.03098.48kg。小于该鞍式支座的最大载荷14吨。（3）壳体刚度校核已知公式： 和 换热器的受力可简化为如图：AAL 弯矩图为：L=9.390m，=1961.56kg，g=9.81N/kg。校正为2000kg。取A=0.21L=0.21×9.3901.9719(m)，此时=0.025gL=0.025×2000×9.81×9.390=4605.79Nm抗弯截面模量：=0.00229=46