原油预热器设计说明书

1、化工原理课程设计说明书设计题目:原油预热器设计学生姓名： 所在班级： 学 号：002 设计时间：2012.12.313013.01.11指导教师： 罗建平 审阅时间： 设计成绩：设计任务书1.设计名称：原油预热器设计2.设计条件：炼油厂用柴油将原油预热，设计、操作条件如下表所示（1）. 处理原油量：50400Kg/h（2）. 加热介质：进口温度175，出口温度40,质量流量40300 Kg/h（3）. 原油：进口温度25（4）. 允许压强降不大于0.3×106Pa （5）. 两侧的污垢热阻均可取1.72×10-4m2.K/W（6）. 每年按330天计，每天24小时连续运行3

2、.设计任务（1）.选择适宜的列管换热器并进行核算。（2）.画出工艺设备图及列管布置图。（3）.画出带控制点的换热装置工艺流程图4.基础数据物料 比 热 kJ/kg. 密 度 kg/m3 导热系数 W/m. 粘度 Pa.s 柴油 2.487150.1330.64×10-3原油 2.208150.1283.0×10-3目录一 概述5二 设计标准5三 设计方案简介6（一） 换热器简介81、换热器概述82、换热器的分类9（二） 列管式换热器的结构131、管程结构132、壳程结构 壳体14（三）各参数的确定17（四）材料选用20四 工艺流程草图及说明21五 工艺计算及主要设备设计21

3、（一）换热器选型21（二）物性数据确定22（三）流程及流速的初步确定22（四）总传热系数计算23（五）传热面积的估算23（六）工艺结构尺寸231.管径和管内流速的最终确定232管程数和传热管数243 平均传热温差校正及壳程数244传热管排列和分程方法255 .壳体内径256 .折流板数计算267 .接管268.其他附件27(七)换热器核算271.热量核算272. 换热器内流体的流动阻力计算29（八）壁温核算31（九） 壳体壁厚32（十）水压校核32（十一）年产量计算33六 辅助设备的计算和选型33（一） 离心泵选型331.管程输送离心泵选型332.壳程输送离心泵选型34七 设计一览表34(一)

4、换热器主要结构尺寸和计算结果34八 设计评述35九 附图37十 附录37十一 参考资料40十二 主要符号说明41(一)英文字母41（二）希腊字母42（三）下标43一 概述列管式换热器是目前化工生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质 ，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程列管式换热器。浮头式换热器：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，

5、但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高（比固定管板高20%），在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。二 设计标准（1）JB1145-73列管式固定管板热交换器（2）JB1146-73立式热虹吸式重沸器（3）中华人民共和国国家标准.GB151-89钢制管壳式换热器.国家技术监督局发布，1989（4）钢制石油化工压力容器设计规定（5）JBT4

6、715-1992固定管板式换热器型式与基本参数（6）HGT20701.8-2000容器、换热器专业设备简图设计规定（7）HG20519-92全套化工工艺设计施工图内容和深度统一规定（8）中华人民共和国国家标准 JB4732-95 钢制压力容器分析设计标准（9）中华人民共和国国家标准 JB4710-92 钢制塔式容器（10）中华人民共和国国家标准 GB16749-1997 压力容器波形膨胀节三 设计方案简介1、 设计目的课程设计是化工原理课程教学中综合性和实际性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程

7、和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以培养学生树立正确的设计思想，培养实事求是，严肃认真，高度负责的工作作风。2、 该设备的作用及在生产中的应用换热器是实现传热过程的基本设备。而此设备是比较典型的传热设备，它在工业中的应用十分广泛。例如：在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜和冷凝器、化工厂蒸发设备的加热室等。3、工艺流程示意图4、说明运用该设备的理由这种换热器的特点是壳体和管板直接焊接，结构简单、紧凑。在同样的壳体直径内，排管

8、较多。管式换热器具有易于制造、成本较低、处理能力达、换热表面清洗比较方便、可供选用的结构材料广阔、适应性强、可用于调温调压场合等优点，根据固定管板式的特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。U形管式特点：结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。浮头式特点：结构复杂、造价高，便于清洗和检修，完全消除温差应力，应用普遍。我们设计的换热器的流体是油，易结垢，再根据可以完全消除热应力原则我们选用浮头式列管换热器。5、设计方案的确定对于列管式换热器，首先根据换热流体的腐蚀性或其它特性选项定其结构材料，然后再根据所选项

9、材料的加工性能，流体的压强和温度、换热的温度差、换热器的热负荷、安装检修和维护清洗的要求以及经济合理性等因素来选项定其型式。设计所选用的列管换热器的类型为浮头式。列管换热器是较典型的换热设备，在工业中应用已有悠久历史，具有易制造、成本低、处理能力大、换热表面情况较方便、可供选用的结构材料广阔、适应性强、可用于调温调压场合等优点，故在大型换热器中占优势。（一） 换热器简介1、换热器概述 换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，以实现不同温度流体间的热能传递，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。 在换热器中，至少有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热

10、量；另一种流体则温度较低，吸收热量。在工程实践中有时也会存在两种以上的流体参加换热，但它的基本原理与前一种情形并无本质上的区别。在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计制造结构改进以及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。2、换热器的分类 换热器作为传热设备被广泛用于耗能用量大的领域。随着节能技术的飞速发展，换热器的种类越来越多。适用于不同介质、不同工况、不同温度、不同压力的换热器，结构型式也不同，换热器的具

11、体分类如下： （1）、换热器按传热原理可分为：间壁式换热器 蓄热式换热器流体连接间接式换热器 混合式换热器 （2）、换热器按用途分为： 冷却器加热器 预热器过热器 蒸发器下面我们主要介绍列管式换热器： 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。优点：单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，大型装置中普遍采用。结构：壳体、管束、管板、折流挡板和封头。 一种流体在管内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。列管式换热器，按材质分为碳钢列管式

12、换热器，不锈钢列管式换热器和碳钢与不锈钢混合列管式换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、U型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程，传热面积1500m2，可根据用户需要定制。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。 列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：浮头式换热器、固定式换热器、U形管换热器、填料函式换热器等。浮头式换热器浮头式换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温

13、差应力。 图1 浮头式换热器浮头换热器的特点：浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动，这个特点在现场能看出来。这种换热器壳体和管束的热膨胀是自由的，管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂，造价高（比固定管板高20%），在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。固定管板式换热器图2 固定管板式换热器固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈（或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。这类换

14、热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。固定管板式换热器的特点 旁路渗流较小； 造价低； 无内漏； 固定管板式换热器的缺点是，壳体和管壁的温差较大，易产生温差力，壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命较低，不适用于

15、壳程易结垢场合。（3）U型管式换热器图3 U型管换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。（4）填料函式换热器： 图4 填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。（二） 列管式换热器的结构1、管程结构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

16、的规格不宜过多。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1.5m，2m，3m，4.5m，6m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。管板固定管板式换热器的两端管板采用焊接方法与壳体连接固定。管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。封头和管箱封头 封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体(一般小于400mm)，圆形用于大直径的壳体。管箱 列管式换热器管箱即换热器的端盖，也叫分配室。用

17、以分配液体和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换。2、壳程结构 壳体换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法确定壳体的内径。但是，当管数较多又要反复计算时，作图法太麻烦费时，一般在初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后，仍应用作图法画出管子排列图。为了使管子排列均匀，防止流体走"短路"，可以适当增减一些管子。另外，初步设计中也可

18、用下式计算壳体的内径，即: 式中D壳体内径，m； t管中心距，m； nc横过管束中心线的管数； b管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，一般取b=(11.5)do。nc值可由下面的公式计算。管子按正三角形排列时: 管子按正方形排列时: 式中n为换热器的总管数。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。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，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。常用的折流挡板有圆缺形和圆盘形两种，前者更为常用。切去的弓形高度约为外壳内径的1040，一般取2025，过高或过低都不利于传热。两相邻挡板

19、的距离(板间距)h为外壳内径D的(0.21)倍。板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。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。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。 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。一般取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：浮头式有100mm，150mm，200mm，250mm，300mm，350mm，4

20、50mm（或480mm），600mm八种。图4 装有圆形折流挡板的列管换热器缓冲板缓冲挡板 为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。其它主要附件 导流筒 壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间(死角)，为了提 高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间。 放气孔、排液孔 换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝性气体和冷凝液等。 接管尺寸 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/s； u -接管中流体的流速，m/s。流速u的经验值为:对液体：u=1.52 m/s；对蒸汽：u=20

21、50 m/s；对气体：u=(1520)p/；式中p为压强，单位为atm ；为气体密度，单位为kg/m3。（三）各参数的确定1、根据以下原则：(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因

22、管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。(7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。我们选择柴油走管程，原油走壳程。 2、 流体流速的选择：增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。对于油类流体，由附录表1查得其管内流速一

23、般在0.5m/s-1.8m/s之间（低黏度一般比高黏度的流速大些），壳程流速0.3m/s-1.0m/s之间。3、 管子的规格和排列方法：选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。目前我国的系列标准中最常采用的管径为25×2.5mm及19×2mm两种规格。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。按选定的管径和流速可以确定管数，再根据所需传热面积就可以求得管长。但管长L和壳径D应相适应，一般取L/D为46。此外还要根据出厂管长合理截取，我国一般出厂的标准无缝钢管长度为6m或9m,则合理的换热器管长应为1.5、2、3

24、、4.5、6或9m。管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，等边三角形排列的优点是排列紧凑，在一定壳径内可排列较多的管子且传热效果好，但是管外清洗较困难。正方形排列的优点是管外清洗方便，适用于壳程流体易产生污垢的情况，但其传热效果较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间1。管子在管板上排列的间距主要与传热管和管板的连接方式有关。通常，胀管法取t=(1.31.5)d0，对于直径较小传热管，相邻两管外壁间距不应小于6mm14、管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，等边三角形排列的优点有:管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，

25、因而对流传热系数较高；相同的壳径内可排列更多的管子。正方形直列排列的优点是便于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合；但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间，即对流传热系数(较直列排列的)可以适当地提高。在这里选择正方形错列排列。 5、管子在管板上排列的间距 (指相邻两根管子的中心距)，随管子与管板的连接方法不同而异。通常，胀管法取t=(1.31.5)d，且相邻两管外壁间距不应小于6mm，即t(d+6)。焊接法取t=1.25d。 6、 管程和壳程数的确定  当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低，因

26、而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力加大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4、6、8、10、12程等。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。壳程数一般为1、2、3程。 7、 折流挡板：安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍动程度加剧，以提高壳程对流传热系数。最常用的为圆缺形挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的1040，一般取2025，过高或过低都不利于传热。两相邻挡板的距离(板间距)B为外壳内径D的(0.21)倍。系列标准中采

27、用的B值为:固定管板式的有150、300和600mm三种，板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板的直径。初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径。（四）材料选用列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前 常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不

28、锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用。原油和柴油在常温常压和操作条件下腐蚀性均很小，因此此次选用的材料为碳钢就可满足工艺要求。四 工艺流程草图及说明由于原油的容易结垢，且为了减少热损失和充分利用柴油的热量，以及清洗方便，流程采用柴油走管程，原油走壳程。原油由换热器的底部入口进入换热器，流过换热器得到加热后由换热器顶部的出口流出，流出的热原油直接进入下一道工序了。柴油是加热物质，从换热器的另外一端底部的加热物质入口进入，与原油成对流形式，加热完原油后由换热器顶部的出口流出，然后循环利用。五 工艺计算及主要设备设计（一）换热器选型 且或 两流体温度变化情况：热流体（柴油）进

29、口温度175，出口温度40；冷流体（原油）进口温度25，出口温度146.8。该换热器用柴油预热原油，原油容易结垢，且换热器的管壁温度和壳体壁温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。（二）物性数据确定根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。柴油和原油的有关物性数据如下：表一 柴油和原油的物性数据项目柴油原油密度/黏度/0.6410-33.010-3导热系数0.1330.128定压比热容2.482.20（三）流程及流速的初步确定为减少热损失和充分利用柴油的热量，同时考虑到原油的粘度大，循环过程中易于结垢，为清洗方便，流程采用柴油走管程，原油走壳程。选用25×2.5mm的无

30、缝碳钢管，根据附录表1（换热器常用流速范围）管内流速初步取u1=1.0m/s。（四）总传热系数计算1.热流量 或2.平均传热温差（五）传热面积的估算根据柴油和原油的性质，假设总传热系数，则取15%的面积裕度，所以估算的传热面积为（六）工艺结构尺寸1.管径和管内流速的最终确定由于两流体间的温差比较大，同时为了便于清洁壳程污垢，以采用浮头式列管换热器为宜。柴油温度高，走管程可以减少热损失，且原油的黏度较大，当装有折流板时，走壳程可以在较低的Re下即能达到湍流，有利于提高壳程一侧的给热系数。传热管选用25×2.5无缝钢管，柴油的黏度小于，为低黏度油，管内的流速范围为0.81.8，最终取管内

31、流速u1=1.0m/s。2管程数和传热管数按单程管计算，所需的传热管长度为显然，传热管长度过长，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 平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数 按单壳程,26管程结构,温差校正系数按化工单元过程及设备课程设计 图1查得温度校正系数，所以不能用单壳程。在坐标纸上作-T和-t线，然后从冷流体出口温度t2开始作水平线与-T相交，在交点处向下作垂直线与-t相交，重复以上步骤，直到垂线与-t交点的温度低于冷流体的进口温度，最后得到的水平线数就是所需的壳程数。经画图得到六条水平线。所以最终选用六壳程的换热器。按六壳程，12管程结构，温差校

32、正系数应查附录图对数平均温差校正系数，可得 ，符合的要求。所以平均传热温差为4传热管排列和分程方法采用正方形错列排列，取管心距 ，则隔板中心到离其最近一排管中心距离按计算得各程相邻管的管心距由表3可查得为44mm5 .壳体内径采用多管程，管尺寸为25×2.5结构,壳体内径可按如下表二取值表二 浮头式换热器主要参数项目数据项目数据壳径D(DN/mm)管数n/根中心排管数/根管程流通面积Si壳程800316×3=948140.0165m26管尺寸(mm)管长L/m管排列方式管心距/mm25×2.56正方形转45度t=32mm则壳体内径为D=800mm=14过小，故横过

33、管束中心线的管数按下式计算6 .折流板数计算采用弓形折流板，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 ，则可取B为200折流板数折流板圆缺面水平装配。7 .接管管程流体进口接管：取接管内循环流速，则接管内径为取标准管径为150mm。壳程流体进出口接管：取接管内流速为，则接管内径为取标准管径为200mm。8.其他附件拉杆数量与直径按表4和表5选取,本换热器传热管外径为25mm，其拉杆直径为16mm，共有8根拉杆。具体见附录表2。(七)换热器核算1.热量核算(1)管程对流传热系数管程流体流速及其雷诺数分别为普兰特准数所以(2)壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用克恩

34、公式当量直径，由正方形排列得壳程流通截面积可以按 计算得壳程流体流速及雷诺数分别为普兰特准数粘度校正(3) 传热系数K管内外侧的污垢热阻可以取管壁的热阻可以按计算得到，可以通过表5查得50= (4)传热面积A该传热器的实际传热面积Ap，该换热器的面积裕度为 传热面积裕度够大，该换热器能够完成生产任务2. 换热器内流体的流动阻力计算（1） 管程流动阻力计算， ， ，则传热管相对粗糙度为，由图1摩擦系数与雷诺数及相关粗糙度的关系查得，流速, ，对于的管子，Ft=1.4所以（2）壳程流体阻力计算 流体流经管束的阻力摩擦系数 ， 流体流过折流板缺口的阻力 ， 总阻力 壳程流动阻力适合。（八）壁温核算因

35、管壁很薄，且管壁热阻很小。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 计算式中，原油的平均温度tm和柴油的平均温度Tm分别按化工单元过程及设备课程设计，公式3-44、3-45计算传热管平均壁温壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=72.8 ,壳体壁温和传热管壁温之差为该温差不大，故不需要设温度补偿装置。（九） 壳体壁厚查阅化工设备机械基础,采用16MnR钢板，其中钢密度7850kg·m3，取Po1.5MP

36、a， Di800mm，对壳体与管板采用双面焊，100%无损探伤，焊接接头系数。查阅化工设备机械基础，碳素钢、普通低合金钢板许用应力，得： 查阅化工设备机械基础,得钢板厚度负偏差，取C10.2mm， 按20年考虑，假设腐蚀速度大于0.05mm/a,C22mm。 我们在设计中选择壁厚为10mm。（十）水压校核查得16MnR 的屈服极限，,取2MPa 因为212MPa<311MPa，所以气压试验时强度足够。（十一）年产量计算原油处理量ms2=50400kg/h，年工作日为330天，日工作时间为24小时。所以原油的年产量E为39.9（万吨）六 辅助设备的计算和选型（一） 离心泵选型1.管程输送离

37、心泵选型管程的流量为（体积流量） 取整值则工作流量为60m3/h此工艺为柴油加热原油，属换热器设计，设备安装在地面。所以离心泵安装可以与换热器同高，但流体从下管口进入，上管口流出，有上述设备设计计算可知，位头差为1m。管程压降为100380Pa。柴油是用于循环加热流体，所以设出管口的压力为0.15×106Pa。（动压头增量可忽略不计）所以，整体所需的压头为根据离心泵标准类型，所选离心泵为IS80-50-200，n=2900r·min-12.壳程输送离心泵选型壳程的流量为（体积流量） 取整值则工作流量为65m3/h由上述可知，位头差为1m。壳程压降为Pa。原油从换热器出来后将

38、进入下一道工序进行处理，所以设出管口的压力为0.3×106Pa。（动压头增量可以忽略）所以，整体需要的压头为考虑到其它因素取65m根据离心泵标准类型，所选离心泵为IS100-65-250，n=2900r·min-1七 设计一览表(一)换热器主要结构尺寸和计算结果表3 管口表符号尺寸用途连接aDN150柴油入口凹凸面bDN150柴油出口凹凸面cDN150原油入口凹凸面dDN150原油出口凹凸面表4 换热器主要结构和计算结果表参数管程壳程流率/(kg/h)4030050400进出口温度/175/4025/146.8压力/Pa0.2120.440物性定性温度/82.472.8密度

39、/（kg/m3）715815定压比热容/kJ/(kg.K)2.482.2黏度/Pas0.64×10-33.0×10-3热导率/W/m·K0.03552普朗特数11.951.56设备结构参数形式浮头式台数1壳体内径/mm1600壳程数6管径/mm管心距/mm32管长/mm6000管子排列正方形错列管数目/根1896折流板数/个28传热面积/m2893.0折流板间距/mm200管程数26材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/m/s0.810.72表面传热系数/W/m2·K745.9615.4污垢热阻/1.721.72阻力MPa0.10.140八 设计评述在化工、

40、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,它们也是这些行业的通用设备,并占有十分重要的地位。 随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，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。 列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。  由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管

41、束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。   流体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。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样

42、，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可配合应用。 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：不洁净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较方便；腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液容易排出；若两流体温度差较大

43、,选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。 浮头式换热器主要有壳体、浮动式封头管箱、管束等部件组成。浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动，也就是壳体在管束热膨胀自由，管束与壳体之间没有温差应力。一般浮头设计成可拆卸结构，使管束可自由地抽出和装人。常用的浮头有两种形式，第一种是靠夹钳形半环和若干个压紧螺钉使浮头盖和活动管板密封结合起来，保证管内和管间互不渗漏。另一种是使浮头盖法兰直接和勾圈法兰用螺栓紧固，使浮头盖法兰和活动管板密封贴合，虽然减少了管束的有效传热面积，但密封性可靠，整体较紧凑。  浮头式换热器的特点是：（1）清洗方便，管束可以抽出，清洗管壳、管程；（2）介质间温差不受限值；（3）可在较高的温度和压力下工作，一般温度450，压力6.4MPa；（4）可用于结垢比较严重的场合；（5）可用于管程易腐蚀的场合；（6）浮头式换热器的缺点是，小浮头易产生泄漏，金属材料耗量大，结构复杂。 通过此次设计，了解了很多关于换热器的知识，如换热器的选型，换热器结构和尺寸的确定，以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等。最最重要的是我深刻认知做设计计算时要非常小心，因为一不留神就会出错，如果前面错了没发现，后面就全错。这是设计中的禁忌。还有，虽然换热器的设计比精馏塔的简单很多，但是还是要付出