化工原理换热器课程设计(一)

1、化工原理换热器课程设计（1）5，东理工大考化工原理课程设计说明书题目:柴油预热原油的管壳式换热器学生班级：1班150202学生姓名：余毛平学生学号：11315020232指导教师：白薇扬化学化工学院2016年7月4日1 .设计任务书12 .概述23 .设计条件及物性参数表24 .方案设计和拟定35 .设计计算76 .参考文献111 .设计任务书1.1 设计题目用柴油预热原油的管壳式换热器1.2 设计任务1 .查阅文献资料，了解换热设备的相关知识，熟悉换热器设计的方法和步骤；2 .根据设计任务书给定的生产任务和操作条件，进行换热器工艺设计及计算；3 .根据换热器工艺设计及计算的结果，进行换热器结

2、构设计；4 .以换热器工艺设计及计算为基础，结合换热器结构设计的结果，绘制换热器装配图;5 .编写设计说明书对整个设计工作的进行书面总结，设计说明书应当用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想、计算过程和设计结果。1.3操作条件物料温度C质里流星kg/h比热kJ/kg.C密度kg/m3导热系数W/m.C粘度Pa.s入口出口柴油170T2353202.487150.1330.64x10-3原油60105414162.208150.1283.0X10-32概述在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较

3、低，吸收热量在化工、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。3 .设计条件及物性参数表3.1 操作条件原油：入口温度60c出口温度105c质量流量：41416kg/h加热介质柴油：入口温度170c出口温度T2质量流量：35320kg/h允许压降：不超过0.3X105Pa3.2 物性参数表物料温度C质里濡里kg/h比热kJ/kg.

4、C密度kg/m3导热系数W/m.C粘度Pa.s入口出口柴油170T2353202.487150.1330.64义10-3原油60105414162.208150.1283.0X10-34 .方案设计和拟订根据任务书给定的冷热流体的温度，来选择设计列管式换热器中的浮头式换热器；再依据冷热流体的性质，判断其是否易结垢，来选择管程走什么，壳程走什么。在这里，柴油走管程，原油走壳程。从手册中查得冷热流体的物性数据，如密度，比热容，导热系数，黏度。计算出总传热系数，再计算出传热面积。根据管径管内流速，确定传热管数，标准传热管长为6ml算出传热管程，传热管总根数等等。再来就校正传热温差以及壳程数。确定传热

5、管排列方式和分程方法。根据设计步骤，计算出壳体内径，选择折流板，确定板间距，折流板数等，再设计壳程和管程的内径。分别对换热器的热量，管程对流系数，传热系数，传热面积进行核算，再算出面积裕度。最后，对传热流体的流动阻力进行计算，如果在设计范围内就能完成任务。4.1 列管式换热器种类选取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

6、以完全消除热应力原则我们选用浮头式换热器。4.2 管程与壳程的选取根据以下原则：不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，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，宜走管问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

7、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。8 .3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。止匕外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。在本次设计中

8、，根据表换热器常用流速的范围，取管内流速9 .4管子的规格和排列方法选择选择管径时，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。我国目前试用的列管式换热器系列标准中仅有（|）25X2.5mm及小19Xmrnffi种规格的管子。在这里，选择小25X2.5mn子。管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6ml则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6ml此外，管长和壳径应相应，一般取L/D为46（对直径小的换热器可大些）。在这次设计中，管长选择4m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

9、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，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（较直列排列的）可以时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间，即对流传热系数适当地提高。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)o焊接法取t=1.25d10 5管程和管壳数的确定1、2、当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很

10、多时，有时会使管内流速较低，因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4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。根据计算，管程为6程,壳程为单程。11 6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（0.2

11、1）倍。系列标准中采用的B值为：固定管板式的有150、300和600mmE种，板过距过小，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。这次设计选用圆缺形挡板。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。5.设计计算5.1 确定设计方案5.1.1 选择换热器的类型因为，Q1Q2所以,qm1Cp1T1=qm2cp210353202.48170-T23600414162.20105-603600得至|T2=123.1908C两流体温度

12、变化情况:热流体（柴油）进口温度170C,出口温度123.1908C；冷流体（原油）进口温度60C,出口温度105C。该换热器用柴油预热原油，为易结垢的流体。该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。5.1.2 流动空间及流速的测定为减少热损失和充分利用柴油的热量，采用柴油走管程，原油走壳程。选用425X2.5mm的碳钢管，根据表三一管内流速取ui=1.0m/s5.2 确定物性数据根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。柴油的有关物性数据如下:3密度1715kg/m定压比热容cP12.48kJ/(kgC)导热系数10.133W/(m)3.黏度10.6410P

13、Hs原油的物性数据:3密度2815kg/m定压比热容cp22.20kJ/(kg,导热系数20.128W/(mC)_3_黏度23.010Pa5.3计算总传热系数5.3.1热流量Qqm1CP120105-60=1138.94103kgs5.3.2平均传热温差tmt2lntt21170105123.190860tiln170105123.19086064.0911C1.0402t2t110560T2T1170123.1908p2一10.4091R2一1T1t217060t2t110560查图得：t0.91,则确定为单壳程。tmttm0.9164.091158.3229C5.

14、3.3初选换热器规格，根据两流体的情况，假设K估=300Wm2?CS估=QK估tm113894030058.3229265.0939m由此，根据换热器系列标准选定内导流浮头式换热器(JB/T4714-92)壳径/mm600一一，一一一2公称面积/m64.8管子尺寸252.5管长/mm4.5管子总数188管程数45.3.4实际传热面积S0ndL=1883.140.0254.50.164.9681m25.3.5若选用该型号换热器，则校核的总传热系数为:K。1138940S0tm64.986158.3229300.5808w/m2?C管程流通面积35320UiA 3600 715 0.01480.9

15、272 m. sRei&2.0716 104 湍流5.4核算压力降5.4.1 管程压力降p2FtNsNp其中Ft=1.4,Ns=1,Np=4.2.n21882Aidi?0.020.0148m4Np44p0.10.005入=0.032 ,取管壁粗糙度e=0.1mm,则相对粗糙度di20，由人-Re关系图查得:则Pi_ . _2c 4.5715 0.92720.032 0.022212.8674Pa2_._2uc7150.9272p233922.0280Pa22贝Upi2212.8674922.02801.41417555.4147Pa0.3105Fa5.4.2壳程压力降P0p1P2FsN

16、s,其中Fs1.15,Ns1管子排列取正方形直列，F=0.3nc1.19,n1.19.18816.316517取折流挡板间距h0.25D0.250.60.15L4.5NB-1129h0.15壳程流通面积A0 h D ncd020.15 0.6 17 0.0250.0263m2U0d0U0Re00.025 0.5367 8153 10 333.6453 10500Vs414160.5367m.sA036008150.0263022830.228f05.0Re0.5.03.6453100.7707贝（J0p0所以2U0PiFf°nc Nb 1213841.0039 BP2 Nb2hu22

17、 0.15815 0.536723.5-0 293.5 0.610211.9824 Pa_28150.53670.30.770717291P013841.003910211.98241.1527660.9343P0.3105a计算表明：管程和壳程压力降都能满足题设要求5.5 核算总传热系数5.5.1 管程对流传热系数iRei2.0716104湍流PriCp2.481030.6410311.93380.1330.80.40.023ReiRidi0.02301332.0716104"11.93380.41170.32290.02m2?C5.5.2壳程对流传热系数取换热器列管之间中心距32

18、mm,则流体通过管间最大截面积为:dehD1-00.150.6t.0.025210.0197m0.032u0Vs41416A36008150.01970.7165msdedeU0Re00.027 0.7165 81533 10_ 35.2555 10P.0Cp332.2 103 1051.56250.1280.14壳程原油被加热，取1.05,所以0.128q0352.00.365.255510351.562531.05742.0851w/m2?C0.027,污垢热阻参考附录，管内，外污垢热阻分别为:Rsi 4 10 4m2? c/wRso 9 10 4 m2? c/w总传热系数K0,管壁热阻可忽略时，总传热系数为:K0dodiidi742.08511442591044104一252