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. 接六. 换热

2、器核算71. 热流量核算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44

3、000kgh由70 C被加热到110 C与柴油换热，柴油流量34000kgh ,柴油入口温度 175 C,岀口温度127。已知两则污垢热阻为就C/W,管程与壳程两则降压小于或等于，热阻损失5%初设k=250wm2 CO二、设计条件及主要物性参数设计条件由设计任务书可得设计条件如下表:-参 参数 类型体积流量(标准kg/h )进口温度(C)岀口温度(C)操作压力(MPa)设计压力(MPa)柴油(管内)34000175127原油(管外)4400070110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。确定主要物性数据根据流体力学(上

4、)P177,公式(4-109 ),热流量为Q=WCPC(TI T2) =44000 ( 148 42)=X 106kJh= 106W管程柴油的定性温度为151 CT 175 1272壳程原油的定性温度为701102根据由上面两个定性温度数据，查阅参考书可得原油和柴油的物理性质。运用内插法(公式为y yb (yayb)(ta tb)tavg tb ),可得壳程和管程流体的有关物性数据。原油在90 C ,下的有关物性数据如下:物性密度Pi(kgm3)定压比热容CPikJ( kg C )粘度 i(Pa S)导热系数i-1-1(WmC )原油815-3 10柴油在151 C的物性数据如下:物性密度P

5、o(kg/m3)定压比热容CpokJ/( kg C )粘度。(Pa S)导热系数 o-1-1(WmC )柴油715-3 10、确定设计方案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。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、估算传热面积热流量平均传热温差怙=仃1 t2) (T2 t1) = W5 11)(1277)(0 C ,1atm)=61 C2 2传热面积由于管程气体压力

6、较高，故可选较大的总传热系数。初步设定设K =250W m2 C -1。根据化工单元过程及设备课程设计P44,公式3-8 ,则估算的传热面积为QiKitm1.13 106250 6174.1 m五工程结构尺寸管径和管内流速选用 25 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 = 1ms ,用Ui计算传热膜系数，然后进行校核。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Vi34000/(715 3600) z.HXnsi242 (根).20.785 0.022 1di Ui

7、4按单程管计算，所需的传热管长度为22.5mS74.1dins 3.14 0.025 42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=7m,则该换热器管程数为N）=L/I =74 （管程）传热管总根数 N=42 4=168 （根）。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mT1T2175127R=-=t2 t111070Ct2t111070T1t117570依传热传质过程设备设计 温度校正系数为P16,公式 3-13，.R2t-In =1 PR|n2 p(1R Jr2 1)2 P(1R P26 ,公式 1-43

8、 )Pr =33Cpo o= 2.2 106.65 100.128ho=0.3610.128 15560.55 114? 1.050.027因此，壳程水的传热膜系数 ho为2=668W(m C )由化工单元过程及设备课程设计P55 ,公式3-22，3-33,得hi= L其中：di管程流通截面积2=07850.0221682管程空气的流速及其雷诺数分别为Vi _ 34000/(3600 715)i =Si0.026376Re=PiUidi.2 5 715111721oooo30.64 10普兰特准数PrCpi i _ 2.48 1030.64 10 30.133因此,管程空气的传热膜系数hi为h

9、i = 0.133冷却水侧的热阻 艮=c W0.02热空气侧的热阻 Ri =C VV碳钢的导热系数= 50W m1 C -1因此，依化工单元过程及设备课程设计P53,公式 3-211ho+ Ro +bdodmRSidodidohdi+ + 0.0000566825+20 557.32522.5+ 0.00022520解得：Ko = 236W(m2 C )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 = KiSi M得:1061.13Si = Q( Ki t m)=236 61该换热器的实际传热面积SPSP= doIN = 7 X 168=依化工单元过程及设备课程设计P

10、56 ,公式3-36该换热器的面积裕度为SP SSi100% =92.3 78.4978.49=%壁温核算计算。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P77,式中，冷流体的平均温度tm和热流体的平均温度 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2Tm= X 175+ 125=146 C t m=

11、 110+ 70=86Chc=ho=668W(m C )Ohh=hi=557W(m C )传热管平均壁温146 丄 0.0002668865570.00021/668 1/5570.0002 0.0002壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=90C壳体壁温和传热管壁温之差为 t= 90=C该温差不大，不需要建立温度补偿装置。0.038 ,流速 u=s,换热器内流体的流动阻力（压降）Pi0.03827715 0.5、0.02 2I I . UO IPCl丿2 U715 0.52PrO268.125 (Pa)322总压降A Pi =( p+Ap2) FtNLM=(+) XX 1 X 4=8

12、740Pa9800Pa（符合设计要求）由Re 11172 ,传热管相对粗超度为，查莫狄图得其中，Ft为结垢校正系数，取；NS为串联壳程数，取 1 ; NP为管程数，取 4。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：其中：F=f o= X =Nb=38Uo=S PO= XXX （38+1） X （815 X /2 = 36989Pa P- NB (空)D20 Uo22 0 18=38X()X (815 X /2 = 18107Pa0.6总压降：A o=( p1 + p2) FSNS=(36989+18107 )XX1其中，FS为壳程压强降的校正系数，对

13、于液体取；NS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，C175/12770/110定性温度，C15190流体密度，kgm3715815定压比热容，kj/黏度，传热系数，W/ （m C）普朗特数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管心距，mm32管长，mm7000管子排列正方形旋转45管数目根168折流板数38传热面积，m2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/s-2表面传热系数， W/ （mC）668污垢系数，m KW阻力降，Pa热流量，kw1130传热温

14、差，k传热系数，W/（m C）236裕度八、设备参数计算1. 壳体壁厚由Po=, Di= 60Omm对壳体与管板采用单面焊，焊接接头系数 =,腐蚀裕度C=1mm t=112MPa +C=16600 +仁2 tPo2 112 0.9 1.6圆整后取8mm2. 接管法兰Dg管子平焊法兰螺栓焊缝PdHSDD1D2fbd重量数直径KH(kg)I量1001084215180158326188M16 :563.设备法兰Dg管子平焊法兰螺栓焊缝dHSDD1D2fbd重量（kg）数 量直径KH60063098407707205504120M3610114.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

15、曲面咼度h1直边高度h2内表面积F容积V (m3)600150405.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.管法兰用垫片法兰公称压力MPa介质温 度密封面型式垫片名称材料油品 200光滑式耐油橡胶 石棉垫片耐油橡 胶石棉 板7.管板管板厚度35mm，长度300mm，材料为16MnR8.支垫（鞍式支座）公称直 径Dg每个支 座允许 负荷tb1LBlK1bm重量(kg)600180550120260420902209.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2HG20592法兰

16、2Q235-B3GB8163-87接管108X5L=1602Q235-B4LNQ-Oo1-2折流板29Q235-A5筒体1Q235-B2786LNQ-Oo1-2拉杆4Q235-B7GB/T6170螺母M1684级8LNQ-001-3法兰120II879垫片642600S=34石棉橡胶板10JB/T4701-2000法兰1Q235-B11筒体DN600X8L=1401Q235-B12JB/T4746-2002封头EHA600X51Q235-B1713GB/T14976换热管，L=60001560Cr18Ni914JB/T4712-92支座500-S2Q235-A /Q235- B15JB/470

17、1-2000法兰1Q235-B16SYJ11-65垫片2橡胶板17LNQ-001-3防松吊耳2Q235-B18LNQ-001-2管板116MnR6519GB/T6170螺母M201286级20JB/T4707螺栓M20x150-A62级九、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

18、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也有了更多的认 识。最后我们顺利的完成了整个设计。在佟白老师的细心讲解和指导下独立完成了本次课程设计，通过这次 的锻炼,为我今后的学习工作做了良好的开端这次的课程设计对我今后的 生活产生巨大的影响也会终生难忘的通过这初次的课程设计使我们深刻 的了解了化工原理这门课的主要内容以及对将来工作的深远影响。在此，感谢学院为我们提供了一个锻炼自我，学习与历练的机会，感谢 佟白老师耐心，认真的辅导，使我们的设计得以顺利完成。十、主要符号说明原油的定性温度T柴油定性温度t原油密度P o柴油密度P i原油定压比热容Cpo柴油定压比热容GPi原油导热系数 o柴油导热系数 i原油黏度 o柴油黏度 i原油热流量Wo柴油流量热负荷Qo平均传热温差总传热系数管程雷诺数温差校正系数管程、壳程传热系数初算初始传热面积A估传热管数初算实际传热面积A管程数壳体内径D横过中心线管数折流板间距B管心距t折流板数NB接管内径管程压力降当量直径壳程压力降面积裕度H一、参考文献【1】申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计.北京，化学工业出版社，2009【2】姚玉英等.化工原理（上）天津，天津大学出版社，2005【3】任晓光.化工原理课程设计指导北