内蒙古科技大学课程设计—换热器原版

1、内蒙古科技大学课程设计说明书内蒙古科技大学本科生课程设计说明书 题 目：原油预热用列管式换热器设计 学生姓名： 翟 文 丽 学 号：1368141216 专 业：食品科学与工程 班 级：13级2班 指导教师：郎中敏 副教授1目 录目 录I第一章 概述11.1 热量传递的概念与意义11.1.1 传热的概念11.1.2 传热的意义11.2 换热器的概念与意义1 1.2.1 换热器的概念 11.2.2 换热器的意义 21.3 换热器的分类21.4列管式换热器21.5 设计方案3第二章 试算并初选设备规格42.1 设计条件与流动空间确定42.2 计算传热热负荷(设5%的热量损失）42.3 计算柴油的出

2、口温度42.4 计算平均传热温差42.5 计算传热面积52.6 初选换热器型号6第三章 计算总传热系数73.1 计算管程的流速及雷诺数73.2 计算壳程的流速及雷诺数73.3 管程、壳程的对流传热系数83.3.1 管程： 83.3.2 壳程：83.4 污垢热阻和管壁热阻83.5 计算总传热系数K9第四章 计算传热面积裕度104.1 计算换热器的理论传热面积：104.2 所选换热器的实际传热面积：104.3 该换热器的面积裕度为：10第五章 计算压强降115.1计算管程压强降115.2计算壳程压强降11第六章 工程结构尺寸136.1 传热管的排列和分程方法136.2 壳体内径136.3 折流板1

3、36.4 其他附件146.5 接管14第七章 设备参数计算157.1壳体157.1.1壳内直径157.1.2壳体壁厚 157.1.3壳体质量157.2管板 157.2.1 管板参数157.2.2管板与壳体的连接167.2.3管子在管板上的固定方式167.3拉杆167.4隔板177.5折流板177.6封头及管箱177.6.1 封头177.6.2 管箱187.6.3容器法兰187.7接管及其法兰187.8支座设计19第八章 设计计算结果汇总表20参考文献22致谢23附表 主要符号说明24III第一章 概述 1.1 热量传递的概念与意义1.1.1 传热的概念 所谓的传热（又称热传递）就是间壁两侧两种

4、流体之间的热量传递问题。由热力学第二定律可知，凡是有温差存在时，就必然发生热量从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技领域中极普遍的一种传递现象。 1.1.2 传热的意义 化工生产中的很多过程和单元操作，都需要进行加热和冷却，如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量，又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。所以传热是最常见的重要单元操作之一。无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用

5、等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。归纳起来化工生产中对传热过程的要求经常有以下两种情况：强化传热过程，如各种换热设备中的传热。 削弱传热过程，如设备和管道的保温，以减少热损失。 1.2 换热器的概念与意义 1.2.1 换热器的概念 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交设备，简称为换热器。在换热器中至少要有两种不同的流体，一种流体温度较高，放出热量：另一种流体则温度较低，吸收热量。 1.2.2 换热器的意义 热交换设备是工业生产中为实现物料之间热量传递的一种工艺设备。在化工、炼油、动力、原子能等众多的工业部门和行业中，广泛使用加热器、冷却冷

6、凝器及其他热交换设备来满足一定的工艺生产条件；由这些设备构成的换热系统的状况，对整个化工过程的正常进行及整个化工系统的投资与操作费用关系重大。在一般化工厂的建设中，换热器约占总投资的10%-20%3；在石油炼厂中，换热器约占全部工艺设备投资的35%-40%3。因此，在能源日趋紧张的今天，合理设置及使用换热器尤其重要。 此外，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、结构改进及传热机理的研究十分活跃。由此可见，换热器在我们的生活中占据着一定的意义。 1.3 换热器的分类 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

7、种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。 换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中，间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等）。1.4列管式换热器 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要 有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在管内流动，其行程称为管程；另一

8、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。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，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，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。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，使湍流程度大为增加。 列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲。本设计主要对该换热器进行相关选型和计算 1.5 设

9、计方案 设计中需选择或确定的数据有三大类，即物性数据、结构数据和工艺数据。具体来说，可以通过一下步骤来进行：初选换热器的尺寸规格，计算管程的压降和给热系数，计算壳程压降和给热系数，计算传热系数、校核传热面积。考虑到所用传热计算是的准确程度及其他未可预料因素，保持传热面积上的裕度，应使最后A/A计=1.151.25，否则就要重新估计、选择，重复计算。第二章 试算并初选设备规格2.1 设计条件与流动空间确定 该设计为两流体均无相变的列管式换热器的设计计算。柴油温度高，走管程可以减少热损失；原油的粘度大，当装有折流板时，走壳程可在较低的雷诺系数下既能达到湍流，有利于提高壳程一侧的对流传热系数由设计任

10、务书可得设计条件如下表：表1、定性温度下流体物性数据物料入口温度出口温度质量流量Kg/h 比 热KJ/kg 密度Kg/m3导热系数W/m粘度Pas柴油175T2341602.487150.1330.6410-3原油70110440002.208150.1283.010-32.2 计算传热热负荷(设5%的热量损失）（1-1）2.3 计算柴油的出口温度 （1-2）2.4 计算平均传热温差 逆流时的平均传热温差：柴 油T: 175 127原 油t: 110 70t: 65 57 （1-3） 由于壳程中装有折流挡板，其换热器的平均传热温差应当在逆流平均温差的基础上，进行如下校正： （1-4） （1-5

11、）由R和P查表得温度校正系数图一 对数平均温度差校正系数t值 校正后的温度为 （1-6）又因,故可选用单壳程的列管式换热器。2.5 计算传热面积计算总传热面积需要知道总传热系数K。因此，很据生产实践中不同种类流体间换热的总传热系数经验值，初选一个总传热系数。由于管程气体压力较高，故可选较大的总传热系数。参照化工原理（第二版）上册第234页表4-6，初步设定设Ki=260 Wm-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 M2 （1-7） 由于在实际生产实践过程中，实际生产所需面积是理论面积的1.1-1.2倍,所以, A实际=1.277.55=93.06 m2 2.6

12、 初选换热器型号 由于两流体温差较大和为了清洗壳程污垢，采用FB系列浮头式换热器，有FB系列标准，初选FB600 -1.6-95型换热器，其规格为25mm2.5mm,排管数n=192表2 所选换热器型号项目参数项目参数外壳直径D/mm公称压强/M Pa公称面积/m2管程数/Np管子排列方式 600 1.6 95 4 正方形错列管子尺寸/mm管长L/m管数N管中心距t/mm 252.5 6 192 32第三章 计算总传热系数3.1 计算管程的流速及雷诺数 流通截面积： 管内柴油流速： （1-8） 雷诺数： （1-9）3.2 计算壳程的流速及雷诺数 流通截面积： （1-10） （1-11） 取nc

13、=16,取折流挡板间距h=0.2m 有 Ao=(0.6-160.025）0.2=0.04m2 壳内原油流速： （1-12） 当量直径： （1-13） 雷诺数： （1-14） （1-15） 由以上核算看出，采用FB600 -1.6-95型换热器，管程、壳程的流速和雷诺数都是合适的。3.3 管程、壳程的对流传热系数3.3.1 管程： 雷诺数 Rei=19640 104 普朗特数 （1-16） 由此可得 （1-17）3.3.2 壳程： 雷诺数 Rei=2751 普朗特数 （1-18） （1-19） 由于原油被加热，取 （1-20）3.4 污垢热阻和管壁热阻 3.5 计算总传热系数K （1-21）第四

14、章 计算传热面积裕度4.1 计算换热器的理论传热面积： （1-22）4.2 所选换热器的实际传热面积： （1-23）4.3 该换热器的面积裕度为： （1-24） 结果表明，换热器的传热面积约为17.9%的裕度，故合适。第五章 计算压强降 5.1计算管程压强降 （1-25）已知；查表可知 =0.065W/m ，所以（1-26）（1-27）5.2计算壳程压强降 （1-28）因为, 故管子排列为正方形45错列，故取F=0.4挡板数 （1-29） （1-30）则（1-31）取污垢校正系数由上述可知换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，故所选换热器合适。第六章 工程结构尺寸6.1 传热管的排列和分程方

15、法采用组合排列法，即每程内均按正四边形错列，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。查化工原理课程设计指导主编（任晓光）P20， 管间距，取管间距：t 1.25d=1.25x25=32 mm S=t/2+6=32/2+6=22mm （1-32）取各程相邻管的管心距为44mm。6.2 壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率=0.7，由流体力学与传热主编（任晓光）P206，公式4-115,得壳体内径为Di =1.05t （1-33） =1.0532=556.4 mm , 查阅化工原理(上)主编(夏清 贾绍义)P350,附录19

16、:热交换器标准尺寸，取 Do=600mm。(b=20mm)6.3 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=0.25600=150 mm ，故可取h=150 mm。上书P34取折流板间距B=0.33D，则B=0.33600=200 mm。则：折流板数 NB=30块 （1-34） 折流板圆缺面水平装配。6.4 其他附件 由化工设备机械基础P215 7-10知选择直径为10mm的拉杆4根。6.5 接管（1）壳程流体进出口接管 根据经验值，取接管内液体流速u1=0.7m/s,则接管内径为： =0.165(m) （1-35） 采用热轧无缝钢管（摘自GB8163

17、-87）圆整后取标准管内直径为180mm.（b=5mm）(2) 管程流体进出口接管 取接管内柴油流速u2=1.3m/s,则接管内径为 （1-36） 采用热轧无缝钢管（摘自GB8163-87）圆整后取标准管内直径为127mm（b=5mm）第七章 设备参数计算7.1壳体7.1.1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Di560 mm。查阅化工原理课程设计指导主编（任晓光）P25 2-5-3知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DN600mm20mm的壳体，则Do600mm，Di=560mm。7.1.2壳体壁厚 圆整后取20mm 7.1.3壳体质量壳体长度=6m质

18、量=785063.14（0.60020.5602）/4 （1-37） =1715.57kg。 7.2管板 7.2.1 管板参数表3 浮头式换热器固定动管板工程直径（mm）工程压力（kgf/c）A mm B mm C mm bmmMXL管程数净重Kgf二管程四管程二管程四管程6001.664759659632M16202001885556.3由化工原理课程设计指导主编 任晓光P29 表2-10表4 浮头式换热器浮动管板工程直径（mm）工程压力（kg*f/c）A mm B mm C mm bmmMXL管程数净重Kg*f二管程四管程二管程四管程6001659056256232M16202001884

19、2.644.1由化工原理课程设计指导主编 任晓光P31表7.2.2管板与壳体的连接管板夹于壳体法兰和顶盖法兰之间，7.2.3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。7.3拉杆本换热器壳体内径为560mm，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=6.00m L2=6.00m前螺纹长La=20mm 后螺纹长Lb=60mm拉杆数：4根7.4隔板隔板厚度选10mm7.5折流板前面已算出：折流板数 NB=30 块圆缺高度 h150 mm板间距 B200mm查阅换热

20、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=190.0004187850=62.35 kg7.6封头及管箱7.6.1 封头查阅材料与零部件上海科学技术出版社P328，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Dg560mm（以内径为公称直径），曲面高度h1150mm，直边高度h240mm，厚度20mm,重量=37.7kg。焊接于管箱。7.6.2 管箱管箱所用材料和壳体材料相同 用

21、A3f7.6.3容器法兰查阅材料与零部件上海科技技术出版社，材料：16MR选用甲型平焊法兰表5 法兰的数据公程直径 mm公程压力Kgf/cDDDDb螺栓规格数量560 1674070066565536M2028一个法兰焊接在管箱，再与前管板连接；另一个法兰焊接在筒体，与后管板连接。7.7接管及其法兰 由前面的计算可知壳程进口接管直径选取 180mm管程进口接管直径选取为 127mm查表材料与零部件上海科技技术出版社P376表 表6 接管的数据DDDDdbf螺栓规格数量15028024021223283M20820031029527023283M2012接管质量=3.140.20.0040.15

22、7850=2.957kg 7.8支座设计支座的设计选型查材料与零部件（上）上海科学技术出版社P627， 表7 支座的数据公程直径 mm每个支座负荷 tbLBlKbm重量Kg600 36.8180550120260369022026.3A0.27=1.4m，支座间距70002521400=4190mm。第八章 设计计算结果汇总表 换热器的工艺计算及结构设计的主要结果和主要尺寸汇总于下表：工艺参数管程壳程质量流量/(kg/h)3416044000进/出口温度/175/127110/70 物性参数定性温度/15190密度/(kg/m3)715815定压比热熔/kJ/(kgK)2.482.2粘度/(P

23、as)0.6410-33.010-3热导率/W/(mK)0.1330.128工艺主要计算结果流速/(m/s)0.8790.375污垢热阻/m2K/ W1.7210-41.7210-4阻力（压降）/MPa1860031970对流传热系数/W/(m2K)875520总传热系数/W/(m2K)263平均传热温差/56.04热流量/W1130000传热面积裕度/%17.6 设备结构设计程数41推荐使用材料碳钢碳钢换热器型式浮头列管式台数1壳体内径/mm560传热面积/m290.5管 径/mm252.5折流板型式上下管 数/根95折流板数/个30管 长/mm6000折流板间距/mm200管子排列方式正方

24、形切口高度/mm150管间距/mm20封头1个Do=600封头法兰dH=600mm隔板b=10mm拉杆4根d=16mm支座(JB1167-81)A型容器法兰（非标准）Do=600mm管箱法兰dH=740mm定距管252管板壳程接管180壳程接管法兰dH280mm管程接管127管程接管法兰dH=310mm备注 参考文献1 夏清. 化工原理M，天津：天津大学出版社，2015,210-295.2 王壮坤，周波.流体输送与传热M，化学工业出版社，2009，252.3王瑶，张晓冬. 化工单元过程及设备课程设计M，北京：化学工业出版 社,2013,63-694 王卫东. 化工原理课程设计M，化学工业出版社，北京：2011，158-1635 吴俊. 化工原理课程设计M，上海：华东理工大学出版社，2011,15-32.6 黄英. 化工设计M，北京：科学出版社，2011