列管式换热器的工艺设计方案和选用

1、化工原理课程设计说明书题 目：列管式换热器的工艺设计和选用 课程名称：化工原理课程设计 设计人：吴琳瑜 专 业：化学工程与工艺 班 级：化工B081 学 号： 200801034119 指导老师：李辰明日期：2010.12.19学校：华北科技学院目录 TOC o 1-5 h z 设计条件3设计题目3 HYPERLINK l bookmark17 o Current Document 设计任务3 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document 设计原则3 HYPERLINK l bookmark27 o Current Document 设计流程3 HYPER

2、LINK l bookmark29 o Current Document 一、确定设计方案3 HYPERLINK l bookmark31 o Current Document .选择换热器类型3 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document .确定冷、热流体流径途径4 HYPERLINK l bookmark35 o Current Document 二、流体有关物性数据4 HYPERLINK l bookmark37 o Current Document 三、估算传热面积4.计算热负荷4.冷却水用量4 HYPERLINK l bookmark51 o

3、Current Document .传热平均传温差4四、初算传热面积4五、工艺结构尺寸5.选管子规格5 HYPERLINK l bookmark72 o Current Document .总管数和管程数5 HYPERLINK l bookmark88 o Current Document .初选换热器类型与型号5 HYPERLINK l bookmark90 o Current Document .确定管子在管板上的排列方式5 HYPERLINK l bookmark92 o Current Document .管子与管板、管板与壳体的连接6 HYPERLINK l bookmark94 o

4、 Current Document .壳体内径的确定6 HYPERLINK l bookmark102 o Current Document .确定实际管子数目6.折流挡板6 HYPERLINK l bookmark108 o Current Document .其他附件7 HYPERLINK l bookmark110 o Current Document .接管7六、换热器核算81.总传热系数K的计算8 管内传热膜系数8管外传热膜系数8 污垢热阻和管壁热阻9总传热系数K9传热面积校核9.壁温的计算9.核算压力降10管程压力降10壳程压力降10 HYPERLINK l bookmark139

5、 o Current Document 七、设计计算结果汇总表11八、总结12参考文献13CAD图纸14设计题目：列管式换热器的工艺设计和选用设计条件炼油厂用原油将柴油从175冷却到130。柴油流量为12500 kg/h原油初温 为70，经换热后升温到110。换热器的热损失可忽。管、壳程阻力压降不 大于30kpa。污垢热阻均取0.0003 m2W-1。试设计一台列管式换热器，完 成该生产任务。设计任务(1)根据设计条件选择合适的换热器型号，并核算换热面积，压力降是否满 要求，并设计管道与壳体的连接，管板与壳体的连接，折流板数目、形 式等。(2)绘制列管式换热器的装配图。(3)编写课程设计说明书

6、。设计原则.满足工艺和操作要求设计出来的流程和设备首先要保证质量，操作稳定，这就必须配置必要的阀 门和计量仪表等，并自确定方案时，考虑到各种流体的流程，温度和压强变化 使采取什么措施来调节，而在设备发生故障时，加修应方便。.满足经济上的要求在确定某些操作指标和治标和选定设备型式以及仪表配置时，要有经济核算的 观点，既能满足工艺和操作要求，又使施工简便，材料来源容易，造价低廉。 如果有废热可以利用，要尽量节省热能，充分利用，或者采取适当的措施达到 降低成本的目的。.保证安全生产在工艺流程和操作中若有爆炸、燃烧、中毒、烫伤等危险，就要考虑必要的 安全措施。又如设备的材料强度的演算，除按规定应有一定

7、的安全系数外，还 应考虑防止由于设备中压力突然升高或者造成真空而需要装置安全阀等，以上 提到的都是为了保证安全生产所需要的。设计方案也可能一次定不好，后来需 要修改，但各物料流通路线和操作指标的改动都对后面的计算的影响，所以最 好第一次确立就考虑周到些。设计流程、确定设计方案.选择换热器类型两流体的温度变化情况：热流体进口温度为175,出口温度为130。冷流体进口温度为70,出口温度为110由于冷、热流体温差较大，同时为了便于拆卸清洗，选用浮头式列管换 热器。.确定冷、热流体流径途径由于柴油较易结垢，为便于清洗，应使柴油走管程，原油的粘度大，在 装有折流挡板的壳程中流动。有利于提高湍动，增大传

8、热系数，原油走 壳程。:、流体有关物性数据物料p,kg/m3c p, kJ/(kgr)入Wm-1 -1n，Pa , s原油8152.2 x 1030.1283 x 10 -3柴油7152.48 x 1030.1330.64 x 10 -3三、估算传热面积.计算热负荷(忽略热损失)Q = q C AT =12500 x 2.48 x 103 x(175 -130)= 3.875 x 105 W m ,1 p ,13600.冷却水用量(忽略热损失)Q3.875x 105/ /八 ko./Qq = 4.40 kg/sm,2 c 2AT 2.2 x 103 x (110 - 70).传热平均传温差先按

9、逆流计算At =m(TAt =m(T -1 ) - (T -1) 65 - 60J Q：1 2:T - t ln：T2Tlin丝 60=62.5温度校正:110 - 70175 - 110 - 70175 - 70= 0.38t - tT -t；175 -130110 - 70= 1.13据R、P值，查温差校正系数图，得温度校正系数4= 0.92一一 一 At = X Atm =0.92X62.5=57.50四、初算传热面积参照传热系数K的大致范围，取K =230 W/ (m2), 则估算面积为：A = Q = 3.875 x 105 ：(230 x 57.50)= 29.30m2o K At

10、m取实际面积为估算面积的L1倍，则实际估算面积为：A=1.1 A0 = 1.1X29.30=32.23 m2五、工艺结构尺寸.选管子规格选用25x 2,5mm的无缝钢管，管长L=6m。.总管数和管程数总管数 n = 3223您68根九 d 0 L 3.14 x 0.025 x 612500单程流速u = q=3600 x 715 = 0.227m / si 九八 0.785 x 0.022 x 68d 2 n 4 ，单程流速较低，为提高传热效果考虑采用多管程。按管程流速的推荐 范围，选管程流速为u=1m/s,所以管程数为N =-仁4 取4管程 p u 0.227.初选换热器类型与型号由于冷、热

11、流体温差较大，同时为了便于拆卸清洗，选用浮头式列管 换热器为宜，且初步选定的具体型号为 BES400-1.0-31.6-6/25-4IIBES400-1.0-31.6-6/25-4II 的具体参数壳径/mm400管子尺寸。25mmX 2.5mm公称压力/MPa1.00管长/m6计算换热面积/m 231.6管子总数68管程数4管子排列方式四边形错列壳程数1折流挡板形式弓形.确定管子在管板上的排列方式管子布置应在换热器的截面上均匀而紧凑的分布，此外还有考虑流体的 性质和结构设计及制造等方面的问题（W正方彤措列（W正方彤措列管子的排列方式有等边三角形和正方形两种。如图（2）、图（b）所 示。与正方形

12、相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动称帝 高、表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但 管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束转45 度安装如图（c）可在一定的程度上提高对流传热系数，采用正方形错 列。.管子与管板、管板与壳体的连接 在管壳式换热器的结构设计中，管子与管板的连接是否紧密十分中。 如果连接不紧密，在操作时连接处发生泄漏，冷热流体互相混合，会 造成物料和热量损失；若物料带有腐蚀性、放射性或者两种流体接触 会产生易燃易爆物质，后果将更加严重。在固定管板式换热器的连接方法处还应考虑能承受一定的轴向力， 以避免温度变化较大时，产生的热应力使管子从管

13、板脱出。焊接法由于具有很多的优点（加工简单、对管空的加工要求不高， 较强的抗脱能力使之在高温高压下仍能保持连接处的紧密性，同时在 压力不太高时还可采用薄型管板），在一些要求较高的场合被广泛应 用。管子与管板采用焊接结构。浮头式换热器通常是把管板夹在壳体法兰与管箱法兰之间便于管壳程一起清 洗。管心距取 a=1.25do =1.25X25=31.25 32mm隔板两侧相邻管心距丫 4.4mm.壳体内径的确定取管板利用率n =0.8,n: 68则壳体内径为：D = 1.05a 1- = 1.05x32x、,一二 310mm丑 0.8按壳体标准圆整取D=400mm.确定实际管子数目N=68.折流挡板换

14、热器内安装折流挡板是为了提高壳程流体的对流传热系数。为了获得 良好效果，折流挡板的尺寸和间距必须适当。对于常用的圆缺形挡板， 弓形切口太大或太小，都会产生流动“死区”，如图所示，不利于传 热，且增加流体阻力。一般切口高度与直径之比为0.15-0.45,常见的有 0.20和0.25两种。(b)fc)(b)fc)-d切门过小,板间过大b H 选当c 切口过人挡板的间距对壳程的流动有重要的影响，间距太大不能保证流体垂直 流过管束，使得管外给热系数降低，间距太小又不方便检修，阻力损失 也很大。一般采用间距为壳体的0.2-1.0倍。取板间距B = 200mm。而对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体

15、的流动情况有中重 要的影响。弓形缺口太大还是太小都有可能造成流体“死区”，既不利 于传热也不利于流体的流动。一般来说，弓形口的高度可取壳程的0.1- 0.4。据以上原理可以选择的缺口高度以及挡板常采用0.2和0.25采用 弓形折流板。折流板数N传热管长B 一折流板间距折流板数N传热管长B 一折流板间距1=6000200 1=29 (块).其他附件拉杆 选拉杆直径为16mm,拉杆数量为4根。封头 封头有方形和圆形两种，方形用于小直径（400mm）的壳体 圆形用于较大直径的壳体。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 口装设缓冲挡板。导流桶 壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段

16、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桶，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 不凝气体和冷凝液等。.接管4x12500管程流体进出口接管。取管内流速u = 1.8m4x12500=0.0586 m1 y_ _=0.0586 m:冗u 3 3600 x 715 x 3.14 x 1.8按管子标准圆整，取管程流体进出口接管规格为 63.5mm x 3.5mm无缝钢管。壳程流体进出口接管。取管内流速u = 1.8 m / s则接管内径4 x 4.40则接管内径4 x 4.40V815 x 3.14 x 1.8=0.

17、0618m按管子标准圆整，取壳程流体进出口接管规格为68mm x 3.5mm无 缝钢管。六、换热器核算1.总传热系数K的计算管内传热膜系数由 a = 0.023 - Re 0.8 Pr 0.4 计算。td i i流体被加热，取n=0.4 管程流体流速12500=3600 x 715= 0.910m/ s0.785 x 0.022 x42.48 x 103 x 0.64 x 10-3 gPri二 Pri0.133 TOC o 1-5 h z -0 133a = 0.023 Re0.8Pr0.4 = 0.023xx282670.8 x 11.930.4i d i i0.02=1500W/(m2 .

18、)管外传热膜系数由 a = 0.36e-Re0.55 Pr1/3(-)0.14 计算。0 d 00 Rew传热当量直径4t2-7d 2 4x(0.0322 -0.785x0.0252)d =4- = 0.027me 兀 d3.14 x 0.025o壳程流通截面积S = BD (1 - d0) = 0.2 x 0.4 x (1 -竺)=0.0175 m 20t32壳程流体流速u = m，2 =44= 0.309m / s0 S815 x 0.01750Re00.309 x 0.027 x 815 “0=22633 X10-32.2 xRe00.309 x 0.027 x 815 “0=22633

19、 X10-32.2 x 103 x 3 x 10-5 =51.560.128壳程中柴油被冷却，(上)0.14 氏 0.95Nw一一aa = 0.360Re0.55 Pr 1/3()0.140 d 00 aew0 128=0.36 xx 22630.55 x 51.561/3 x 0.95 = 422.4 W/ (m2 )0.027 污垢热阻和管壁热阻管内、外侧的热阻均取 R = R0 = 0.0003m2 /W。已知管壁厚3= 0.0025m ；取碳钢导热系数九=45.4W/(m2 )。总传热系数K 总传热系数K为:K d d3 d0 + R 0 +0 + R +a did入 d0i iim吧

20、J + 0.0003 x 耍 + .0025 X .025 + 0.0003 +1500 x 0.020.0245.4 x 0.0225422.4=250W /(m2 )传热面积校核所需传热面积4 =3.875 x 105 =26.97m所需传热面积4 =250 x 57.50A - AA，前已算出换热器的实际传热面积A = 32.23mA - AA，31.6 - 26.97 x 100% = 17.7%26.97说明该换热器有17.7%的面积裕度，在10%25%。满足此要求，能完 成生产任务。.壁温的计算换热管壁温可由下式估算_a T+a tt = 1 m2_mw a +a已知：a1 =a0

21、 = 422.4W/(m2 ) ； a2 =a = 1500W/(m2 )；T = 0.4T + 0.6T = 0.4 x175+0.6 x130=1480ctm = 0.4t1 + 0.6t2 = 0.4 x 110 + 0.6 x 70 = 86C m21换热管平均壁温为422.4 x 148 +1500 x 86t 二二 99.60cw 422.4 +1500壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度，即T = 900C,。壳体壁温与传 热管壁壁温之差为wAt = 99.6 90 = 9.60。该温差小于50，故不需设置温差补偿装置。.核算压力降管程压力降工 AP = (AP +AP ) FN

22、 N12 tsp已知 F = 1.4, N = 1，N = 4，u = 0.910m/s，Re = 28267(湍流)。对于 tspii碳钢管，取管壁粗糙度 = 0.1 mm0.1200.120=0.005由九Re关系图中查得九i = 0.03L u2 p60.9102 x 715AP = X x ii- = 0.03 xx= 2664.4Pa1 i d 20.022AP = 3(二)=3 x (715 x 0.9102)= 888.1Pa22Zap = (2664.4 + 888.1) x 1.4 x 1 x 4 = 19.89Pa 30Pa i壳程压力降已知 FS = 1.15。NS =

23、L 有Zap = (App +Ap)FN012 s sp U 2z ap - Ffb (N +1) U2管子按正方形错歹列F = 0.4，b = 1.1,n= 1.1= 0.4x1.024x9.1x (29+1) x= 108Pa,2B p u 2州二 N (3.5 - -) 02b d 22 x 0.2、815x 0.1542=29x (3.5 ) x= 70Q7 Pa0.42工 线=(1081+7007) x1.15x1 = 204Pa = 2.04Qa 30KPa 计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计要求。三、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

24、下表:工艺参数管程壳程质量流量/(kg/h)1250015840进/出口温度/175/13070/110物 性 参 数定性温度/152.590密度/(kg/m3)715815定压比热熔/ kJ/(kg K)2.482.2粘度/(Pa - s)0.64X10-53 X10-3热导率/W/(mK)0.1330.128工 艺 主 要流速/(m/s)0.910污垢热阻/ m2 K/ W0.00030.0003阻力(压降)/kPa19.892.049计算结果对流传热系数 / W/（m2 K）1500422.4总传热系数K/W/(m2 K)250平均传热温差/57.50热流量/kW387.5传热面积裕度/%17.7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式换热器台数1壳体内径/mm400传热面积/m231.6管径/mm025X2.5折流板型式上下管 数/根68折流板数/个29管 长/m6折流板间距/mm200管子排列方式正方形错列切口高度/mm管间距/mm32封头X2个封头法兰隔板拉