化工原理设计(换热器设计).doc

|广东石油化工学院 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： 学生姓名： 学生学号： 18 指导教师： 李燕 化学化工学院年 月 日化工原理课程设计任务书|一、设计题目：列管式换热器设计 二、设计任务及操作条件 某炼油厂用柴油将原油预热。柴油和原油的有关参数如下表, 两侧的污垢 热阻均可取1.72×10 -4 m 2 .K/W，要求两侧的阻力损失均不超过0.5×10 5 Pa。试选用 一台适当型号的列管式换热器。(x:学号) 三、设计要求提交设计结果，完成设计说明书。设计说明书包括：封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、 参考文献及设计自评表、换热器装配图等。 （设计说明书及图纸均须手工完成）四、定性温度下流体物性数据 温 度 物料 入口 出口 质量流量 kg/h 比 热 kJ/kg. 密 度 kg/m 3导热系数 W/m. 粘度 Pa.s 柴油 175 T 234220 2.48 715 0.133 0.64×10 -3原油 70 110 44330 2.20 815 0.128 3.0×10 -3推荐总 K=45280 W/m. 注：若采用错流或折流流程，其平均传热温度差校正系数应大于 0.8 五、参考书目: 1、姚玉英 . 化工原理 ,上册,1版.天津:天津大学出版社,1999 2、柴诚敬.化工原理课程设计. 1版.天津:天津大学出版社,1994 3、匡国柱.化工单元过程及设备课程设计. 1版.北京:化学工业出版社,20024、李功祥.常用化工单元设备设计.1版.广州:华南理工大学出版社,2003|目 录 1.设计任务书.1 2.概述.2 3.设计条件及物性参数表.2 4.方案设计和拟定.3 5.设计计算.6 6.热量核算.11 7.参考文献.16 8.心得体会.17|1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 温 度 物料 入口 出口 质量流量 kg/h 比 热 kJ/kg. 密 度 kg/m 3 导热系数 W/m. 粘度 Pa.s 柴油 170 T 2 35080 2.48 715 0.133 0.64×10 -3 原油 60 105 41104 2.20 815 0.128 3.0×10 -3|2.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60 出口温度105 质量流量：41104 kg/h 加热介质柴油：入口温度170 出口温度T2 质量流量：(35080)kg/h 允许压降：不超过0.3×105Pa 4.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6m，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： 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，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。 4.3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。此外，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，根据表换热器常用流速的范围，取管 内流速 4.4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25×2.5mm及19×mm两种规格的管子。在这里，选择 25×2.5mm管子。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6m，则合理的换热器管长应为1.5、2、3或6m。此外，管长和壳径应相适 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 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。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 4.5管程和管壳数的确定 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 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。 4.6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(0.21)倍。系列标准中采用的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。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， 2 1 Q Q 所以，|= 1 1 1 T C q p m 2 2 2 T C q p m ) 60 105 ( 20 . 2 3600 41104 ) 170 ( 48 . 2 3600 35080 2 T 得到 =123.2256 2 T 两流体温度变化情况：热流体（柴油）进口温度170，出口温度123.2256；冷 流体（原油）进口温度60，出口温度105。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 25×2.5mm的碳钢管，根据表三管内流速取u i =1.0m/s。 . 5.2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： 密度 3 1 / 715 m kg 定压比热容 ） kg kJ c p /( 48 . 2 1 导热系数 ） m W /( 133 . 0 1 黏度 s Pa 3 1 10 64 . 0 原油的物性数据： 密度 3 2 / 815 m kg 定压比热容 ） kg kJ c p /( 20 . 2 2 导热系数 ） m W /( 128 . 0 2 |黏度 s Pa 3 2 10 0 . 3 5.3计算总传热系数 5.3.1 热流量 Q 1 1 1 T C q p m W 6 3 10 2258 . 1 ) 60 105 ( 10 20 . 2 3600 41104 5.3.2 平均传热温差 t t t t t m 1087 . 64 60 7070 . 126 105 170 ln ) 60 7070 . 126 ( ) 105 170 ( ln 2 1 2 1 ' 5.3.3 总传热系数 K管程传热系数4 4 1 1 1 1 10 2344 . 2 10 4 . 6 715 0 . 1 02 . 0 Re u d m W c u d d p 2 4 . 0 4 3 8 . 0 4 4 . 0 1 1 8 . 0 1 1 1 1 1 1 1 / 970 133 . 0 10 4 . 6 10 48 . 2 10 23 . 2 020 . 0 133 . 0 023 . 0 023 . 0 壳程传热系数假设壳程的传热系数 m W 2 2 / 540 污垢热阻W m R R d d / 10 72 . 1 2 4 2 1 |管壁的导热系数 m W / 45 2 2 2 1 2 1 1 1 2 1 1 d m d R d bd d d R d d K540 1 10 72 . 1 0225 . 0 45 025 . 0 0025 . 0 020 . 0 025 . 0 10 72 . 1 020 . 0 970 025 . 0 1 4 4 m W 2 / 6 . 278 5.4计算传热面积2 6 ' 2842 . 63 1087 . 64 6 . 278 10 1303 . 1 ' m t K Q S m 考虑15%的面积裕度， 2 7768 . 72 2842 . 63 15 . 1 ' 15 . 1 m S S 5.5工艺结构尺寸 5.5.1 管径和管内流速选用 传热管(碳钢),取管内流速 5 . 2 25 s m u / 0 . 1 1 5.5.2 管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数 （根） 44 4031 . 43 0 . 1 02 . 0 785 . 0 3600 715 35080 4 2 2 1 u d V n s 按单程管计算,所需的传热管长度为m n d S L s 0702 . 21 44 025 . 0 14 . 3 7768 . 72 2 按单程管设计,传热管过程,宜采用多管程结构。现取传热管长 ， m l 6 |则该换热器管程程数为（管程） 4 6 0702 . 21 l L N p传热管总根数 （根） 176 4 44 N 5.5.3平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数0394 . 1 60 105 2256 . 123 170 R4091 . 0 60 170 60 105 P按单壳程, 4管程结构,温差校正系数应查附图一对数平均温度校正系数 。 t 可得923 . 0 t 平均传热温差 t t m t m 1723 . 59 1087 . 64 923 . 0 ' 5.5.4 传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角排列,隔板两恻采用正方形排列.取管心距 ,则 2 25 . 1 d t mm t 32 25 . 31 25 25 . 1 横过管束中心线的管数（根） 16 176 19 . 1 19 . 1 N n c|5.5.5 壳体内径采用多管程结构,取管板利用率 ,则壳体内径为 6 . 0 mm N t D 4661 . 575 6 . 0 176 32 05 . 1 05 . 1 圆整可取 mm D 580 5.5.6 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mm h 145 580 25 . 0 取折流板间距 ， D B 3 . 0 则 mm B 174 580 3 . 0 可取B为200mm。折流板数 （块） 折流板间距 传热管长 29 1 200 6000 1 B N折流板圆缺面水平装配。 5.5.7 接管壳程流体进出口接管:取接管内流速为 ，则接管内径为 s m u / 0 . 1 ） （m u V d 1335 . 0 0 . 1 14 . 3 815 3600 41104 4 4 取标准管径为150mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 ，则接管内径为 s m u / 1 | ） （m u V d 1317 . 0 0 . 1 14 . 3 715 3600 35080 4 4 取标准管径为150mm。 5.6热量核算 5.6.1.1 壳程对流传热系数对圆缺形折流板,可采用凯恩公式14 . 0 2 3 1 55 . 0 2 2 2 Pr Re 36 . 0 w e d 当量直径,由正方形排列得 ) ( 027 . 0 025 . 0 14 . 3 025 . 0 785 . 0 032 . 0 4 4 4 2 2 2 2 2 2 m d d t d e 壳程流通截面积) ( 0253 . 0 032 . 0 025 . 0 1 58 . 0 2 . 0 1 2 m t d BD S o 壳程流体流速及其雷诺数分别为 ) / ( 4461 . 0 0314 . 0 815 3600 41104 2 s m u 3 3 0 10 2721 . 3 10 3 815 4461 . 0 027 . 0 Re 普兰特准数|56 . 51 128 . 0 10 3 10 20 . 2 Pr 3 3 粘度校正 2414 . 1 14 . 0 w m W 2 3 1 55 . 0 3 2 / 0612 . 676 2414 . 1 56 . 51 ) 10 2721 . 3 ( 027 . 0 128 . 0 36 . 0 5.6.1.2 管程对流传热系数3 . 0 8 . 0 1 1 1 Pr Re 023 . 0 d 管程流通截面积) ( 0138 . 0 4 176 02 . 0 785 . 0 2 2 1 m S 管程流体流速及其雷诺数分别为9875 . 0 0138 . 0 ) 715 3600 /( 35080 1 u4 10 2064 . 2 00064 . 0 715 9875 . 0 02 . 0 Re 普兰特准数9 . 11 133 . 0 10 64 . 0 10 48 . 2 Pr 3 3 m W 2 3 . 0 8 . 0 4 1 / 7562 . 959 9 . 11 ) 10 2064 . 2 ( 02 . 0 133 . 0 023 . 0 5.6.1.3 传热系数 K2 2 2 1 2 1 1 1 2 1 1 d m d R d bd d d R d d K|0612 . 676 1 000172 . 0 0225 . 0 45 025 . 0 0025 . 0 020 . 0 025 . 0 000172 . 0 020 . 0 7562 . 959 025 . 0 1 m W 2 / 9794 . 326 5.6.1.4 传热面积 S2 6 9208 . 53 1087 . 64 9794 . 326 10 1303 . 1 m t K Q S m 该换热器的实际传热面积 p S ) ( 6064 . 74 16 176 06 . 0 6 025 . 0 14 . 3 2 2 m n N L d S c p 该换热器的面积裕度为 S S S H p 3629 . 38 100 9208 . 53 9208 . 53 6064 . 74 100 传热面积裕度大,该换热器能够完成生产任务 5.6.2 核算压力降 5.6.2.1 管程压力降 p s t N N F P P P 2 1 1 , , 1 s N 4 p N 4 . 1 t F, 2 2 1 1 u d l P 2 2 2 u P 由 ，传热管相对粗糙度 ，查附图二摩擦系数与 4 10 2344 . 2 Re 005 . 0 20 01 . 0 |雷诺准数及相对粗糙度的关系得 ，流速 ， m W / 032 . 0 1 s m u / 9875 . 0 1 ， 3 / 715 m kg 所以Pa P 7362 . 3346 2 715 9875 . 0 02 . 0 6 032 . 0 2 1 Pa u P 8550 . 1045 2 9875 . 0 715 3 2 2 2 2 Pa Pa N N F P P P p s t 5 2 1 1 10 3 . 0 6535 . 24598 4 4 . 1 8850 . 1045 7362 . 3346 管程压降在允许范围之内。 5.6.2.2 壳程压力降 s t N F P P P ' ' 2 1 2 1 s N15 . 1 t F流体流经管束的压降 2 1 2 2 ' 1 o B c u N n Ff P 4 . 0 F7899 . 0 3272 5 228 . 0 2 f16 c n， 29 B N|1 446 . 0 o u Pa P 8754 . 12298 2 4461 . 0 815 1 29 16 7899 . 0 4 . 0 2 ' 1 流体流过折流板缺口的压降2 2 5 . 3 2 2 ' 2 u D B N P B ， m B 2 . 0 m D 53 . 0 Pa P 2117 . 6009 2 4461 . 0 815 58 . 0 2 . 0 2 5 . 3 29 2 ' 2 总压降 Pa Pa P 5 2 10 3 . 0 3001 . 21054 15 . 1 ) 2117 . 6009 8754 . 12298 ( 壳程压降也比较适宜。 7.参考文献 1柴诚敬,张国亮等化工流体流动与传热M北京：化学工业出版社 2马江权，冷一欣等。化工原理课程设计。北京：中国石化出版社，2009 3匡国柱，史启才化工单元过程及设备课程设计M北京：化学工业出版社，2002 4夏清，贾绍义。化工原理（上册） 。 天津：天津大学出版社，20135刘积文主编，石油化工设备制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989