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1、word课 程 设 计设计题目：列管式换热器6 / 30专业班级： 姓名：应化 1301 班王伟学号：U201310289指导老师：王华军时间：2016 年 8 月目 录1.课程设计任务书51.1 设计题目51.2 设计任务及操作条件51.3 技术参数 52.设计方案简介 53.课程设计说明书631 确定设计方案63.1.1 确定自来水进出口温度63.1.2 确定换热器类型63.1.3 流程安排73.2 确定物性数据733 计算传热系数83.3.1 热流量83.3.2平均传热温度差83.3.3传热面积83.3.4冷却水用量84.工艺结构尺寸94.1管径和管内流速94.2管程数和传热管数94.3
2、传热管排列和分程方法94.4壳体内径104.5折流板104.6 接管114.6.1 壳程流体进出管时接管114.6.2 管程流体进出管时接管114.7 壁厚的确定和封头124.7.1 壁厚124.7.2 椭圆形封头124.8 管板124.8.1 管板的结构尺寸134.8.2 管板尺寸135.换热器核算135.1 热流量衡算135.1.1 壳程表面传热系数135.1.2 管程对流传热系数145.1.3 传热系数K155.1.4 传热面积裕度165.2 壁温衡算165.3 流动阻力衡算175.3.1 管程流动阻力衡算175.3.2 壳程流动阻力衡算176. 设计结果汇总197. 设计评述208.致
3、谢219.工艺流程图2210.符号说明2211. 参考资料241. 化工原理课程设计任务书1.1 设计题目煤油冷却器设计1.2 设计任务及操作条件设备型式：列管式换热器处理能力：15+0.1*1*89=23.9 万吨/年煤油操作条件：（1）煤油：入口温度 140，出口 40；（2） 冷却介质：自来水，入口和出口温度由条件衡算；（3） 允许压降：不大于 105Pa（4） 每年按 360 天算，每天运行 24 小时。1.3 技术参数word煤油定性下的物性数据：密 度 ： 825Kg/m3 ； 粘 度 ： 7.15*10-4Pa.s ； 比 热 容 ： 2.22KJ/(Kg.)；导热系数：0.14
4、W/（m.）。 2.设计方案简介本设计任务是利用自来水给煤油降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器。选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。7 / 30word
5、 3.课程设计说明书3. 1 确定设计方案（1） 确定自来水进出口温度自来水的进口温度一般为室温，设计进口温度为 25。在设计出口温度是参考一下标准：冷却水出口温度不超过 60，以避免换热器严重结垢， 冷却水的出口温度不应高于工作物流的出口温度。因此设计冷却剂出口温度为 35。（2） 确定换热器类型两流体温度变化情况如下：煤油：入口温度 140，出口温度 40； 自来水：入口温度 25，出口温度 35。mm该换热器用自 来水进行冷却， 由于 T -t =(140+40)/2- （ 35+25 ）/2=6050，所需换热器的管壁温度与壳体温度相差较大，故从安全、经济、方便的角度考虑采用带有补偿圈
6、的管板式换热器。（3） 流程安排由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管9 / 30程，煤油走壳程。另外，这样的选择可以使煤油通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。3.2 确定物性数据定性温度：对于一般的气体及低粘度流体，其定性温度可取其进出口温度平均值。煤油定性温度：（140+40）/2=90，自来水定性温度：（35+25）/2=30在定性温度下，分别查取煤油和自来水的物性参数如下： 煤油在 90下的有关物性数据如下：o密 度 =825 kg/m3p,ooo定压比热容 c =2.22kJ/(kg) 导 热 系 数 =0.14 W/(m) 粘 度 =0.000715Pas冷却水
7、在 30下的物性数据：i密度 =995.7kg/m3p,i定压比热容c=4.174kJ/(kg)i导热系数 =0.6176 W/(m)粘度i=0.000801 Pasword3.3 计算传热系数1. 热流量：以煤油为计算标准算他所需要被提走的热量：Q=qct=x2.22x（140-35）=7.034x106KJ/h=1953.8KW2. 平均传热温差：计算两流体的平均传热温差，暂按单壳程、多管程计算。逆流时：煤 油：14040， 自来水：3525，m从而，t =此时，=46.25,P=0.13， R=7.00，由公式易算得 =0.840.8,符合要求。3.传热面积：取传热系数为 450 W/(
8、m2)，则由公式可得传热面积为A =93.88m2p10 / 30word4.冷却水用量：忽略热损失，由公式易得，冷却水用量为：Q=46.81Kg/s=168516Kg/h。 4.工艺结构尺寸已知两流体允许压降均不大于 35KPa，与煤油相比，水的对流传热系数一般较大。由于循环冷却水易结垢，会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，考虑到散热降温方面的因素，应该让循环自来水走管程，煤油走壳程。4.1 管径和管内流速列管式换热器内的适宜流速X 围ii则初步选择252.5mm 的碳钢管，管内径 d =25-2.5x2=20mm，管内流速取u =1.2m/s。4.2 管程数和传热管数11 / 30w
9、ord=124.8125 根按 单 管 程 计 算 ， 所 需 的 传 热 管 长 度 为 L=9.58m。pt若按照单管程设计，则管长过长，不宜使用，故采用多管程设计。取传热管长为 5m ， 则换热器管程数应为 N =2 ， 传热管总数为N =125x2=250 根。4.3 传热管排列和分程方法管子在管板上的排列方式最常用的如下图（a）（b）（c）（d）所示，包括正三角形排列（排列角为300）、同心圆排列、正方形排列（排列角为 900）、转角正方形排列（排列角为450）。当管程为多程时，则需采取组合排列，如下右图。12 / 30word采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方
10、形排列。换热管中心距查表如下（mm）：则横过管束中心线的管束为n=1.1=1.1=17.3918。4.4 壳体内径采用多管程设计，取管板利用率为=0.7，则壳体内径为D=1.05t=1.0532=634.9mm按卷制壳体的进级档可取D=700mm。4.5 折流板折流板间距多为 100mm，150mm，200 mm，300mm，450 mm，600 mm， 800 mm，1000 mm。折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，如下表（mm）：13 / 30word支承板厚度一般不应小于上表数据，支承板不允许的最大间距参考下表：经选择，采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆
11、缺高度为 h=25%700mm=175mm。取折流板间距 B=0.3D，则 B=0.3700mm=210mm，可取 B=200mm， 因而查表可得，折流板厚度为 5mm，支承板厚度为 8mm，支承板允b许不支承最大间距为 1800mm。折流板数为 N =-1=24 块。折流板圆缺面水平装配。4.6 接管4.6.1 壳程流体进出管时接管：取接管内煤油流速为 u=1m/s，则接管内径为1D = 0.1138m=113.8mm。4.6.2 管程流体进出口时接管：取接管内冷却水流速 u 1.5m/s，则接管内径为214 / 30wordD = 0.1998m=199.8mm。24.7 壁厚的确定和封头
12、4.7.1 壁厚查资料易知，圆筒厚度为 8mm，椭圆形封头与圆筒厚度相等， 亦为 8mm。4.7.2 椭圆形封头示意图如下：查表易得其尺寸数据如下表：4.8 管板15 / 30word管板除了和管子和壳体等连接外，还是换热器重一个重要的受压器件。4.8.1 管板的结构尺寸查相关资料得，固定管板式换热器的管板主要尺寸如下表：4.8.2 管板厚度考虑到腐蚀裕量，以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等原因，建议最小厚度应大于20mm。管板最小厚度如下表：换热管外径为 25mm，因而管板厚度取为3d 取为 20mm。5.换热器核算5.1 热流量核算（1） 壳程表面传热系数：对圆缺形的折流板
13、，可采用克恩公式：16 / 30/4=18.75mm，则综上0wordld u rc mma = 0.36（ e 0）（ p）（ ）0.140dmlmew计算壳程当量直径，由正三角形排列可得：33p（4t2 - d ） 4(0.0322 - 0.785 0.0252 )23 / 30d=24 0epd0=2=0.020m3.14 0.025壳程流通截面积：S = BD(1 - do0.025 =0.0306 2o) = 0.2 0.71 -t0.032 m壳程流体最小流速为：qu =v00A0=m0qr A0=14001000= 0.53m / s24 3600 624.89 0.0489=
14、30176.8 /(3600 825)=0.33m/s。0.0306雷诺准数为：Re =dou rmo o oo= 0.02 0.32 8250.000715= 7384o普兰特准数为：Pr =cm2220 0.000718=ol0.14o= 11.34Nu=0.36 Re0.55 Pr1/ （3将数值代入上式：m ）0.14 。物料被冷却，粘度校正（ mmmww）0.14 取 1，1Nu= 0.36 78340.55 11.343 =112.08a lo = Nuo doo =112.08 0.14 0.02=784.57W/m2（2） 管程对流传热系数： 管道流通面积：S =0.7850.
15、022125=0.0393m2i管程流体最小流速：u = 168516 /(3600 995.7)= 1.196m / si0.0393雷诺准数为Re = 0.02 1.196 995.7= 29734i0.000801普兰特准数为：Pr = 4174 0.000801= 5.42i0.6167管内表面传热系数：a= 0.023 i0.61670.02 29734 0.8 5.420.4= 5284.14W/m2（3）传热系数K根据冷热流体的性质及温度，选取污垢热阻：管外侧污垢热阻： RR =0.00017 m2/Wso=0.00058m2 /W ，管内侧污垢热阻：si管壁的导热系数： l =
16、45 m2/W 管壁厚度： b=0.0025内外平均厚度： d =0.0225m在下面的公式中，代入以上数据，可得K =1do+ Rdbd1o +o + R+a dsi dldiiiisoao=10.025+ 0.00058 0.025 +0.0025 0.025+ 0.00017 +15284.14 0.020.0245 0.0225784.57=595.24W/m2所以，K 的裕度为:k= 784.57 - 595.24 =24.13%，该值合适。785.57（4） 传热面积裕度由K 计算传热面积S S =Q= 97139457338.6040= 88=.47904.69m5m 2K Dt
17、m折555952.7244194.769.25该换热器的实际传热面积为：S =pd LN =3.140.0255.0250po=98.125m2则该换热器的面积裕度为：H= Sp - SS= 98.125 - 70.9598.125= 27.7%，该值合适，故换热器满足要求I。5.2 壁温衡算由于换热管内侧污垢热阻较大，会使传热管内侧污垢热阻较大， 会使传热管壁温升高，减低了传热管和壳体的壁温之差。但在操作初期，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由以下公式计算传热管壁温：Ta + tmca1 a +1 amhcht=w式中液体的
18、平均温度t 和T 为：mmt + t35 + 25（）t =12 = 30m22T + T140 + 40（）T =12 = 90ma = aci22= 3681.74 W/m2ah = ao = 440.39 W/m2传热管平均壁温：90 5284.14 + 30 784.541 5284.14 + 1 784.57t = 37.8w壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度，即T=90 壳体壁温和传热管壁温之差为：Dt = 90 - 37.8 = 52.2由于换热器壳程流体的温差不大，壳程压力不高，因此，选用固定管板式换热器较为适宜。5.3. 流动阻力核算因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对
19、壳程和管程的压力降分别进行核算。5.3.1 管程流动阻力核算管程压力降的计算公式为： pi = (Dp1- Dp )N NF2sps已知此情况下Re =29734，为湍流。i取绝对粗糙度x = 0.2mm,相对粗糙度为 xdi= 0.2 = 0.0120查l - Re关联图，可得摩擦因数 : l = 0.035，l51.1962 Dp1= lru22di= 0.035 995.7 = 6231Pa0.022Dp = 3 ru2 22= 3 995.7 1.19622= 2136Pa另外，式子中：壳程数N =1s管程数N =2p代入公式中，有： pi = (Dp1- Dp )N NF2sps=（
20、6231+2136）121.5=25101Pa35kpa，故符合要求。5.3.2 壳程流动阻力由于壳程流体的流动状况比较地复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。下面以埃索法计算壳程压力降：壳程压力降埃索法公式为：DP =（DP +DP ）F N012ssDp 流体横过管束的压力降，Pa；1Dp 流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；2Fs壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15， 对于气体取 1.0；Ns壳程数；而DP= FfN（Nr u 2+1） 0，其中F = 0.5，f= 5Re -0.228 ，=0N.6=562，3n =1.110cB20cc250
21、0.5=17.39，N=24,uB=0.33m/s。o代入数值得：Dp =0.50.65617.3925 0.332=5139.4Pa12而Dp = N（3.5-2h ru 2） 0，其中h=0.2m，d=0.7m，N=29,2BD2BD 壳 径 ，m h折流挡板间距，md 换热器外径，mo代入数值得：Dp = N（3.5-2h ru 2） 02BD2=24（3.5- 2 0.2 ） 950 0.3320.72=2634.5Pa对于液体F =1.15，于是我们有：sDP =（DP +DP ）F N=1.151（5139.4+2634.5）012ssword=8939.9Pa35kpa。经过以上
22、的核算，管程压力降和壳程压力降都符合要求。6 设计结果汇总换热器主要结构尺寸和计算结果7.设计评述列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类24 / 30word型，由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通
23、过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可配合应 用。 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、
24、断裂，或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：不洁净和易结垢流体宜走管程， 因管内清洗较方便；腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液容易排出； 若两流体温度差较大,选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大26 / 30的流体走壳程，以减小热应力。固定管板式换热器由管箱、壳体、管板、管子等零部件组成，其结构较紧凑，排管较在相同直径下面积较大，制造较简单，最后一道壳体与管板的焊缝无法检测。它的优点是：
25、（1）传热面积比浮头式换热器大 20%30%；（2）旁路漏流较小；（3）锻件使用较少，成本低 20%以上；（4）没有内漏。它的缺点； （1）壳体和管子壁温差 t50时必须在壳体上设置膨胀节；（2）管板与管头之间易产生温差应力而损坏；（3）壳程无法机械清洗；（4）管子腐蚀后造成连同壳体报废，壳体部件寿命决定于管子寿命，相对较低；（5）壳程不适用于易结垢场合。8.致谢通过此次设计，了解了很多关于换热器的知识，如换热器的选型， 换热器结构和尺寸的确定，以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等。最最重要的是我深刻认知做设计计算时要非常小心，因为一不留神就会出错，如果前面错了没发现，后面就全错，这是设计中
26、的禁忌。设计内容很多，必须要付出努力才可以。为此，也要感谢老师及同学们的互相帮助。word9.工艺流程图.10.符号说明英文字母Cp定压比热容，kJ/(kg) C 辐射系数，W/（m2K4)c 热 容 量 流 率 比d管径，mD换热器壳径，mf摩擦因数F系数g重力加速度，m/s2h挡板间距，m27 / 30wordI流体的焓，kJ/kgK总传热系数，W/(m2)l 长 度 ，m L长度，mn 管 数N程数p压强，Paq热通量，W/m2Q传热速率或热负荷，Wr 汽 化 热 或 冷 凝 热 ， kJ/kg R热阻，m2/WS-传热面积， m2t冷流体温度，T热流体温度， u 流 速 ，m/s希腊字母对流传热系数， W/(m2)体积膨胀系数，1/边界层厚度，m导热系数，W/(m2)30 / 30传热系数时间，s黏度，Pas密度，kg/m3校正系数下标o 管 外e当量i管内s污垢s饱和t传热11.参考资料1 夏清，姚玉英,陈常贵,等. 化工原理M. 某某：某某大学， 2001；2 魏崇光，X 晓梅. 化工工程制图M. ：化学工业,1998；3 王静康. 化工设计M. ：化学工业出版，1998；4 董大勤. 化工设备机械设计基础M. ：化学工业,1999；5 王瑶.化工单元过程及设备课程设计.：化学工业，2013。