化工原理换热器课程设计.docx
《化工原理换热器课程设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理换热器课程设计.docx（35页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
化工原理换热器课程设计
（1）
1
2
1
4
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 7
6.参考文献 11
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℃
比热
kJ/kg.℃
入口出口
柴油170T353202.487150.1330.64×10-3
2
原油60105414162.208150.1283.0×10-3
质量流量
kg/h
导热系数W/m.℃
密度kg/m3
粘度Pa.s
物料
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
1
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：
41416kg/h
加热介质柴油：
入口温度170℃出口温度T2质量流量：
35320kg/h
允许压降：
不超过0.3×105Pa
3.2物性参数表
温度℃
比热
kJ/kg.℃
入口出口
柴油170T353202.487150.1330.64×10-3
2
原油60105414162.208150.1283.0×10-3
质量流量
kg/h
导热系数W/m.℃
密度kg/m3
粘度Pa.s
物料
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：
不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子
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φ25×2.5mm及φ19×mm两种规格的管子。
在这里，选择φ25×2.5mm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4~6（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=（1.3~1.5）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10~40％，一
般取20~25％，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（0.2~1）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，12
Q=Q
所以，
qCTqCT
m1p11=m2p22
353202.48（170-T）=414162.20（105-60）360023600
得到T2=123.1908℃
两流体温度变化情况：
热流体（柴油）进口温度170℃，出口温度123.1908℃；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φ25×2.5mm
的碳钢管，根据表三—管内流速取ui=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p1=715kg/m3
定压比热容cp1=2.48kJ/（kg.C）
导热系数入1=0.133W/（m.C）
黏度山1=0.64〉10一3Pa.s
原油的物性数据：
密度p2=815kg/m3
定压比热容cp2=2.20kJ/（kg.C）
导热系数入2=0.128W/（m.C）
黏度山2=3.0〉10一3Pa.s
5.3计算总传热系数
5.3.1热流量
Q=qm1Cp1编T1=414163600〉2.20〉（105-60）=1138.94〉103kgs
5.3.2平均传热温差
编t一编t（170一105）一（123.1908一60）
编t'=21==64.0911℃
ln2ln
m编t170一105
编t123.1908一60
1
而
t一t105一60T一T170一123.1908
p=21==0.4091R=21==1.0402
T一t170一60t一t105一60
12，21
查图得：
Ф=0.91，则确定为单壳程。
t
t=Фt'=0.9164.0911=58.3229℃
mtm
5.3.3初选换热器规格，根据两流体的情况，假设K估=300wm2•℃，则：
S=Q113894065.0939m2估Kt30058.3229
估m
由此，根据换热器系列标准选定内导流浮头式换热器（JB/T4714-92）
公称面积/m2
管子总数
252.5
4
管子尺寸
管程数
壳径/mm
管长/mm
64.8
188
600
4.5
5.3.4实际传热面积
SndL=1883.140.0254.50.164.9681m2
0
5.3.5若选用该型号换热器，则校核的总传热系数为：
KQ1138940300.5808wm2•℃
0St64.986158.3229
0m
5.4核算压力降
5.4.1管程压力降
pppFNN其中Ft=1.4,Ns=1,Np=4
i12tsp
Ad2•0.0220.0148m2
n188
i4iN44
管程流通面积p
V35320
us0.9272ms
iA36007150.0148
i
Rdiui0.020.92727152.0716104湍流
ei0.64103
则
c0.1
==0.005
取管壁粗糙度ε=0.1mm,则相对粗糙度di20，由λ-Re关系图查得：
λ=0.032，
则
编p=入lpu2=0.032人4.5人715人0.92722=2212.8674P
1d20.022a
pu2715人0.92722
编p=3=3人=922.0280P
222a
则x编p=（2212.8674+922.0280）人1.4人1人4=17555.4147P<0.3人105P
iaa
5.4.2壳程压力降
x编p=（编p'+编p'）FN,其中F=1.15,N=1012ssss
管子排列取正方形直列，F=0.3
n=1.19n=1.19188=16.3165如17
c
取折流挡板间距h=0.25人D=0.25人0.6=0.15
L4.5
N=_1=_1=29
Bh0.15
壳程流通面积A0=h（D_ncd0）=0.15（0.6_17人0.025）=0.0263m2
V41416
u=s==0.5367ms
0A3600人815人0.02630
R=dup00=0.025人0.5367人815=3.6453人103>500e0山3人10_3
0e0
f=5.0R_0.228=5.0人（3.6453人103）_0.228=0.7707
所以
p'FfnN1u0
（2）0.30.7707172918150.5367213841.0039P
10cB22a
2BD20.62
p'N3.5-2h293.520.158150.5367210211.9824a（P）
p13841.003910211.98241.1527660.9343P0.3105
0a
计算表明：
管程和壳程压力降都能满足题设要求
5.5核算总传热系数
5.5.1管程对流传热系数i
R2.0716104湍流
ei
Pp11.9338
C2.481030.64103
ri0.133
0.023R0.8P0.40.0230.1332.07161040.811.93380.41170.3229wm2.℃
ideiri0.02
i
5.5.2壳程对流传热系数0
取换热器列管之间中心距t32mm，则流体通过管间最大截面积为：
AhD
升级会员 