化工原理课程设计换热器的设计.docx

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化工原理课程设计换热器的设计

化工原理》课程设计说明书

题目：

煤油冷却器的设计

学院：

化学化工学院

班级：

化工0802

学号：

1505080802

姓名：

指导教师：

邱运仁

时间：

2010年9月

1.任务书……………………………………………………………………………………………………-2-

1.1.题目

1.2.任务及操作条件

1.3.列管式换热器的选择与核算

2.概述…………………………………………………………………………………………………..-3-

2.1.换热器概述

2.2.固定管板式换热器

2.3.设计背景及设计要求

3.热量设计…………………………………………………………………………………………………-5-

3.1.初选换热器的类型

3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定

3.3.确定物性数据

3.4.计算总传热系数

3.5.计算传热面积

4.机械结构设计…………………………………………………………………………………………..-9-

4.1.管径和管内流速

4.2.管程数和传热管数

4.3.平均传热温差校正及壳程数

4.4.壳程内径及换热管选型汇总

4.4.折流板

4.6.接管

4.7.壁厚的确定、封头

4.8.管板

4.9.换热管

4.10.分程隔板

4.11拉杆

4.12.换热管与管板的连接

4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图（BI型）

4.14.膨胀节的设定讨论

5.换热器核算………………………………………………………………………………………….…-21-

5.1.热量核算

5.2.压力降核算

6.管束振动……………………………………………………………………………………..…………-25-

6.1.换热器的振动

6.2.流体诱发换热器管束振动机理

6.3.换热器管束振动的计算

6.4.振动的防止与有效利用

7.设计结果表汇…………………………………………………………………………………….……-28-

8.参考文献…………………………………………………………………………………………….…..-29-附：

化工原理课程设计之心得体会………………………………………………………………………-30-

一.化工原理课程设计任务书

1.1.题目

煤油冷却器的设计

1.2.任务及操作条件

1.2.1处理能力：

40t/h煤油

1.2.2.设备形式：

列管式换热器

1.2.3.操作条件

（1）.煤油：

入口温度160℃，出口温度60℃

（2）.冷却介质：

循环水，入口温度17℃，出口温度30℃

（3）.允许压强降：

管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa

（4）.煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/（kg.℃），导热系数0.14W/（m.℃）

1.3.列管式换热器的选择与核算

1.3.1.传热计算

1.3.2.管、壳程流体阻力计算

1.3.3.管板厚度计算

1.3.4.膨胀节计算

1.3.5.管束振动

1.3.6.管壳式换热器零部件结构

§二.概述

2.1.换热器概述换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。

在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。

换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。

因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。

在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。

换热器的类型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，如表2-1所示。

表2-1传热器的结构分类

类型

特点

间

管

固定管式

刚性结构

用于管壳温差较小的情况（一般≤50℃），管间不能清洗

列

带膨胀节

有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力

浮头式

管内外均能承受高压，可用于高温高压场合

壳

管

U型管式

管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难

壁

式

填料函式

外填料函

管间容易泄露，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质

式

内填料函

密封性能差，只能用于压差较小的场合

式

釜式

壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮

双套管式

结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器中

套管式

能逆流操作，用于传热面积较小的冷却器、冷凝器或预热器

螺旋管式

沉浸式

用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热

喷淋式

只用于管内流体的冷却或冷凝

板

面

式

板式

拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热

螺旋板式

可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用做回收低温热能

伞板式

结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净

板壳式

板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高

混合式

适用于允许换热流体之间直接接触

蓄热式

换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热能的场合

2.2.固定管板式

因设计需要，下面简单介绍一下固定管板式换热器。

固定管板式即两端管板和壳体连结成一体，因此它具有结构简单造价低廉的优点。

但是由于壳程不易检修和清洗，因此壳方流体应是较为洁净且不易结垢的物料。

当两流体的温度差较大时，应考虑热补偿。

有具有补偿圈（或称膨胀节）的固定板式换热器，即在外壳的适当部位焊上一个补偿圈，当外壳和管束的热膨胀程度不同时，补偿圈发生弹性变形（拉伸或压缩），以适应外壳和管束的不同的热膨胀程度。

这种热补偿方法简单，但不宜用于两流体温度差太大（不大于70℃）和壳方流体压强过高（一般不高于600kPa）的场合。

1-挡板2-补偿圈3-放气嘴

图2.2.1.固定管板式换热器的示意图

2.3.设计要求完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求：

（1）合理地实现所规定的工艺条件：

可以从：

①增大传热系数②提高平均温差③妥善布置传热面等三个方面具体着手。

（2）安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵循我国《钢

制石油化工压力容器设计规定》和《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与标准。

（3）有利于安装操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。

设备与部件应便于运输与拆卸，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。

（4）经济合理

评价换热器的最终指标是：

在一定时间内（通常1年内的）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费）等的总和为最小。

在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一标准就尤为重要了。

§三.热量设计

3.4.计算总传热系数

3.4.2.热流量

以热介质煤油为计算标准算它所需要被提走的热量:

Q=ms1cp1（T1-T2）=40000x2.2x（160-60）=8800kJ/h=2444.4kw

3.4.3.平均传热温差

计算两流体的平均传热温差暂时按单壳程、多管程计算。

逆流时，我们有

煤油：

160℃→60℃

水：

30℃←17℃

从而，

而此时，我们有：

T1-T2

160-60

100

R=12=

==7.69

t2-t1

30-17

13

式中：

T1,T2——热流体（煤油）的进出口温度，℃；t1，t2——冷流体（自来水）的进出口温度，℃；

7.692+1ln1-0.091ln2-0.091X（1+7.69-7.692+1

7.69-11-0.091x7.692-0.091X（1+7.69+7.692+1

=0.961

ψ>0.9符合要求

则平均传热推动力：

△tm=△tm,逆×ψ=0.961x78.6=75.5℃

3.4.4.冷却水用量

由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得：

Qc=Q=8800000/[4.185x（30-17）]=161750㎏/h

Cpc（t2-t1）

3.1.初选换热器的类型

两流体的温度变化情况如下：

（1）煤油：

入口温度160℃，出口温度60℃；

（2）冷却介质：

自来水，入口温度17℃，出口温度30℃；该换热器用循环冷却自来水进行冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考略到这一因素，估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，故从安全方便考虑可以采用带有膨胀节的管板式换热器

3.3.确定物性数据定性温度：

对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。

壳程流体（煤油）的定性温度为：

T=（160+60）/2=110℃

管程流体（水）的定性温度为：

t=（30+17）/2=23.5℃

在定性温度下，分别查取管程和壳程流体（冷却水和煤油）的物性参数，见下表：

密度/（㎏/m3）

比热容/（kJ/kg•℃）

粘度/（Pa•s）

导热系数/（W/m•℃）

煤油

825

2.2

7.15×10-4

0.14

水

997.3

4.185

9.25×10-4

0.606

3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定

已知两流体允许压强降分别不大于0.1MPa,40kPa；两流体分别为煤油和水。

与煤油相比，水的对流传热系数一般较大。

由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将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，应使循环自来水走管程，而使煤油走壳程。

表3-2.列管式换热器内的适宜流速范围

流体种类

流速/（m/s）

管程

壳程

冷却水

1~3.5

0.5~1.5

一般液体（黏度不高）

0.5~3.0

0.2~1.5

低黏油

0.8~1.8

0.4~1.0

高黏油

0.5~1.5

0.3~0.8

由上表，我们初步选用Φ25×2.5的碳钢管，则管内径di=25-2.5×2=20mm管内流速取ui=1.6m/s,从管内体积流量为：

νi=n（π/4）×0.02²×1.6×36300=161750/997.3=162.6m³/h

解得n=90

传热面积：

A=nπd。

L=24444.4×10³/（350×75.5）=92.5㎡

可以求得单程管长L=92.5/3.14×0.025）=13.09m

若选用4.5m长的管，需要4管程，则一台换热器的总管数为4×90=360根.查化学工业出版社第三版谭天恩主编的«化工原理»附录十九，可以初步确定换热器的主要参数见下表：

项目

数据

项目

数据

壳径D（DN）

800mm

管尺寸

Φ25mm×2.5mm

管程数Np（N）

4

管长

4.5m

管数n

442

管排列方式

组合式排列

中心排管数nc

23

管心距

32mm

管程流通面积Si

0.0347m²

传热面积

152.7m²

注：

由于是多程，故为了方便安装分程板

，采用组合式排列跟方便。

对表中的数据进行核算：

1每程的管数n1=n/Np=422÷4=110.5,管程流通面积si=（π/4）×0.02²×110.5＝0.03471㎡与表中的数据0.0347㎡相符的很好

2传热面积A=πd0Ln=3.14×0.025×4.5×442＝156.2㎡稍大于表中152.7㎡,这是由于管长的一部分需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准③由于换热管是组合式排列，除在分程板两侧采用正方形排列外，大部分地方采用的是正三角形排列，故中心排管数可以按照正三角形排列的形式计算：

中心排管数nc≈1.1n=1.1×442=24>23

阻力的计算

⒈管程

vi

①流速ui=

3600=162.2=1.3m/s

si3600x0.0347

②雷诺数Rei=uiρidi=1.3997.30.02=28032﹥2000μ2

流动形式为湍流

由ε/d=0.005Rei=28032带入经验公式λ=0.1（ε/d+68/Re）

可得λi=0.03238

3管内的阻力损失△Pi=λil（ui²i）/2=0.03238×4.5×1.3²×997.3÷0.02÷di

2=6139.6Pa

回弯阻力损失△Pr=3×（ui²i）/2=3×1.3²×997.3÷2=2528.2Pa

则管程内总压降为：

Pt=（△Pi+△Pr）FtNsNp=（6139.6+2528.2）×1.4×4=48539.7Pa=48.54KPa<0.1MPa

故壳程的压降满足题目中的要求

⒉壳程取折流挡板间距为h=0.2m①计算截面积S0=h（D-ncd0=0.2（0.8-24×0.025）=0.04㎡

②计算流速u0

40000=0.34m/s

36000.04825

③雷诺数的计算Re0=u0ρ0d0=0.025×0.34×825÷（3×10-3）=2338μ

Re0>500

4摩擦系数f0=5.0/（Re00.228）=5.0÷23380.228=0.85

5则折流挡板数NB=l-1=4.5÷0.2-1=22

h

6管束的损失△P1=Ff0nc（NB+1）（u0²0）=0.5×0.85×24×（22+1）×825×0.34²÷2=11187Pa

2h20.2

7缺口损失△P2=NB（3.5-2h）（u0²0）/2=22×（3.5-20.2）﹙825×0.34²）/2=3147Pa则壳程损失△Ps=△P1+△P2=11187+3147=14334=14.3KPa<40KPa即壳程的压降也满足题意综上核算初步认为所选的换热器适用

3.4.5.总传热系数K

总传热系数的经验值见表3-4，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值，可供设计时参考。

选择时，除要考虑流体的物性和操作条件外，还应考虑换热器的类型。

表3-4总传热系数的选择

管程

壳程

总传热系数/[W/（m3·℃）

水（流速为0.9～1.5m/s）

水（流速为0.9～1.5m/s）

582～698

水

水（流速较高时）

814～1163

冷水

轻有机物μ<0.5mPa·s

467～814

冷水

中有机物μ=0.5～1mPa·s

290～698

冷水

重有机物μ>1mPa·s

116～467

盐水

轻有机物μ<0.5mPa·s

233～582

有机溶剂

有机溶剂μ=0.3～0.55mPa·s

198～233

轻有机物μ<0.5mPa·s

轻有机物μ<0.5mPa·s

233～465

中有机物μ=0.5～1mPa·s

中有机物μ=0.5～1mPa·s

116～349

重有机物μ>1mPa·s

重有机物μ>1mPa·s

58～233

水（流速为1m/s）

水蒸气（有压力）冷凝

2326～4652

水

水蒸气（常压或负压）冷凝

1745～3489

水溶液μ<2mPa·s

水蒸气冷凝

1163～1071

水溶液μ>2mPa·s

水蒸气冷凝

582～2908

有机物μ<0.5mPa·s

水蒸气冷凝

582～1193

有机物μ=0.5～1mPa·s

水蒸气冷凝

291～582

有机物μ>1mPa·s

水蒸气冷凝

114～349

水

有机物蒸气及水蒸气冷凝

582～1163

水

重有机物蒸气（常压）冷凝

116～349

水

重有机物蒸气（负压）冷凝

58～174

水

饱和有机溶剂蒸气（常压）冷凝

582～1163

水

含饱和水蒸气的氯气（<50℃）

174～349

水

SO2冷凝

814～1163

水

NH3冷凝

698～930

水

氟里昂冷凝

756

1）.管程传热系数：

Rei=28032

Pri=cpui=

4.1851030.92510-3=6.388

0.606

Nui=

=0.023Re0.8Pr0.4=0.023280320.86.3880.4=174.58℃

ii

i=0.023i（diuii）0.8（cpui）0.4di

=Nui（i）=174.58×（0.606）=5289.9W/m2•℃di0.02

2）.壳程传热系数：

假设壳程的传热系数是：

o=500W/m2•℃

污垢热阻：

Rsi=0.000344m2℃/W

Rso=0.000172m2℃/W

=45m2℃/W

b=0.0025

dm=0.0225

管壁的导热系数：

管壁厚度：

内外平均厚度：

在下面的公式中，以外管为基准，代入以上数据得：

1

do+Rsido+do+Rso+

=320W/m2•℃3.5计算传热面积

由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面积：

A'=Q=2444.4103=101.2m2

Ktm32075.5

152.7-101.2

与换热器列出的传热面积A=152.7比较有152.7-101.2有近34%的裕度，从阻力损失和传

152.7

热面积来看所选的换热器适用。

§四.机械结构设计

4.1.管径和管内流速

换热器中最常用的管径有φ19mm×2mm和φ25mm×2.5mm。

小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。

所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用φ19mm×2mm直径的管子更为合理。

如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子。

标准管子的长度常用的有1500mm，2000mm，2500mm，3000m,4500,5000,6000m,7500mm,9000m等。

换热器的换热管长度与公称直径之比一般为4—25,常用的为6—10

选用Φ25×2.5的碳钢管，管长4.5m,速取ui=1.3m/s

4.2.管程数和传热管数

根据传热管的内径和流速，可以确定单程传热系数：

ns=

dV2u=6700.75865.7/（03.06202009.954）=119.4120（根）

4

按单程计算，所需传热管的长度是：

107

L===11.4m

dn3.140.025120

若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构，可见取传热管长l=6m，则该传热管程数为：

Np=L=11.4（2管程）

pl2则传热管的总根数为：

N=Np×ns=2×120=240（根）

4.3.

平均传热温差校正及壳程数由前面的计算已求得，按单壳程、多管程计算，逆流时：

tm'=（140-40）-（40-30）=39.1℃

4.4.

而此时，我们有：

由图4-19（参见天津大学出版社的《化工原理（上册修订版）》233页）可查得：

t=0.820.8，所以，修正后的传热温度差为：

tm=tm't=39.1×0.82=32℃

于是，校正后的平均传热温差是32℃，壳程数为单程，管程数为2。

4.5.壳程内径及换热管选型汇总

4.4.1壳体内径

采用多管程（2管程）结构，

D=a（b-1）+2e

式中D——壳体内径，mm；a——管心距，mm；

b——横过管束中心线的管数，管子按正三角形排列：

b=1.1n；管子按正方形

排列：

b=1.19n，n为换热器的总管数；

e——管束中心线上最外层管中心到壳体内壁的距离，一般取e=（1～1.5）d壳径的计算值应圆整到最接近部颁标准尺寸，见表4.5。

所以，代入数据我们有：

D=32*18+2*（1.0~1.5）*25

=626~651mm

取D=600mm

4.4.2.换热管的选型汇总

根据以上的计算可以得到如下的计算结果：

DN,mm

600

管程数

2

壳程数

1

管子规格

25*2.5

管子根数

240

中心排管数

19

管程流通面积，m2

0.03768

换热面积，m2

100

换热器长度，mm

6000

通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：

DN,mm

600

管程数

2

壳程数

1

管子规格

25*2.5

管子根数

232

中心排管数

16

管程流通面积，m2

0.0364

换热面积，m2

107.5

换热器长度，mm

6000

4.6.折流板设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。

常用的有弓形折流板（图1-20）和圆盘-圆环形折流板（图1-21），弓形折流板又分为单弓形［图1-20（a）］、双弓形［图1-20（b）］、三重弓形［图1-20（c）］等几种形式。

单弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h为壳体公称直径Dg的15%～45%，最好是20%，见图1-22（a）；在卧式冷凝器中，折流板底部开一90°的缺口，见图1-22（b）。

高度为15～20mm，供停工排除残液用；在某些冷凝器中需要保留一部分过冷凝液使凝液泵具有正的吸入压头，这时可采用带堰的折流板，见图1-22（c）。

在大直径的换热器中，如折流板的间距较大，流体绕到折流板背后接近壳体处，会有一部分液体停滞起来，形成对传热不利的“死区”。

为了消除这种弊病，宜采用双弓形折流板或三弓形折流板。

从传热的观点考虑，有些换热器（如冷凝器）不需要设置折流板。

但为了增加换热器的刚度，防止管子振动，实际仍然需要设置一定数量的支承板，其形状与尺寸均按折流板一样来处理。

折流板与支承板一般均借助于长拉杆通过焊接或定距管来保持板间的距离，其结构形式可参见图1-23。

由于换热器是功用不同，以及壳程介质的流量、粘度等不同，折流板间距也不同，其系列为：

100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。

允许的最小折流板间距为壳体内径的20%或50mm，取其中较大值。

允许的最大折流板间距与管径和壳体直径有关，当换热器内流体无相变时，其最大折流板间距不得大于壳体内径，否则流体流向就会与管子平行而不是垂直于管子，从而使传热膜系数降低。

折流板外径与壳体之间的间隙越小，壳程流体介质由此泄漏的量越少，即减少了流体的短路，使传热系数提高，但间隙过小，给制造安装带来困难，增加设备成本，故此间隙要求适宜。

折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表5.5.1所列数据。

表5.5.1