煤油冷却器设计Word文档下载推荐.docx
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壳程内径及换热管选型汇总
换热器核算
热量核算
压力降核算
四．辅助设备的计算及选型
封头
缓冲挡板
放气孔、排液管
假管
拉杆和定距管
膨胀节
接管
五．设计结果一览表
六．心得体会
七．参考文献
八．主体设备的工艺条件图
一．任务书
目的与要求
1.要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成列管换热器设计任务。
2.使学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。
3.熟悉和掌握查阅技术资料、国家技术标准，正确地选用公式和数据。
主要内容
处理能力：
25000kg/h煤油
设备型式：
列管换热器
操作条件：
煤油：
入口温度：
140℃出口温度：
40℃
冷却介质：
自来水入口温度：
30℃出口温度：
允许压强降：
不大于100kPa
煤油定性温度下的物性参数：
密度825kg/m3粘度×
10-4Pas
比热容kg℃导热系数m℃
水定性温度下的物性参数：
密度994kg/m3粘度×
主体设备工艺条件图。
二．设计方案简介
在化工、石油、能源、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。
列管式换热器
列管式换热器又称管壳式换热器，在化工生产中被广泛应用。
它的结构简单、坚固、制造较容易，处理能力大，适应性能，操作弹性较大，尤其在高温、高压和大型装置中使用更为普遍。
1固定板式换热器：
结构简单，在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑，使壳侧清洗困难。
当管子与壳体壁温相差大于50°
C时，应在壳体上设置温差补偿--膨胀节，依靠膨胀节的弹性变形可以减少温差应力。
但是当壳体与管子的温差大于60°
C及壳程压力超过6×
105Pa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就应考虑其他结构。
2U型管式换热器：
其结构特点是只有一个管板。
换热管为U形，管束可以自由伸缩，当壳体与U型换热管有温差时，不会产生温差应力。
密封面少，运行可靠，造价较低，管间清洗较方便。
但是由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率低；
管束最内层管间距较大，壳程易短路；
内层管子坏了不能更换，因而报废率较高。
一般用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢而管程介质清洁以及高温高压、腐蚀性强的场合。
3浮头式换热器：
当换热管与壳体有温差存在时，壳体与换热管膨胀，互不约束，不会产生温差应力，管内与管间的清洗均方便。
但是由于结构复杂、笨重，造价较高，适用于壳体与管束间温差较大，或壳程介质易结垢的场合。
设计方案的拟定
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的固定管板式换热器；
再根据冷热流体的性质，判断其是否容易结垢，来选择管程走什么，壳程走什么。
本设计中选择使循环工业硬水走管程，煤油走壳程。
任务书中已知冷热流体的物性数据，有比热容，密度，粘度，导热系数等。
计算出总传热系数，再计算传热面积。
根据管径，管内流速确定传热管数，算出传热管程，传热管总根数等。
然后校正传热温差及壳程数，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；
接着再对换热器的热量，官称对流传热系数，传热系数，传热面积进行核算，再算出面积裕度，最后，对流体的流动阻力进行计算
。
三．工艺计算和主体设备设计
初选换热器类型
两流体的温度变化情况如下：
（1）煤油：
入口温度140℃，出口温度40℃；
（2）冷却介质：
自来水，入口温度30℃，出口温度40℃；
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，考虑到这一因素，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，相应地进行热膨胀的补偿，故而初步确定选用带有膨胀节的管板式换热器。
管程安排及流速确定
已知两流体允许压强降不大于100kPa；
两流体分别为煤油和自来水。
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。
选用Φ25×
的碳钢管，管内流速取ui=s。
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
一般液体
~3
~
易结垢液体
>
1
气体
5~30
3~15
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：
管程流体（硬水）的定性温度为：
根据定性温度，可分别查取壳程和管程流体的有关物性数据,但任务书已经给定了。
（1）.煤油的流量
Wh=25000kg/h
Wh----热流体的流量，kg/h；
（2）.热流量
由以上的计算结果以及题目已知，代入下面的式子，有：
Q=WhCph（T1-T2）=25000Kg/h×
kg.℃×
（140-40）℃=5550000KJ/h=
（3）.平均传热温差
计算两流体的平均传热温差，先按单壳程、多管程计算
逆流时，我们有
煤油：
140℃→40℃
水：
40℃←30℃
从而Δtm＇=
=39℃
查有关温差校正系数表，可得温度校正系数
，所以校正后温度为
，又因为
，故可选用单壳程的列管式换热器。
又因T-t=55℃>
50℃,所以应选择补偿圈补偿热方式，在固定管板上加膨胀节。
（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：
Wc=
=
kg/h
（5）.总传热系数K
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。
1.管程传热系数：
Re1=
Pr1=
αi=
=
=m2?
℃
2.壳程传热系数：
假设壳程的传热系数是：
=600W/m2?
污垢热阻：
Rsi=℃/W
Rso=m2℃/W
管壁的导热系数：
=45m2℃/W
管壁厚度：
b=
内外平均厚度：
dm=
在下面的公式中，代入以上数据，可得
（6）.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：
考虑15%的面积裕度，则：
工艺设计
的碳钢管，管长6m，管内流速取ui=s。
根据传热管的内径和流速，可以确定单程管子根数：
ns=
按单程计算，所需传热管的长度是：
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：
则传热管的总根数为：
Δtm＇=
此时：
平均传热温差校正系数
按单壳程，多管程结构，查有关温差校正系数表，以1/R代替R，PR代替P，查同一直线，可得温度校正系数
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距t=，则
横过管束中心线的管数
（1）采用多管程结构，取管板利用率η=，则壳体内径为
圆整可取D=800mm
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h=×
800=200mm
故可取h=200mm，取折流板间距B=,则B=×
800=240mm，可取B为250mm。
折流板数
折流板圆缺水平装配。
外壳直径D800mm
管排方式—正三角形
管程流通面积S
公称面积S140m2
管数n316
管程数4
管长L6m
管尺寸
中心距32mm
核算
（1）壳程对流传热系数
对圆缺形的折流板，可采用克恩公式：
计算壳程当量直径，由正三角形排列可得：
壳程流通截面积：
壳程流体流速为：
由于管为三角形排列，则有
由于管为三角形排列，则有
雷诺准数为：
普朗特准数：
粘度校正
（2）管程对流传热系数
管程流通截面积:
管程流体流速：
（3）传热系数K
根据冷热流体的性质及温度，在（GB151-99P140-141）选取污垢热阻：
Rso=m2℃/W
还有，管壁的导热系数：
在下面的公式中，代入以上数据，可得
（4）传热面积S
由K计算传热面积
该换热器的实际传热面积Sp
该换热器的面积裕度为：
传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。
因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。
（1）管程流动阻力
管程压力降的计算公式为：
其中Ns=1,Np=4,Ft=
Re=，为湍流，传热管相对粗糙度为
查
流速
所以
管程流动阻力在允许范围之内。
（2）壳程流动阻力
壳程压力降埃索法公式为：
式中
——流体横过管束的压力降，Pa；
——流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；
Ft——壳程压力降的垢层校正系数，对液体Ft=；
Ns——壳程数；
流体流经管束的阻力
其中
，
F——管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列，F=，对正方形斜转45o排列，F=，正方形排列，F=;
fo——壳程流体的摩擦系数，当Re﹥500时，
nc——横过管束中心线的管子数，对正三角形排列nc
NB——折流挡板数
代入数值得：
流体流经折流板缺口的阻力
D——壳径，m
B——折流挡板间距，m
（3）总阻力
经过以上的核算，我们发现，管程压力降和壳程压力降都符合要求。
四.辅助设备的计算和选择
封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm）的壳体，圆形用于大直径的壳体。
以上设计中，壳体直径D=800mm，所以选用圆形封头。
缓冲挡板可以防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束的振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。
换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝结气体和冷凝液等。
.假管
为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。
假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流板焊接以便固定。
假管通常是每隔3-4排换热管安置一根。
为了使折流板能牢固的保持在一定的位置上，通常采用拉杆和定距管。
所选择的拉杆直径为12mm，拉杆数量为4，定距管φ25×
膨胀节也叫补偿圈，其弹性形变可减小温差应力。
换热器的膨胀节一般分为带衬筒的膨胀节和不带衬筒的膨胀节。
根据换热器壳侧介质的不同，使用的膨胀节就不同，通常为了减小膨胀节对介质的流动阻力，常用带衬筒的膨胀节。
衬筒应在顺介质流动的方向侧与壳焊接。
对于卧室换热器，膨胀节底部应采用带螺塞结构，这样便于排液。
接管
换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即：
式中Vs——流体的体积流量，m3/s
U——流体在接管中的流速，m/s
壳程流体进出口接管：
取接管内油品流速为u=s,则接管内径
取管内径为120mm
管程流体进出口接管：
取接管内冷却水流速为u=s，则接管内径
取标准管内径为180mm
流量kg/h
132966
25000
温度进/出℃
30/40
140/40
压力MPa
物性
定性温度℃
35
90
密度kg/m3
994
825
热容kJ/kg·
粘度Pa·
s
导热系数W/m·
普兰特数
设备结构参数
型式
带有膨胀节的管板式换热器
管程数
4
壳体内径mm
800
壳程数
管径mm
25
管心距mm
32
管长mm
6000
管子排列
正三角
管数（个）
316
折流板数（个）
23
传热面积㎡
138
折流板距mm
250
台数
材质
碳钢
主要计算结果
流速m/s
对流传热系数W/㎡·
6594
590
污垢热阻㎡·
℃/W
阻力损失MPa
热负荷kW
平均传热温差℃
总传热系数W/㎡·
裕度%
五．设计结果一览表
换热器主要结构尺寸和计算结果汇总表
六．心得体会
对设计结果的分析
从设计结果可以看出，若要保持传热系数，温度越大，换热管数越多，折流板数越多，壳径越大，这主要是因为煤油出口温度升高，总的传热温差下降，所以换热面积增大，才能保证Q和K。
因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量相应的增大，通过这个设计，可以了解到，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要。
在本设计中，换热器的安全系数为%，相对来说有些偏高，所以，在面积和初选换热系数上，还有提高的余地，可以选择更加合理的换热器参数，来提高换热效率和运行的安全性。
在设计过程中，可以看出，换热器的换热过程可以从以下三个方面考虑：
（1）增大传热面积S，从设备的结构来考虑，提高其紧凑性，即单位面积提供较大的传热面积，改进传热面的结构；
（2）增大平均温差△tm,可以提高传热速率，当换热器两侧流体均变温时，采用逆流操作可得到较大的平均温度差；
（3）增大传热系数K，欲提高K，就必须减小对流传热热阻、污垢热阻和管壁热阻。
课设中的自我感悟
在本次课程设计中，遇到了不少麻烦，但在老师和同学的帮助下，也最终完成了设计内容，不得不说，课程设计帮助自己对传热这一部分的内容有了更深一步的了解，对化工原理这门课程也有了更加清晰的认识。
最初拿到设计任务书的时候，简直是一头雾水，不知从何下手，老师知道之后，有了大概方向。
在做完传热系数校正之后，突然发现自己换热器参数取得不正确，这时候距离上交已经只有两天了，只能返回去重新计算，不过，功夫不负有心人，终于在最后关头完成计算。
在本次课设中，我的自我实践能力得到了极大的提高，主要有以下方面：
（1）初步掌握了查阅资料、选用公式和搜集数据的能力；
（2）树立了既考虑技术上的先进性和可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作过程中的方便性，和劳动条件的正确设计思想；
（3）培养了迅速准确的进行工程计算的能力，先计算理论数值，再利用国家标准进行校核
不论在设计过程中遇到多少困难，最终能得到一份完整的设计报告，内心是非常高兴的，为自己能完成任务而沾沾自喜，更为能学习到新的技能而骄傲。
七．参考文献
[1]天津大学化工原理教研室编《化工原理》上、下册（第二版）[M],天津:
天津科技出版社,1996
[2]柴诚敬等.《化工原理课程设计》[M],.天津:
天津科学技术出版社,2000
[3]伟萍等编.化工过程及设备设计[M],北京：
化学工业出版社,2000.
[4]潘国昌,《化工设备设计》[M],北京：
清华大学出版社.2001
[5]娄爱娟,吴志泉,吴叙美编,《化工设计》,上海：
华东理工大学出版社,2002
[6]黄璐主编.化工设计.[M].北京：
[7]化工设备全书—换热器[M].北京：
化学工业出版社,2003.
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