1、 酒 泉 职 业 技 术 学 院 毕 业设计（论 文） 2013 级 石油化工生产技术 专业 题 目： 列管式换热器设计 毕业时间： 2015 年 7 月 学生姓名： 陈泽功 刘升衡 李侠虎 指导教师： 王钰 班 级： 13 级石化（ 3）班 2015 年 4 月 20 日 酒泉职业技术学院 2013 届各专业 毕业论文（设计）成绩评定表 姓名 陈泽功 刘升衡 李侠虎 班级 13 级石化 3 班 专业 石油化工生产技术 指导教师第一次指导意见 年 月 日 指导教师第二次指导意见 年 月 日 指导教师第三次指导意见 年 月 日 指导教师评语及评分 成绩： 签字（盖章） 年 月 日 答辩小组评价意
2、见及评分 成绩： 签字（盖章） 年 月 日 教学系毕业实践环节指导小组意见 签字（盖章） 年 月 日 学院毕业实践环节指导委员会审核意见 签字（盖章） 年 月 日 - 2 - 一、列管式换热器计任务书 某生产过程中，需用循环冷却水将有机料液从 102冷却至 40。已知有机料液的流量为 2.23 104 kg/h，循环冷却水入口温度为 30，出口温度为 40，并要 求管程压降与壳程压降均不大于 60kPa，试设计一台列管换热器，完成该生产任务 。 已知： 有机料液 在 71下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 31 986 kg m 定压比热容 1 4.19pc kj kg 热导率
3、1 0.662wm 粘度 31 0.54 10 Pa s 循环水在 35下的物性数据： 密度 31 994 kg m 定压比热容 1 4.174pc kj kg K 热导率 1 0.624 wm K - 3 - 粘度 31 0 .7 2 8 1 0 Pa s 二、确定设计方案 TC “确定设计方案 “ f C l “1“ （一） 选择换热器的类型 （二） 两流体温的变化情况： 热流体进口温度 102 出口温度 40；冷流体进口温度 30，出口温度为 40，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热
4、器。 （三） 管程安排 从两物流的操作压力看，应使有机料液走管程，循环冷却水走壳程。但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，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。 三、确定物性数据 TC “确定物性数据 “ f C l “1“ 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。故壳程混和气体的定性温度为 T=102 402 =71 管程流体的定性温度为 t= 40 30 352 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关 物性数据。对有机料液来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜
5、组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。 有机料液 在 71下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 31 986 kg m 定压比热容 1 4.19pc kj kg 热导率 1 0.662wm 粘度 31 0.54 10 Pa s - 4 - 循环水在 35下的物性数据： 密度 31 994 kg m 定压比热容 1 4.174pc kj kg K 热导率 1 0.624 wm K 粘度 31 0 .7 2 8 1 0 Pa s 四、估算传热面积 TC “估算传热面积 “ f C l “1“ （一）热流量 TC “热流量 “ f C l “2“ Q1= 11
6、1 tcm p =22300 4.19 (102-40)=5.79 106kj/h =1609.193kw （二）平均传热温差 TC “平均传热温差 “ f C l “2“ 先按照纯逆流计算 ，得 mt = (1 0 2 4 0 ) ( 4 0 3 0 ) 2 8 . 51 0 2 4 0ln 4 0 3 0 K （三）传热面积 TC “传热面积 “ f C l “2“ 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的 K 值。假设 K=640W/( k)则估算的传热面积为 Ap= 21 1609193 8 8 .2 2 56 4 0 2 8 .5mQ mKt （四）冷却水用量 TC “冷却水用量 “
7、f C l “2“ m=ipitcQ1 = 31609193 3 8 . 4 1 / 1 3 8 2 6 0 . 0 1 9 /4 . 1 9 1 0 1 0 k g s k g h 五、工艺结构尺寸 TC “工艺结构尺寸 “ f C l “1“ （一）管径和管内流速 TC “管径和管内流速 “ f C l “2“ 选用 25 2.5 较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 u1=1.1m/s。 （二）管程数和传热管数 TC “管程数和传热管数 “ f C l “2“ 可依据传热管内径和流速确定单 程传热管数 Ns=221 3 8 2 6 0 . 1 9 / ( 3 6 0 0 9 9 4 )
8、1 1 1 . 8 60 . 7 8 5 0 . 0 2 1 . 14 iVdu 按单程管计算，所需的传热管长度为 L= 88.225 123.1 4 0.0 25 111posA mdn - 5 - 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长 l=6m，则该换热器的管程数为 Np= 12 26Ll 传热管总根数 Nt=111 2=222 （三）传热温差校 平均正及壳程数 TC “平均传热温差校正及壳程数 “ f C l “2“ 平均温差校正系数： R= 1221T -T 1 0 2 4 0 6 .2t t 4 0 3 0 P= 2111tt 4
9、 0 3 0 0.139T t 1 0 2 3 0 按单壳程，双管程结构， 96.0t 平均传热温差 0 . 9 6 2 8 . 5 2 7 . 3 6mt mtt 塑 K 由于平均传热温差校正系数大于 0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。 （四）传 热管排列和分程方法 TC “传热管排列和分程方法 “ f C l “2“ 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=1.25d0，则 t=1.25 25=31.25 32 隔板中心到离其最 .近一排管中心距离： S=t/2+6=32/2+6=22 各程相邻管的管心距为 44 。 管数的分程方法
10、，每程各有传热管 222 根，其前后管程中隔板设置和介质的流通顺序按 （五）壳体内径 TC “壳体内径 “ f C l “2“ 采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板利用率 =0.75 ，则壳体内径 为： D=1.05t / 1 . 0 5 3 2 2 2 2 / 0 . 7 5 5 7 8TN m m 按卷制壳体的进级档，可取 D=600mm - 6 - 筒体直径校核计算： 壳体的内径 iD 应等于或大于（在浮头式换热器中）管板的直径，所以管板直径 的 计算可以决定壳体的内径，其表达式为： e21ntD ci ）（ （六）管子按正三角形排列： ctn 1 .1 N 1 .1 2 2 2 1
11、 7 取 e=1.2 0d =1.225=30mm iD =32 （ 17-1） +2 30 =572mm 按壳体直径标准系列尺寸进行圆整： iD =600mm 折流挡板 TC “折 流板 “ f C l “2“ 采用圆缺形折流挡板，去折流板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为 h=0.25 600=150m，故可 取 h=150mm 取折流板间距 B=0.3D，则 B=0.3 600=180mm，可取 B为 200mm。 折流板数目B 6000N 1 1 2 9200 传 热 管 长折 流 板 间 距折流板圆缺面水平装配。 （七）其他附件 TC “其他附件 “ f C l “2“
12、 拉杆数量与直径选取， 本换热器壳体内径为 600mm，故其拉杆直径为 16 拉杆数量 8，其中长度 5950mm 的六根， 5500mm 的两根。 壳程入口处，应设置防冲挡板。 （八）接管 TC “接管 “ f C l “2“ 壳程流体进出口接管：取接管内液体流速为 u1=10m/s，则接管内径为 1 4 V 4 2 2 3 0 0 / ( 3 6 0 0 9 8 6 )D 0 . 0 33 . 1 4 1 0 圆整后可取管内径为 30mm。 管程流体进出口接管：取接管内液体流速 u2=2.5m/s，则接管内径为 2 4 1 3 8 2 6 0 . 0 1 9 / ( 3 6 0 0 9 9
13、 4 . 3 ) 0 . 1 4 03 . 1 4 2 . 5D 圆整后去管内径为 140mm - 7 - 六、换热器核算 TC “换热器核算 “ f C l “1“ （一）热流量核算 TC “热流量核算 “ f C l “2“ 1.壳程表面传热系数 TC “（ 1）壳程表面传热系数 “ f C l “3“ 用克恩法计算，见式【化学工业出版社化工原理（第三版） 上册】：式（ 5-72a）： 14.03155.0010 )(PrRe36.0 wed 当量直径，依式（ 5-73a）得 ed = mddtoo 02.04234 22壳程流通截面积： 25S ( 1 ) 2 0 0 6 0 0 ( 1
14、 ) 0 . 0 2 6 332oo dBD t 壳程流体流速及其雷诺数分别为 2 2 3 0 0 / ( 3 6 0 0 9 8 6 ) 0 . 2 4 /0 . 0 2 6 3ou m se03du 0 .0 2 0 .2 4 9 8 6Re 8 7 6 40 .5 4 1 0o 普朗特数 33pc 4 . 1 9 1 0 0 . 5 4 1 0P r 3 . 4 1 80 . 6 6 2 粘度校正 1)( 14.0 w 10 . 5 5 230 . 6 6 20 . 1 4 6 2 6 0 0 0 3 . 4 1 8 1 0 7 6 . 5 /0 . 0 2o w m K 2.管内表面传
15、热系数 TC “（ 2）管内表面传热系数 “ f C l “3“ ： 4.08.0 PrRe023.0iii d 管程流体流通截面积： 2 2220 . 7 8 5 0 . 0 2 0 . 0 3 52iS 管程流体流速： 1 3 8 2 6 0 . 0 1 9 / ( 3 6 0 0 9 9 4 ) 1 . 1 /0 . 0 3 5iu m s雷诺数： 3R e 0 . 0 2 1 . 1 9 9 4 / ( 0 . 7 2 8 1 0 ) 2 8 5 2 8 普朗特数： 334 . 1 7 4 1 0 0 . 7 2 8 1 0P r 4 . 8 50 . 6 2 6 - 8 - 0 .
16、8 0 . 4 20 . 6 2 60 . 0 2 3 2 8 5 2 8 4 . 8 5 4 9 6 4 / K0 . 0 2i wm 3.污垢热阻和管壁热阻： TC “（ 3）污垢热阻和管壁热阻 “ f C l “3“ 管外侧污垢热阻 421 .7 1 9 7 1 0 /oR m C w 管内侧污垢热阻 423 .4 3 9 4 1 0 /iR m C w 4.传热系数 TC “（ 4） 传热系数 “ f C l “3“ eK 有： 碳钢在该条件下的热导率为 50w/(m K)。所以 wkmRw /0 0 0 0 5.0500 0 2 5.0 2 5.传热面积裕度 TC “（ 5）传热面积
17、裕度 “ f C l “3“ ： 计算传热面积 Ac： 3 21 1609.193 10 103.8544 28. 5c emQAmKt 该换热器的实际传热面积为 pA ： 23 . 1 4 0 . 0 2 5 8 2 2 2 1 3 9 . 4p o TA d lN m 该换热器的面积裕度为 1 3 9 .4 1 0 3 .8 34%1 0 3 .8pccAAH A 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 （二）壁温计算 因为 管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式ncnmcwwtTt11 计算。由44211()12 5 3 .4 3 9 4 1 0 2 5 0 . 0 0 0 0
18、 5 2 5 11 .7 1 9 7 1 04 9 4 6 2 0 2 0 2 2 . 5 1 0 7 6 .55 4 4 / Keo i o w ooi i i m oK d R d R dRd d dwm - 9 - 于该换热器用循环水冷却，传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。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，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是有： 式中液体的平均温度 mt 和气体的平均温度分别计算为 mt 0.4 40+0.6 15=34 mT (102+40)/2=71 ic 49
19、46w/ K oh 1076.5w/ K 传热管平均壁温 40.6wt 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即 T=71。壳体壁温和传热管壁温之差为 71 40.6 30.4t 。 该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。 （三）换热器内流体的流动阻力 TC “换热器内流体的流动阻力 “ f C l “2“ 1.管程流体阻力 TC “（ 1）管程流体阻力 “ f C l “3“ spsrit FNNppp )( 1sN , 2Np , 22udlp iii 由 Re=28528，传热管对粗糙度 0.01，查莫狄图 :【化学工业出版社化工原理（第三版）上册】：图 1-27 得 04.0i ，流速 iu =1.1m/s, 3994 /kg m , 所以： ncnmcwwtTt11
