1、 化工原理课程设计 柴油 换热 器设计说明书 设计者：班级：过控 132 组长：吴世杰 成员：刘云杰 李亚芳 郑仕业 刁昌东 王宇 学生姓名：吴世杰 日期 ： 2015 年 9 月 4 日 指导教师：佟白 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 1 页 共 17 页 目录 一设计说明书 3二设计条件及主要物性的确定 3 1定性温度的确定 3 2流体有关物性 3 三 . 确定设计方案 4 1 选择换热器的类型 4 2流程安排 4 四 估算传热面积 4 1. 传热器的热负荷 4 2. 平均传热温差 4 3. 传热面积估算 4 五 工程结构尺寸 5 1. 管径和管内流速 5 2. 管程数和传
2、热管数 5 3. 平均传热温差校正和壳程数 5 4. 传热管排列和分程方法 5 5. 壳程内径 6 6. 折流板 6 7. 其他附件 6 8. 接管 6 六换热器核算 7 1.热流量核算 7 （ 1）壳程表面传热系数 7 （ 2）管程表面传热系数 7 （ 3）污垢热阻和管壁热阻 8 （ 4）传热系数 K 8 （ 5）传热面积裕度 8 2.壁温核算 9 3.换 热器内流体的流动阻力 9 （ 1）管程流动阻力 9 （ 2）壳程流动阻力 10 七换热器主要工艺结构尺寸和计算结果表 11 八设备参考数计算 12 1.壳体壁厚 12 2.接管法兰 12 3.设备法兰 12 4.封头管箱 12 5.设备法
3、兰垫片（橡胶石棉板） 12 6.管法兰用垫片 13 7.管板 13 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 2 页 共 17 页 8.支垫（鞍式支座） 13 9.设备参数总表 13 九设计总结 15 十 .主要符号说明 16 十一 .参考文献 17 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 3 页 共 17 页 一、设计说明书 1.设计任务书和设计条件 原油 44000kg/h 由 70 C 被加热到 110 C 与柴油换热，柴油流量 34000kg/h，柴油入口温度 175 C，出口温度 127。已知两则污垢热阻为 0.0002 C/W,管程与壳程两则降压小于或等于 0.3at
4、，热阻损失 5%，初设 k=250w/ m2 C。 二、设计条件及主要物性参数 2.1 设计条件 由设计任务书可得设计条件如下表： 类型 体积流量 （标准 kg/h） 进口温度 （ ） 出口温度 （） 操作压力 （ Mpa） 设计压力 （ Mpa） 柴 油（管内） 34000 175 127 1.1 1.2 原油（管外） 44000 70 110 0.3 0.4 注：要求设计的冷却器在规定压力下操作安全，必须使设计压力比最大操作压力略大，本设计的设计压力比最大操作压力大 0.1MPa。 2.2 确定主要物性数据 2.2.1 定性温度的确定 根据流体力学（上） P177，公式（ 4-109），热
5、流量为 Qc = Wc Cpc(T1 T2) 1.05 =44000 2.2 （ 148 42） 1.05 =1.1310 6kJ/h = 1.13 106 W 管程柴油的定性温度为 1512 127175 T 壳程原油的定性温度为 90211070 t 2.2.2 流体有关物性数据 根据由上面两个定性温度数据，查阅参考书可得原油和柴油的物理性质。运用内插法（公式为 ( ) / ( )b a b a b av g by y y y t t t t ） ,可得壳程和管程流体的有关物性数据。 原油在 90， 1.2MPa 下的有关物性数据如下： 物性 密度 i （ kg/m3） 定压 比热容 cp
6、i kJ/(kg ) 粘度 i （ Pa s） 导热系数 i （ Wm -1 -1） 原油 815 2.2 6.65 10-3 0.128 柴油在 151的物性数据如下： 物性 密度 o 定压 比热容 cpo 粘度 o 导热系数 o 参 数 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 4 页 共 17 页 （ kg/m3） kJ/(kg ) （ Pa s） （ Wm -1 -1） 柴油 715 2.48 0.64 10-3 0.133 三、确定设计方案 3.1 选择换热器的类型 由于温差较大和要便于清洗壳程污垢，对于油品换热器，以采用 Fe 系列的浮头式列管换热器为宜。 采用折流挡板，可使
7、作为被冷却的原油易形成湍流，可以提高对流表面传热系数，提高传热效率。 3.2 流程安排 柴油温度高，走管程课减少热损失，原油黏度较大， 走壳程在较低的 Re 数时即可达到湍流，有利于提高其传热膜系数。 四、 估算传热面积 4.1 热流量 WQ 61013.1 4.2 平均传热温差 mt = 2 )()( 1221 tTtT = 2 )701 2 7()1 1 01 7 5( (0 ,1atm)=61 4.3 传热面积 由于管程气体压力较高，故可选较大的总传热系数。初步设定设 Ki =250 W m-2 -1。根据化工单元过程及设备课程设计 P44，公式 3-8，则 估算的传热面积为 1.746
8、1250 1013.1t 6m i iK QA 估 m2 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 5 页 共 17 页 五工程结构尺寸 5.1 管径和管内流速 选用 25 2.5mm 的传热管 (碳钢管 )；由传热传质过程设备设计 P7 表 1 3 得管壳式换热器中常用的流速范围的数据，可设空气流速 ui 1m/s，用 u i计算传热膜系数，然后进行校核。 5.2 管程数和传热管数 依化工单元过程及设备课程设计 P46，公式 3-9 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 42102.0785.0 )3 6 0 0715/(3 4 0 0 0422 iiisudVn (根 ) 按单程管
9、计算，所需的传热管长度为 5.22420 2 5.014.3 1.74 sindSL m 按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长 l= 7 m ，则该换热器管程数为 Np=L / l=22.5/7 4（管程） 传热管总根数 N = 42 4= 168 （根）。 5.3 平均传热温差校正及壳程数 依化工单元过程及设备课程设计 P46，公式 3-13a 和 3-13b， 平均传热温差校正系数 R70110 12717512 21 tt TT 1.2 P70175 7011011 12 tT tt 0.381 依传热传质 过程设备设计 P16，公式 3-13， 温度校正系数为 t
10、112RR 12.112.1)11(2)11(2ln11ln222RRPRRPPRP)12.12.11(3 8 1.02)12.12.11(3 8 1.02ln3 8 1.02.113 8 1.01ln22 0.92 依传热传质过程设备设计 P16，公式 3-14， 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 6 页 共 17 页 平均传热差校正为 tm= t t m =61 0.92=56.12( ) 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。 5.4 传热管的排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按旋转 45正四边形排列，其优点为管板强度高，流体走
11、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，相同的壳程内可排列更多的管子。查化工单元过程及设备课程设计 P50，表 3-7 管间距，取管间距： t 1.25d=1.25x25=32 mm 。 由化工单元过程及设备课程设计 P50，公式 3-16， 隔板中心到离其最近一排管中心距离 S=t/2+6=32/2+6=22 mm 取各程相邻管的管心距为 44mm。 5.5 壳体内径 采用多 管程结构，取管板利用率 =0.7，由化工单元过程及设备课程设计 P51，公式 3-20，得壳体内径为 Di =1.05t /n =1.05 32 7.0/168 =520 mm , 圆整后取 Di =6
12、00mm。 5.6 折流板 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=0.25 600=150 mm ，故可取 h=150 mm。 取折流板间距 B=0.3Di，则 B=0.3 600=180 mm。 折流板数 NB=折流板间距 传热管长 1= 1807000 1 38 块 折流板圆缺面水平装配。 5.7 其他附件 直径为 12mm 的拉杆 4 根。 5.8 接管 （ 1）壳程流体进出口接管 取接管内液体流速 u1=0.5m/s, 5.014.3 )8 1 53 6 0 0/(4 4 0 0 044 11 uvD =0.195(m) 圆整后取管内直径为 2
13、00mm. (2) 管程流体进出口接管 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 7 页 共 17 页 取接管内液体流速 u2=1m/s, )(129.0114.3 )7153600/(340004422muvD 圆 整后取管内直径为 150mm 六换热器核算 6.1 热量核算 6.1.1 壳程表面流传热系数 对于圆缺形折流板，可采用克恩公式。由化工单元过程及设备课程设计 P53，公式3-22，得 ho = 14.03/155.0 )(PrRe36.0woeod 其中： 粘度校正为 14.0)(wo =1.05 当量直径，管子为四边形角形排列时，依化工单元过程及设备课程设计 P53，公式
14、 3-23a 得 deoodd )4t(4 22 0.027 m 壳程流通截面积，由 化工单元过程及设备课程设计 P54，公式 3-25，得 So = BD(1 tdo )=0.18 0.6（ 1 0.0250.032 ） 0.023625 m2 壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为 uoooSV = 023625.0 )8153600/(44000 0.635 m/sReooeoo du 31065.6 02.0635.0815 1556 普朗特准数（ P26，公式 1-43） Proopoc = 128.0 1065.6102.2 33 =114.29 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热
15、器 第 8 页 共 17 页 因此，壳程水的传热膜系数 ho为 ho = 05.11141 5 5 6027.0 128.036.0 3155.0 =668 W/(m2 ) 6.1.2 管程表面流传热系数 由化工单元过程及设备课程设计 P55，公式 3-22， 3-33,得 hi = 0.023Re0.8Pr0.3iid 其中： 管程流通截面积 Si = 242id n = 216802.0785.0 2 =0.02637 m2 管程空气的流速及其雷诺数分别为 uiiiSV = 026376.0 )7153600/(34000 0.5 m/sReiiii du 31064.0 7155.002
16、.0 1117210000普兰特准数 Priipic = 1 3 3.0 1064.01048.2 33 =11.93 因此，管程空气的传热膜系数 hi为 hi=0.023 111720.8 11.930.3 02.0133.0 =557.3W/(m2 ) 6.1.3 污垢热阻和管壁热阻 冷却水侧的热阻 Rso 0.0002m2 W-1 热空气侧的热阻 Rsi 0.0002m2 W-1 碳钢的导热系数 50W m-1 -1 6.1.4 总传热系数 Ki 因此，依化工单元过程及设备课程设计 P53，公式 3-21 K1oh1 Rsomodbd iosiddR iiodhd 6681 0.0002
17、 5.222500005.0 20250002.0 3.55720 25 齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 柴油换热器 第 9 页 共 17 页 解得： oK 236 W/ (m2 ) 6.1.5 传热面积裕度 依化工单元过程及设备课程设计 P56，公式 3-35： Qi iK Si tm得： Si Qi/( iK t m) 61236 1013.1 6 78.49 m2 该换热器的实际传热面积 Sp Sp= TolNd =3.14 0.05 7 168=92.316 m2 依化工单元过程及设备课程设计 P56，公式 3-36 该换热器的面积裕度为 %100 i ipS SSH = 49.78
18、49.783.92 =17.6% 6.2 壁温核算 因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按化工单元过程及设备课程设计 P77，公式 3-42 计算。由于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。但在操作早期，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计算传热管壁温。于是按式 3-42 有 hchhc/1/111RRhhRhtRhTthcmcmw 式中，冷流体 的平均温度 tm和热流体的平均温度 Tm分别按化工单元过程及设备课程设计 P77，公式 3-44、 3-45 计算 Tm=0.4 175+0.6
19、 125=146 tm=0.4 110+0.6 70=86 hc = ho = 668 W/ (m2 ) hh = hi = 557W/ (m2 ) 传热管平均壁温 0002.00002.0557/1668/10002.05571860002.06681146 t =113.6 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 t= 113.6 90 =23.6 该温差不大，不需要建立温度补偿装置。 6.3 换热器内流体的流动阻力 (压降 ) 6.3.1 管程流动阻力 由 11172eR ，传热管相对粗超度为 0.01，查莫狄图得 038.0i ，流速 u=0.05m/s,
