1、化工设计课程设计班级：2011 级 13 班姓名：学号：完成日期：2015 年 1 月 1 日0设计题目 设计任务要求 备注管壳式换热器的工艺设计和机械设计1. 撰写一份设计说明书，包括：（1） 概述（2） 物料衡算（3） 热量衡算（4） 工艺设计计算（5） 工艺条件表2. 绘制图纸（1） 设备尺寸图（2） 管道方位图（3） 部分零件结构图1题号 内容 备注3 某炼油厂拟用原油在列管式换热器中回收柴油的热量。已知原油流量 44000kg/h,进口温度70，要求其进口温度不高于 110；柴油流量为 34000kg/h,进口温度为 175。物料 原油 柴油/kgm-3815 715Cp/kjkg-
2、1K-12.2 2.48/wm-1K-10.128 0.133/Pas310-3 0.6410-32目录1 概述42 热量衡算、物料衡算及工艺设计计算52-1 计算热流量及平均温差 52-2 初步选定换热器的型号 62-3 阻力损失计算 72-4 传热计算 93 换热器辅助计算 103-1 圆缺形折流板窗口计算 103-2 折流板窗口的流动面积 103-3 圆缺形折流板窗口的当量直径 Dw113-4 横流中的有效管排数 Ntcc 和 Ntcw 113-5 折流板数 Nb124 工艺条件表 135 设备及管道分布图纸 166 设计计算结果汇总表 187 总结198 主要符号说明199 参考文献1
3、931.概述传热设备简称换热器，是化工、石油、动力、轻工等许多工业部门中应用最为广泛的设备之一。按用途可分为加热器、冷凝器和蒸发器等。由于生产的规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样的。换热器是化学工业、石油工业及其他一些行业中广泛使用的重要化工设备，其研究和开发备受重视。在换热设备中应用最广泛的是列管式换热器。目前这种换热器被当作一种传统的标准换热器，在许多工业部门中被大量地使用。尤其在化工生产中，无论在国内还是国外，它在所有的换热设备中，仍占主导地位。数据显示 2010 年中国换热器产业市场规模在 500 亿元左右，主要集中于石油、化工、冶金、电力、船舶、集中供
4、暖、制冷空调、机械、食品、制药等领域。其中，石油化工领域仍然是换热器产业最大的市场，其市场规模为 150 亿元; 电力冶金领域换热器市场规模在80 亿元左右;船舶工业换热器市场规模在 40 亿元以上; 机械工业换热器市场规模约为 40 亿元;集中供暖行业换热器市场规模超过 30 亿元，食品工业也有近 30 亿元的市场。另外，航天飞行器、半导体器件、核电常规岛核岛、风力发电机组、太阳能光伏发电多晶硅生产等领域都需要大量的专业换热器，这些市场约有 130 亿元的规模。在换热设备中应用最广泛的是列管式换热器。目前这种换热器被当作一种传统的标准换热器，在许多工业部门中被大量地使用。尤其在化工生产中，无
5、论在国内还是国外，它在所有的换热设备中，仍占主导地位。列管式换热器又称管壳式换热器，已有较长的历史，至今仍是应用最广泛的一种换热设备。结构紧凑、坚固，且能选用多种材料打造，故适用性较强，尤其在大型装置和高温、高压中得到普遍采用。在各种结构形式地换热器中，管壳式换热器可以提供相当大地传热面积对体积和重量之比。这种换热器的换热面积，在形式上很容易做成很宽的尺寸范围，并且机械强度足以经受住正常的工厂制造过程所受的力，受得住航运和现场安装，以及在经常运行条件下所遇到的外部和内部应力。管壳式(又称列管式)，换热器是管壳式换热器主要有壳体、管束、管板和封头等部分组成，壳体多呈圆形，内部装有平行管束或者螺旋
6、管，管束两端固定于管板上。在管壳换热器内进行换热的两种流体，一种在管内流动，其行程称为管程；一种在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。管子的型号不一，过程一般为直径 16mm 20mm 或者 25mm 三个型号，管壁厚度一般为 1mm，1.5mm，2mm 以及 2.5mm。进口换热器，直径最低可以到 8mm，壁厚仅为 0.6mm。大大提高了换热效率，2012 年来也在国内市场逐渐推广开来。管壳式换热器，螺旋管束设计，可以最大限度的增加湍流效果，加大换热效率。内部壳层和管层的不对称设计，最大可以达到 4.6 倍。这种不对称设计，决定其在汽-水换热领域的广泛应用。最大换热效率可以达到
7、14000w/m2.k，大大提高生产效率，节约成本。同时，由于管壳式换热器多为金属结构，随着中国新版 GMP 的推出，不锈钢 316L 为主体的换热器，将成为饮料，食品，以及制药行业的必选。42.热量衡算、物料衡算及工艺设计计算题号 内容 备注5（1）计算热流量及平均温差按原油加热所需来计算换热器的热流量Q=ms2cp2(t2-t1)=44000*2.2*(110-70)=3.87*106kj/h或 1.076*106kj/h由热量衡算式 Q=ms1cp1(t2-t1) =ms2cp2(t2-t1)得 T2=T1-Q/ ms1cp1=175-3.87*106/（34000*2.48） =175
8、-46=129计算逆流平均温度差 t m，逆柴油 175 129原油 110 70温差 65 59按逆流计算的平均温差 t m，逆 应乘以校正系数 ，选换热器的流动类型为符合图 5-19(a)的 1 壳程、偶数管程。计算参数 P及 RP= （t 2-t1）/（T 1-t1）= （110-70）/（175-70）=0.38R=（T- T 1）/（T 1-t1）=（175-129）/（110-70）=1.15按附录 7 查得 =0.91，符合 =0.9 的要求，得到t m=62*0.91=56.4为求得传热面积 A，需先求出传热系数 K，而 K 值又与传热系数、污垢热阻等有关。在换热器的直径、流速
9、等参数均未确定时，给热系数也无法计算，所以只能进行试算。按表 5-5，有机溶剂和轻油间进行换热时的 K 值大致为 120-400 W*m-2*K-1，先取 K 值为 250 W*m-2*K-1，则需要传热面积为A=Q/Kt m=1.076*106/（250*56.4）=76.3m 3图 5-19(a)为 u 天恩等编著的化工原理上册第 153 页表 5-5为天恩等编著的化工原理上册第 145题号 内容 备注6初步选定换热器的型号由于两流体间的温差较大，同时为了便于清洗壳程污垢，以采用浮头式列管换热器为宜。柴油温度高，走管程可以减少热损失，且原油粘度较大，当装有折流挡板时，走壳程可在较低的 Re
10、下即能达到湍流，有利于提高壳程一侧的给热系数。在决定管数和管长时，首先要选定管内流速 ui。柴油的粘度小于 1mPas，为低粘度油，按附录 1，管内流速范围为0.81.8ms-1，因管长可能较大（管程数较多），取 ui=1ms-1。设所需单管程数为 n，25mm 2.5mm 的管内径为 0.02m，从管内体积流量vi=n 0.022 1.0 3600 /4=34000/715=47.6m 3h-1解得 n=42 根。又由传热面积A=ndol=76.3m 2可以求得单程管长 l=76.3/（42 0.025 ）=23.1m若选用 6m 长的管，4 管程，则一台换热器的总管数为 4 42=168根
11、。查附录 2 得相近浮头式换热器的主要参数，见表 1。表 1 初选浮头式换热器的主要参数 项目 数据 项目 数据壳径 D（DN）管程数 Np(N)管数 n中心排管数 nc管程流通面积Si600mm4188100.0148m2管尺寸管长 l(L)管排列方式管心距传热面积 A25mm*2.5mm6m正方形斜转 45t=32mm(与固定管板式相同)86.9m2可对表 1 中查得的数据做核算如下。每程的管数 n1=总管数 n/管程数 Np=188/4=47，管程流通面积 Si=（/4） (0.02) 47=0.01476m2，与查得的 0.0148m2很2好符合。传热面积 A=doln= 0.025
12、6 188=88.5m2，比查得的86.9 稍大，这是由于管长的一部分需要于在管板上固定管子。应以查得的 A=86.9 为准。中心排管数 nc，查得的 nc=10 似乎太小，按附录 3 排列，nc=10 时，n 最多为 100；现未知浮头式 4 管程的具体排管方法，暂存疑。正方形排列按式 nc1.19 计算：n c=1.19 =1.19n=16.3，取整 nc=16。18表 6-1、图 6-13、附录十九分别为谭天恩编化工原理（上册）203、203、277页化学工业出版社题号 内容 备注7阻力损失计算管程流速 u i= = =0.895ms-1s360v.1487雷诺数 Re i= = =20
13、000d30671592摩擦系数 取钢管绝对粗糙度 =0.1mm（见附录 4），得相对粗糙度 /d i=0.1/20=0.005;根据 Re=2 10 ,查附录5，得 i=0.035管内阻力损失P= =0.0352iudl02.6715892=10.5 286=3010Pa回弯阻力损失P=3 =3 286=858 Pa2iu管程总损失 P=（P+P ）F NsNp=(3010+858) 1.4 1 4=21660 Pa 或 21.7kPa壳程：取折流挡板间距 h=0.2m计算截面积 So=h (D-ncdo)=0.2 （0.6-16 0.025）=0.04m 2计算流速 uo= =0.375m
14、s-10.4815/36雷诺数 Reo= = =2550od3108572Reo500摩擦系数 fo= = =0.83628.0Re50.28折流挡板数 NB= -1= -1=29hl6管束损失 P1=Ffonc(NB+1) 2ou表 1-1为谭天恩编化工原理（上册）27 页化学工业出版社图 1-27为谭天恩编化工原理（上册）25 页化学工业出版社8题号 内容 备注=0.4 0.836 16 （29+1）20.37581=160.5 57.3=9200 Pa缺口损失 P2=NB Dh-3.52ou=29 （ ） 57.3=4710 Pa06.壳程损失Ps=(P1+P2)FsNs=（9200+4
15、710） 1.15 1=16000 Pa 或16.0kPa核算下来，管程及壳程的阻力损失都不超过 30kPa，又不是太小（大于 10 kPa），适用。传热计算 管程给热系数 。以上已算出 Re=20000，现再算 Pr。Pr= = =11.93ipc13.00644823Nui=0.023 =133.5089=Nu =133.5 =888 Wm-2K-1id.2壳程给热系数 o。按附录六：Nuo=0.36 计算 o。已算 Reo=27505.0Re14.03/1Prw而 Pro= =51.628-现原油被加热，（ ）大于 1，可取为 1.05。w/故 Nuo=0.36 .05560/3.=0.
16、36 74.7 3.72 1.05=105.1o=105.1 (0.128/0.025)=538 Wm-2K-1方程式5-72 为谭天恩编化工原理（上册）171 页化学工业出版社9题号 内容 备注10传热系数。按管外面积计算，略去管壁热阻。 oo 11Kioiord5381072.25.8 44 6817301 Ko= =274 Wm-2K-15.36所需的传热面积 AoAo= m26.94527106 tKQm与换热器列出的面积 A=86.9m2 比较，有近 25%的裕度。从阻力损失和传热面积的核算看，原选的换热器适用。3.换热器的辅助计算11题号 内容 备注（1）圆缺形折流板窗口计算如图
17、1 给出与管场有关的最常用的圆缺形折流板的几何形状。首先计算折流板切口与壳体内壁相交形成的中心角 ds和与直径 Dctl相交的角度，即与通过最外层管子中心的圆的直径 Dctl=Dotl-Dt相交所成的角度。102cos1dsBctlDctls在应用所谓窗口式折流板的情况下，即 和 之间的面积被堵sctlD塞的折流板，需要知道对应于如的中心角：102cos21otl BDtl（2）折流板窗口的流动面积总折流板窗口流动面积，即位窗口中没有管子的面积 Swg2sin360D4S2swg dd从以上方面我们就可以得出折流板窗口中，管子所占的比率 Fw和横流中管子所占的比率 Fc。这些计算均假设管场在直
18、径内是均匀分布的，这个假定由于102DscB管程通道分布的影响有时是不符合实际的。另外，在接头管入口区，有时取消一些管子，以便安装防冲击板。然而，在方法的总的精度和其他简化的影响之内，这个小的误差在个别情况下必须承认或加以修正。根据上面的前提，一个窗口中管子所占的比率兄和折流板端头间的纯横流区内管子所占的比率 Fc表示如下：2sin360ddwFwc112题号 内容 备注管子所占据的圆缺形折流板窗口面积 Swt 可由下式算出：(mm2)22wt 44StwtwDNDFN在窗口中管子的数量为：Ntw=NttFw最后，通过一个折流板窗口的净横流面积 Sw，即位计算的总流动面积 Swg，减去 Swt
19、Sw=Swg-Swt(3)圆缺形折流板窗口的当量直径 Dw圆缺形折流板窗口的当量直径 Dw仅用于层流，即用于 Res100的情况下的压降计算。按水利学直径的经典定义计算 Dw，即窗口横流面积 Sw的四倍，除以湿周长，由下式表示(从周长项中有意省略折流板切口边缘的情况出外)： 360 4DwdstwDN(4)横流中的有效管排数 Ntcc和 Ntcw横流中的管子的有效数目，是计算传热系数和压降以及相应的修正因子的一个基本参数，它是管子排列形式和管间距的函数，这些参数和确定横流面积 Sw所需要的那些量相同。在一个横流区，折流板端头之间横穿的有效管排数为 102NtccpsBLD确定横流折流板窗口的有
20、效管排数 Ntcw例并不容易，它要遵从某些对窗口流动形态的说明。如图 2 所示，最高流速恰恰处在折流板端头下边，然后流速迅速变小，这一点已经被许多光学试验所证实。归根结底，折流板窗口流动穿透的有效距离(在这距离内，流动被认为是横穿流动，并包括固有的纵向流动分量)由试验数据确定。按照 Delaware 和其它的数据，穿透的有效距离 Lwp，定为折流板窗口中管场宽度，即折流板切口和 Dctt间距离的 04 倍。210BD.4Lcswp cts此距离在每个窗口内横穿两次，因此横穿折流板窗口的有效管排数为： 210BD8.csctsptcw DLN式中 Lpp 一流动方向上的有效管排距。13题号 内容
21、 备注(5)折流板数 Nb为了计算横向通过和窗口折返的总次数，需要知道折流板的数目Nb，管长 Lti并注意到对 U 形管的不同的说明。折流板间距是指“中央“间距 Lbc，甚至在较大端部间距的情况下也用它来计算。1NbctiL144.工艺条件表 附录 1 列管式换热器常用的流速范围流速 ms -1 流速/ms -1流体种类管程 壳程流体种类管程 壳程冷却水一般液体（粘度不高）低黏油高黏油13.50.53.00.81.80.51.50.51.50.21.50.41.00.30.8油蒸汽气体气液混合物51553026363150.53附录 2 为谭天恩编著化工原理（上册）第 274 页 附录 3 管
22、子在管板上的排列(a)正三角形排列 (b) 正方形排列 (c)正方形错列15附录 4 工业管道的当量绝对粗糙度附录 5 摩擦系数 与 Re 及 /d 的实验关系（对于新钢管）附录 6Nu=0.36Re0.55Pr1/3( )0.14 w管 道 类 别 绝对粗糙度 , mm 管 道 类 别 绝对粗糙度 mm金属管无缝黄铜管、铜管及铅管新的无缝钢管、镀锌铁管新的铸铁管具有轻度腐蚀的无缝钢管具有显著腐蚀的无缝钢管旧的铸铁管0.010.050.10.20.30.20.30.5 以上0.85 以上非金属管干净玻璃管橡皮软管木管道陶土排水管很好整平的水泥管石棉水泥管0.00150.010.010.030.
23、251.250.456.00.330.030.816附录 7 温差校正系数 = （P,R)175.设备及管道分布图纸主体构造部分构造参考图18图 1图 2图 3图 4196.设计计算结果汇总表换热器为浮头式换热器，传热面积为 86.9 m2工艺参数主要计算结果 壳程 管程1 流速/（m/s） 0.0375 0.8952 对流传热系数/W/(m 2 c) 538 8883 污垢热阻/(m 2K/W) 0.000172 04 阻力/Pa 16000 216005 壳、管壁平均传热温度差/ 56.46 总传热系数/W/(m 2K) 2747 裕度 / % 25%物性参数 壳程 管程1 进/出口温度/
24、 70/110 175/1292 定性温度/ 90 1513 密度/kg/m 3 815 7154 比热容/kJ/(kgK) 2.2 2.485 粘度/(Pas) 3 10-30.64 10-36 热导率 /w/(mK) 0.128 0.1337 普兰特数 51.6 11.93参数 壳程 管程形式 台数 1 浮头式壳体内径/mm 壳程数 1 600管径/mm 管间距 t/mm 32 25mm*2.5mm折流板间距 h/mm 管子排列 正方形 200传热面积 /m2 折流板数/个 29 86.9管数目 /根 管长/mm 6000 188设备结构参数管程数 材质 碳钢 4207.设计总结通过完成这
25、次化工设计，使我对化工的工艺计算，过程设计及绘图能力有了很大的提高，较好地把理论学习中的分散知识点和实际生产操作有机结合起来，得到较为合理的设计成果。也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中的探索的艰难和成功的喜悦。虽然这个项目还不是很完善，但是在设计过程中所学到的东西是这次设计的最大收获和财富，使我终身受益。8.主要符号说明9.参考文献谭天恩，窦梅，周明华等编著，化工原理（上）第三版，化学工业出版社。陈声钟编著，化工设计第三版，化学工业出版社。原油的定性温度 T 柴油的定性温度 t原油密度 o柴油密度 i原油定压比热容 cpo 柴油定压比热容 cpi原油导热系数 o柴油导热系数 i原油粘度 o柴油粘度 i原油热流量 Wo 柴油热流量 Wi热负荷 Qo 传热管数 Ns总传热系数 K 管程数 Np温差校正系数 t管心距 t初算传热面积 A 当量直径 de2122
