柴油原油换热器设计说明书

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：***
日期：2015年9月4日
指导教师：佟白
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.设备法兰垫片（橡胶石棉板） (12)
6.管法兰用垫片 (13)
7.管板 (13)
. .
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)
. .
. .
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.热阻损失5%.初设k=250w/ m 2
·°C 。

二、设计条件及主要物性参数
2.1设计条件
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）.热流量为
Q c = W c C pc (T 1－T 2) ×1.05 =44000×2.2×（148－42）×1.05
=1.13×106
kJ/h = 1.13×106
W
管程柴油的定性温度为
1512
127
175=+=
T ℃ 壳程原油的定性温度为
902
110
70=+=
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 avg b y y y y t t t t =+--⨯- ）,可得壳程和管程流体的有关物性数据。

. .
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
W Q 61013.1⨯=
4.2平均传热温差
m t ∆=2)()(1221t T t T -+-=2
)70127()110175(-+- (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K i ‘
=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
1.7461
2501013.1t 6m '=⨯⨯=∆=i i K Q A 估 m 2
. .
五．工程结构尺寸
5.1管径和管内流速
选用φ25×2.5mm 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u i ＝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
421
02.0785.0)
3600715/(340004
2
2=⨯⨯⨯=
=
i
i i
s u d V n π
(根) 按单程管计算.所需的传热管长度为
5.2242
025.014.31
.74=⨯⨯==
s i n d S L πm 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
N p =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
R ＝
70
110127
1751221--=
--t t T T ＝1.2 P ＝
70
17570
1101112--=
--t T t t ＝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 ϕ⨯-+1
1
2
R R ⨯-+=+++-+-+---12.112.1)
11(2)
11(2ln
11ln
222R R P R R P PR P
)
12.12.11(381.02)
12.12.11(381.02ln
381.02.11381
.01ln
22
+++-+-+-⨯--≈0.92
依《传热传质过程设备设计》P16.公式3-14.
. .
平均传热差校正为
△t m =t ∆ϕ×△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η=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
D i
=1.05×32×7.0/168=520 mm ,
圆整后取D i =600mm 。

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=0.3D i .则B=0.3×600=180 mm 。

折流板数 N B =
折流板间距传热管长－1=180
7000
－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)
8153600/(44000441
1⨯⨯⨯==
u v
D π=0.195(m)
圆整后取管内直径为200mm.
(2) 管程流体进出口接管
. .
取接管内液体流速u2=1m/s,
)(129.01
14.3)
7153600/(34000442
2m u v
D =⨯⨯⨯==
π
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
h o = 14.03/155.0)(Pr Re 36
.0w
o e o d μμ
λ 其中： ②
粘度校正为14
.0)(
w
o μμ=1.05 ②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3-23a 得
d e ＝
o
o d d ππ
)
4t (42
2-
＝0.027 m
③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
S o = BD(1－
t d o )=0.18×0.6×（1－0.0250.032
）＝0.023625 m 2
④壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为
u o ＝
o
o S V =023625.0)8153600/(44000⨯＝0.635 m/s
Re o ＝
o
e
o o d u μρ＝3
1065.602.0635.0815-⨯⨯⨯＝1556 ⑤普朗特准数（<传热传质过程设备设计>P26.公式1-43）
Pr ＝
o
o
po c λμ =128
.01065.6102.23
3-⨯⨯⨯=114.29
. .
因此.壳程水的传热膜系数h o 为
h o = 05.11141556027
.0128
.036.031
55.0⨯⨯⨯⨯
=668 W/(m 2
·℃)
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
h i = 0.023Re 0.8
Pr
0.3
i
i
d λ 其中：
①管程流通截面积
S i =
242i d n
π•=2
16802.0785.02⨯⨯=0.02637 m 2
②管程空气的流速及其雷诺数分别为
u i ＝
i i S V =026376
.0)7153600/(34000⨯＝0.5 m/s
Re ＝
i i
i i d u μρ＝31064.07155.002.0-⨯⨯⨯＝11172>10000
③普兰特准数
Pr ＝
i
i
pi c λμ =133
.01064.01048.23
3-⨯⨯⨯=11.93
因此.管程空气的传热膜系数h i 为
h i
=0.023×11172
0.8
×11.930.3
×
02
.0133.0=557.3W/(m 2
·℃) 6.1.3污垢热阻和管壁热阻
● 冷却水侧的热阻R so ＝0.0002m 2
·℃·W -1
● 热空气侧的热阻R si ＝0.0002m 2·℃·W -1
● 碳钢的导热系数λ＝50W ·m -1·℃-1
6.1.4总传热系数K i
因此.依《化工单元过程及设备课程设计》P53.公式3-21
K 1
＝o h 1＋R so ＋m o d bd λ＋i o si d d R ＋i
i o d h d ＝
6681＋0.0002＋5.222500005.0⨯＋20
250002.0⨯ ＋3
.5572025⨯
. .
解得：o K ＝236 W/ (m 2
·℃)
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：Q i ＝i K S i △t m 得：
S i ＝Q i /(i K △t m )＝61
2361013.16⨯⨯＝78.49 m 2
该换热器的实际传热面积S p
S p =T o lN d π=3.14×0.05×7×168=92.316 m
2
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
i
p S S S H =
49
.7849
.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
h
c h h c /1/111R R h h R h t R h T t h c m c m w +++⎪⎪⎭⎫
⎝⎛++⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=
式中.冷流体的平均温度t m 和热流体的平均温度T m 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
T m =0.4×175+0.6×125=146℃ t m =0.4×110+0.6×70=86℃
h c = h o = 668 W/ (m 2
·℃)
h h = h i = 557W/ (m 2
·℃)
传热管平均壁温
0002
.00002.0557/1668/10002.0557*******.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11172=e R .传热管相对粗超度为0.01.查莫狄图得038.0=i λ.流速u=0.05m/s,
3/715m kg =ρ
68.118825.071502.07038.02
=⨯⨯⨯=∆i p (pa)
125.2682
5.0715322
2
=⨯⨯==∆u p r ρξ(pa)
总压降：∑△p i ＝（△p 1+△p 2）F t N s N p ＝（1188.68+268.125）×1.5×1×4
＝8740Pa < 9800 Pa （符合设计要求）
其中. F t 为结垢校正系数.取1.5；
N s 为串联壳程数.取1；N p 为管程数.取4。

6.3.2壳程流动阻力：
由《化工单元过程及设备课程设计》P58.公式3-51,3-52.得： 流体横过管束的压降：
2
)
1(2o
B tc o o u N N Ff p ρ==∆
其中：F=0.4
f o =5.0×1556-0.228
=0.9358
42.1516819.119.15.05.0=⨯==T TC N N
N B =38
u o =0.635 m/s
△’p O =0.4×0.9358×15.42×(38+1)×(815×0.6352
)/2 ＝36989 Pa
△’
p I ＝N B （3.5－D B 2）2
2
o
o u ρ
＝38×（3.5－
6
.018.02⨯）×(815×0.6352
)/2＝18107Pa 总压降：∑△p o ＝（△’
p 1＋△’
p 2）Fs Ns
＝（36989+18107）×1.15×1 ＝63360.4Pa
其中.Fs 为壳程压强降的校正系数.对于液体取1.15；
Ns 为串联的壳程数.取1。

七.换热器主要结构尺寸和计算结果表
八、设备参数计算
1.壳体壁厚
由Po ＝1.6 MPa. Di ＝600mm.对壳体与管板采用单面焊.焊接接头系数φ＝0.9,腐蚀裕度C=1mm . [σ]t =112MPa
o
t i o P D P -=
φσδ][2+C ＝6.19.01122600
6.1-⨯⨯⨯+1=5.8mm
圆整后取8mm
2. 接管法兰
3.设备法兰
4.封头管箱
封头：以外径为公称直径的椭圆形封头
5.设备法兰垫片（橡胶石棉板）
6.管法兰用垫片
7. 管板
管板厚度35mm.长度300mm.材料为16MnR。

8. 支垫（鞍式支座）
9.设备参数总表
九、设计总结
两周的化工原理课程设计即将结束.我们小组设计的是柴油原油换热器.虽然时间不长.但我们却从中学到了很多知识。

加深和巩固了上学期所学的化工原理这
虽然刚开始会感到无从下手.很多所学的知识也有些生疏。

但通过佟白老师的细心讲解.我们大家共同合作.一起讨论研究.通过一周的翻阅资料,查找公式,设计计算,使我对换热器有了进一步的了解,对传热的具体过程有了深刻的认识.尤其是从最初的无从下手到现在的可根据传热的不同而选择不同的换热器.另外,我对于换热器的用途也有了更多的认识.。

最后我们顺利的完成了整个设计。

在佟白老师的细心讲解和指导下独立完成了本次课程设计.通过这次的锻炼,为我今后的学习工作做了良好的开端.这次的课程设计对我今后的生活产生巨大的影响也会终生难忘的. 通过这初次的课程设计使我们深刻的了解了化工原理这门课的主要内容以及对将来工作的深远影响。

在此.感谢学院为我们提供了一个锻炼自我.学习与历练的机会.感谢佟白老师耐心.认真的辅导.使我们的设计得以顺利完成。

十、主要符号说明
十一、参考文献
【1】申迎华.郝晓刚.《化工原理课程设计》.北京.化学工业出版社.2009 【2】姚玉英等.《化工原理（上）》.天津.天津大学出版社.2005
【3】任晓光.《化工原理课程设计指导》.北京.化学工业出版社.2009
【4】贾绍义.柴诚敬.《化工原理课程设计》.天津.天津大学出版社.2002 【5】袁文.刘岩.《化工制图》.哈尔滨.哈尔滨工程大学出版社.2010
【6】钟理, 伍钦.马四朋. 《化工原理（上）》. 北京.化学工业出版社.2008.8. 【7】《材料与零部件（上）》. 上海科学技术出版社. 1982.7.
【8】钱颂文. 《换热器设计手册》.北京.化学工业出版社.2002.8
【9】匡国柱. 《化工单元过程及设备课程设计》. 北京.化学工业出版社.2002 【10】陈锦昌. 《计算机工程制图》. 广州.华南理工大学出版社.2006.8. 【11】郑津洋.董其伍.桑芝富. 《过程设备设计》. 北京.化学工业出版社.2009.1. 【12】赵军. 《化工设备机械基础》. 北京.化学工业出版社. 2000.。