化工原理课程设计—水冷却煤油列管式换热器

XX大学
XX学院
化工原理
课程设计
班级
姓名
学号
指导教师 ____
二零一X年X月X日
化工原理课程设计任务书
皖西学院生物与制药工程学院
课程设计说明书
题目：水冷却煤油列管式换热器的设计课程：化工原理
系（部）：
专业：
班级：
学生姓名：
学号：
指导教师：
完成日期：
课程设计说明书目录
第一章设计资料
一、设计简介 (5)
二、设计任务、参数和质量标准 (7)
第二章工艺设计与说明
一、工艺流程图 (8)
二、工艺说明 (8)
第三章物料衡算、能量衡算与设备选型
一、物料衡算 (9)
二、能量衡算 (11)
三、主要设备选型 (13)
第四章结论与分析
结论与分析 (15)
第五章设计总结
设计总结 (17)
参考文献 (17)
第一章设计资料
一、设计简介
换热器是许多工业生产部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产应用更为广泛。

在化工厂中换热器可用作加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。

进行换热器的设计，首先是根据工艺要求选用适当的类型，同时计算完成给定生产任务所需的传热面积，并确定换热器的工艺尺寸。

根据操作条件设计出符合条件的换热器，设计方案的确定包括换热器形式的选择，加热剂或冷却剂的选择，流体流入换热器的空间以及流体速度的选择。

本课程设计是根据任务给出的操作目的及条件、任务，合理设计适当的换热器类型，以满足生产要求。

1、固定板式换热器（代号G）
设备型号内容有：壳体公称直径（mm），管程数，公称压力(×9.81×104 Pa)，公称换热面积（m2），如G800I-6-100型换热器，G表示固定板式列管换热器，壳体公称直径为800mm，管程数为1，公称压力为6×9.81×104 Pa，换热面积为100m2
2、浮头式列管换热器（代号F）
设备型号内容有：壳体公称直径（mm），传热面积（m2），承受压力（×9.81×104 Pa），管程数，如F A600-13-16-2型换热器，F代表浮头是列管换热器，B表示换热器为管径错误!
未找到引用源。

25mm×2.5mm，正方排列，壳体直径为600mm，公称传热面积为130m2，公称压力为16×9.81×104，管程数位2。

3、U型管式列管换热器（代号Y）
设备型号内容有：公称直径（mm），公称换热面积（m2），管程压力（×9.81×104pa）/壳程压力（×9.81×104pa），管程数，如YB600-90-40/16-4型换热器，Y代表U型管式列管换热器，B表示换热器为管径错误!未找到引用源。

25mm×2.5mm，正方形排列，壳体直径为600mm，公称传热面积为90m2，壳体公称压力为16×9.81×104Pa，管程公称压力为16×9.81×104Pa，管程数位4。

二、设计任务、参数和质量标准
1、设计任务：
（1）、处理能力：1.5*105吨/年煤油
（2）、设备形式：列管式换热器
2、参数和质量标准：
（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20℃，出口温度40℃
（3）、允许压强降：不大于1.1*105 Pa
（4）、煤油定性温度下的物性数据：密度825kg/m3，黏度7.15*10-4Pa.s，比热容2.22kJ/(kg·℃)，导热系数0.14W/(m·℃)
（5）、每年按320天计，每天24小时连续运行
第二章工艺设计与说明
离心泵
二、说明
实验要求，煤油的进口温度140摄氏度，出口40摄氏度，因此要用冷水，冷却煤油。

本实验用的是循环水冷却法，节约用水。

第三章 物料衡算、能量衡算与设备选型
一、 物料衡算
1、试算并选换热器规格
（1）、 定流体通入空间
两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数较大，
并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。

（2）、确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式
被冷却物质为煤油，入口温度为140℃,出口温度为 40℃
冷却介质为自来水，入口温度为 20℃，出口温度为40℃
煤油的定性温度：T m =（140+40）/2=90℃
水的定性温度：t m =(20+40)/2=30℃
① 、计算热负荷
Q=q m1c p1（T 1—T 2)=(1.5×105×103)／(320×24×3600)×2.22×103×
(140﹣40)≒1.204×106W
②、计算平均传热温差
Δt m 逆＝（Δt 2﹣Δt 1）／（ln Δt 2/Δt 1）＝49.706℃
R ＝(T 1﹣T 2)／(t 2－t 1）＝5，P ＝(t 2－t 1）／（T 1﹣t 1）＝0.1667，查表
得ψ＝0.945校正后Δt m1＝ψΔt m 逆＝ 46.97℃
③、冷却水用量
q m2＝Q ／Cp 2·Δt ＝51749kg ／h
（3）、(取流速u=1.2m ／s ）管径：φ25*2.5mm
其中 （内径）di=0.02m
（外径）do=0.025m
（平均直径）dm=0.025m
传热器壁厚=0.0025m
假设K=450W/(m2·℃）
传热面积S＝Q／K·Δt＝1.204×106／450×46.97＝56.95m2
管子根数N＝4q m1／πd i u≈93根
按单程管计算，所需的传热管长度L＝S／πdoN＝56.95／3.14×0.025
×93＝7.8m
取管长为4.5m，则N p＝7.8／4.5≈2，则传热管总根数n＝93×2＝186（根）
（4）、传热管排列和分程方法
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。

因为壳程流体压力较大，故采用焊接法连接管子与管板。

取管心距t
=1.25d
o
则：t = 1.25×25≈32(mm)
隔板中心到离其最近一个排管中心距离=t/2+6=32/2+6=22mm
= 44mm。

则分程隔板槽两侧相邻管中心距S
n
壳体内径：采用多管程结构，取管板利用率η= 0.7，则壳体内径为：D=
1.05t√n／η＝1.05×32√186／0.7=547mm
故可取D＝600mm
（5）、折流板
采用单弓形折流板，取折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
h = 0.25D = 0.25×600 = 150(mm)
取折流板间距B = 0.5D = 0.5×600 = 300(mm)
= 列管长度/折流板间距－1 = 4500/300－1 = 14(块) 折流板数N
B
接管：壳程流体进，出口接管：取煤油流速为3.0m／s，则接管内径为D ／πd＝0.0146m，圆整后可取管内径为15mm
＝√4q
v
管程流体进出口接管：取接管内流体流速为s
，则接管内
5.2
m
u/
2
径为
D ＝√4q v ／πd=0.075mm=75mm ，圆整后可取管内径75mm
二、 能量衡算
（1）、计算管程对流传热系数i α
因为：管中水的质量流量Wc=14.37kg ／s
水的体积流量为Vc=Wc ／ρ=14.37／995.7＝0.014437m 3／s A i =n π di 2/8＝186×3.14×0.022/8＝0.0292m 2 Ui=Vc ／Ai ＝0.4944m ／s
Rei ＝diui ρ／μ＝0.02×0.989×995.7／0.801×10﹣3＝24588
34
4.174108.0110Pr
5.39250.62
i Cp μ
λ-⨯⨯⨯=== 所以αi ＝0.023×(λ／di)×(Rei)0.8×（Pri ）0.4
＝2128.04W ／（m 2·℃）
(2)、计算壳程对流传热系数o α
换热器中心附近管排中流体流通截面积为
Ao=hD(1﹣do ／t ）＝0.3×0.6（1－0.025÷0.032）＝0.0394m 2 煤油的质量流量为W h =5.42kg ／s
煤油的体积流量为V h ＝W h ／ρ＝5.42÷825＝0.006576m 3／s
由于换热器为两壳程，所以煤油的流速为u o ＝V h A o ＝0.16m ／s 煤油在壳程中流动的雷诺数为Re o =duo ρ／μ＝0.0202×0.16×825／0.715×10-3= 3729
Pr ＝C p μ／λ＝（2.22×103×0.715×10-3 ）/0.14＝11.33
因为Re o 在36210~110⨯⨯范围内，故可采用凯恩(Kern)法求算o α，即
0.551/30.36
Re Pr o e
d μλ
αϕ==0.36×（0.14／0.0202）37290.55（11.331／3）×
0.95＝490.39W/(m 2·℃）
（3）、确定污垢热阻
423.4410/i Rs m C W -=⨯⋅︒（自来水） 421.717910/o Rs m C W -=⨯⋅︒（煤油）
（4）、计算总传热系数Ko
Ko=1／＜1／αo ＋Rso ﹢Rsi （do ／di ）﹢do ／aidi ＞=303 W ／（m 2·℃）
（5）、计算压强降
①、计算管程压强降
12()Pi p p FtNpNs ∑∆=∆+∆
前已算出：ui=0.382m/s Rei ＝9500
取不锈钢管壁的粗糙度ε＝0.1mm ，则ε／di ＝0.1／20＝0.005 由摩擦系数表查的λ＝0.038
所以ΔP1＝λL ρUi 2／2di ＝0.038·4.5·995.7·0.49442／0.04＝1040.45pa
ΔP2＝3ρui 2／2＝3×995.7×0.49442／2＝365.07pa 对于φ25×2.5mm 的管子，有Ft ＝1.4，且Np ＝2，Ns ＝1 ∑Δpi ＝（ΔP1＋ΔP2Ft ）FtNpNs ＝﹙1040.45＋365.07﹚×1.4×2×1＝3935Pa ②、计算壳程压强降
1
2()o P p p FsNs ''∑∆=∆+∆ Fs ＝1.15，Ns ＝1 2
10(1)
2
o
c B u P Ff n N ρ'∆=+
管子为正三角形排列，则取F ＝0.5 nc ＝1.1√n ＝1.1√186＝15.00 折流板间距h ＝0.3m 折流板数N B ＝14
Ao ＝h ﹙D －ncdo ﹚＝0.3×﹙0.6﹣15×0.025﹚＝0.067m 2 uo ＝Vs ／Ao ＝＝0.006576／0.0675＝0.0974m ／s
Reo ＝douo ρ／μ＝0.025×0.0974×825／0.715＝2.8×103
fo ＝5Reo -0.228＝5×﹙2.8×103﹚－0.028＝0.817
所以 ΔP1，＝Ffonc ﹙NB ﹢1﹚ρuo2／2＝0.5×0.817×15.00×﹙14﹢1﹚﹙825×0.09742﹚／2＝3.59×104
ΔP2，＝NB ﹙3.5﹣2h ／D ﹚ρuo2＝14﹙3.5﹣2×0.3／0.6﹚×825
×0.09742／2＝136.96pa
∑po ＝﹙ΔP1，＋ΔP2，﹚FsNs ＝﹙3.59×104＋136.96﹚×1.5×
1＝4.144×104
从上面计算可知，o
P ∑∆、Pi ∑∆﹤1.1×105
，该换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，故所选换热器合适。

三、设备选型
工艺参数
• B ——折流板间距，m ； • C ——系数，无量纲； • d ——管径，m ；
•D——换热器外壳内径，m；•f——摩擦系数；
•F——系数；
•h——圆缺高度，m；•K——总传热系数，W/(m2•℃)；•L——管长，m；
•m——程数；
•n——指数、管数、程数；•N——管数、程数；
•N B——折流板数；
•Nu——努塞尔特准数；•P——压力，Pa；
•因数；
•Pr——普兰特准数；
•q——热通量，W/m2；•Q——传热速率，W；
•r——半径，m；
•汽化潜热，kJ/kg；
•R——热阻，m2•℃/W；
•因数；
•Re——雷诺准数；
•S（或A）——传热面积，m2；•t——冷流体温度，℃；
•a(或t)——管心距，m；•T——热流体温度，℃；•u——流速，m/s；
•W——质量流
第四章结论与分析
本设计采用浮头式设计，其结构特点是两端管板之一不与壳体固定连接,可以在壳体内沿轴向自由伸缩,此种换热器的优点是消除热应力,管束可以从壳体抽出,便于清洗,缺点是结构复杂,需要大量金属材料,造价高。

但因其使用于壳体与管束温差较大或壳程流体容易结垢的场合及优良的性能,以此在工业中广泛应用。

浮头换热器的浮头部分结构，按不同的要求可设计成各种形式，除必须考虑管束能在设备内自由移动外，还必须考虑到浮头部分的检修、安装和清洗的方便。

在设计时必须考虑浮头管板的外径Do。

该外径应小于壳体内径Di，一般推荐浮头管板与壳体内壁的间隙b1=3~5mm。

这样，当浮头出的钩圈拆除后，即可将管束从壳体内抽出。

以便于进行检修、清洗。

浮头盖在管束装入后才能进行装配，所以在设计中应考虑保证浮头盖在装配时的必要空间。

钩圈对保证浮头端的密封、防止介质间的串漏起着重要作用。

随着幞头式换热器的设计、制造技术的发展，以及长期以来使用经验的积累，钩圈的结构形式也得到了不段的改进和完善。

钩圈一般都为对开式结构，要求密封可靠，结构简单、紧凑、便于制造和拆装方便。

浮头式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性，在长期使用过程中积累了丰富的经验。

尽管近年来受到不断涌现的新型换热器的挑战，但反过来也不断促进了自身的发展。

故迄今为止在各种换热器中扔占主导地位。

管子构成换热器的传热面，管子尺寸和形状对传热有很大影响。

采用小直径的管子时，换热器单位体积的换热面积大一些，设备比较紧凑，单位传热面积的金属消耗量少，传热系数也较高。

但制造麻烦，管子易结垢，不易清洗。

大直径管子用于粘性大或者污浊的流体，小直径的管子用于较清洁的流体。

管子材料的选择应根据介质的压力、温度及腐蚀性来确定。

换热器的管子在管板上的排列不单考虑设备的紧凑性，还要考虑到流体的性质、结构设计以及加工制造方面的情况。

管子在管板上的标准排列形式有四种：正三角形和转角正三角形排列，适用与壳程介质清洁，且不需要进行机械清洗的场合。

正方形和转角正方形排列，能够使管间的小桥形成一条直线通道，便于用
机械进行清洗，一般用于管束可抽出管间清洗的场合。

另外对于多管程换热器，常采用组合排列方法，其每一程中一般都采用三角形排列，而各程之间则常常采用正方形排列，这样便于安排隔板位置。

当换热器直径较大，管子较多时，都必须在管束周围的弓形空间内尽量配置换热管。

这不但可以有效地增大传热面积，也可以防止在壳程流体在弓形区域内短路而给传热带来不利影响。

管板上换热管中心距的选择既要考虑结构的紧凑性，传热效果，又要考虑管板的强度和清洗管子外表面所需的空间。

除此之外，还要考虑管子在管板上的固定方法。

若间距太小，当采用焊接连接时，相邻两根管的焊缝太近，焊缝质量受热影响不易得到保证；若采用胀接，挤压力可能造成管板发生过大的变形，失去管子和管板间的结合力。

一般采用的换热管的中心距不小于管子外径的1.25倍。

当换热器多需的换热面积较大，而管子又不能做的太长时，就得增大壳体直径，以排列较多的管子。

此时为了提高管程流速，增加传热效果，须将管束分程，使流体依次流过各程管束。

为了把换热器做成多管程，可在一端或两端的管箱中分别安置一定数量的隔板。

浮头式换热器的优缺点：
优点：
（1）管束可以抽出，以方便清洗管、壳程；
（2）介质间温差不受限制；
（3）可在高温、高压下工作，一般温度小于等于450度，压力小于等于6.4兆帕；
（4）可用于结垢比较严重的场合；
（5）可用于管程易腐蚀场合。

缺点：
（1）小浮头易发生内漏；
（2）金属材料耗量大，成本高20%；
（3）结构复杂
第五章设计总结
在本课程设计中，一定要注意计算准确,往往是开始某个结果算错了，导致后面所有公式都要重新计算。

虽然换热器的设计相对与精馏塔的设计简单，但是也要清楚的明白每一步的含义。

通过此次课程设计，我不仅学会了许多关于换热器的知识，而且明白了许多做人的道理，无论做什么事情，一定要弄懂它的本质，要细心和耐心的去做每一件事情，知难而上；同时我还要感谢老师和同学对我的帮助。

参考文献
【1】、《化工原理》（第四版）王志魁、刘丽英、刘伟主编化学工业出版社【2】、《化工原理实验》吴洪特主编化学工业出版社
【3】、《化工设备》李健主编化工工业出版社
【4】、GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式
【5】、/view/28405e59804d2b160b4ec06a.html
【6】、/view/5504526ea98271fe910ef910.html
【7】、/view/f943978302d276a200292e77.html
时光荏苒，感谢教给我人生道理的老师。

结语：。