煤油冷卻器設計

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1、 課程設計報告 ( 2016—2017年度第一學期) 名 稱： 化工原理 題 目： 煤油冷卻器的設計 院 系： 環(huán)境科學與工程學院 班 級： 能化1402 學 號： 201405040207 學生姓名： 馮慧芬 指導教師： 朱洪濤 設計周數： 1 成 績： 日期：2016 年 11月 目錄

2、 一． 任務書 1.1目的與要求 1.2.主要內容 二． 設計方案簡介 2.1.換熱器概述 2.2 列管式換熱器 2.3.設計方案的擬定 三． 工藝計算及主體設備設計 3.1熱量設計 3.1.1.初選換熱器的類型 3.1.2.管程安排（流動空間的選擇）及流速確定 3.1.3.確定物性數據 3.1.4.計算總傳熱系數 3.1.5.計算傳熱面積 3.2工藝結構設計 3.2.1管徑和管內流速 3.2.2管程數和傳熱管數 3.2.3平均傳熱溫差校正及殼程數 3.2.4傳熱管排列和分程方法 3.2.5折流板 3.2.6殼程內徑及換熱管選型匯總 3.3換熱

3、器核算 3.3.1熱量核算 3.3.2壓力降核算 四． 輔助設備的計算及選型 4.1 封頭 4.2 緩沖擋板 4.3 放氣孔、排液管 4.4 假管 4.5 拉桿和定距管 4.6 膨脹節(jié) 4.7 接管 五． 設計結果一覽表 六． 心得體會 七． 參考文獻 八． 主體設備的工藝條件圖  一．任務書 1.1 目的與要求 1. 要求學生能綜合運用本課程和前修課程的基本知識，進行融會貫通的獨立思考，在規(guī)定的時間內完成列管換熱器設計任務。 2. 使學生了解工程設計的基本內容，掌握化工設計的主要程序和方法，培養(yǎng)學生分析和解決工程實際問題的能力。 3. 熟悉和掌握查閱

4、技術資料、國家技術標準，正確地選用公式和數據。 1.2 主要內容 1.2.1處理能力：25000kg/h 煤油 1.2.2設備型式：列管換熱器 1.2.3操作條件： 煤油：入口溫度：140℃ 出口溫度：40℃ 冷卻介質：自來水入口溫度：30℃ 出口溫度：40℃ 允許壓強降：不大于100kPa 煤油定性溫度下的物性參數：密度825kg/m3 粘度7.1510-4Pas 比熱容2.22kJ/kg℃ 導熱系數0.14W/m℃ 水定性溫度下的物性參數：密度994kg/m3 粘度7.2810-4Pas 比熱容4.174kJ/kg℃ 導熱系數

5、0.626W/m℃ 1.2.4主體設備工藝條件圖。 二．設計方案簡介 2.1.換熱器概述 在化工、石油、能源、制冷、食品等行業(yè)中廣泛使用各種換熱器,它們也是這些行業(yè)的通用設備,并占有十分重要的地位。 隨著換熱器在工業(yè)生產中的地位和作用不同，換熱器的類型也多種多樣，不同類型的換熱器也各有優(yōu)缺點，性能各異。列管式換熱器是最典型的管殼式換熱器，它在工業(yè)上的應用有著悠久的歷史，而且至今仍在所有換熱器中占據主導地位。 2.2列管式換熱器 列管式換熱器又稱管殼式換熱器，在化工生產中被廣泛應用。它的結構簡單、堅固、制造較容易，處理能力大，適應性能，操作彈性

6、較大，尤其在高溫、高壓和大型裝置中使用更為普遍。 1 固定板式換熱器： 結構簡單，在相同的殼體直徑內，排管最多，比較緊湊，使殼側清洗困難。當管子與殼體壁溫相差大于50C時，應在殼體上設置溫差補償--膨脹節(jié)，依靠膨脹節(jié)的彈性變形可以減少溫差應力。但是當殼體與管子的溫差大于60C及殼程壓力超過6105Pa時，由于補償圈過厚，難以伸縮，失去溫差補償作用，就應考慮其他結構。 2 U型管式換熱器： 其結構特點是只有一個管板。換熱管為U形，管束可以自由伸縮，當殼體與U型換熱管有溫差時，不會產生溫差應力。密封面少，運行可靠，造價較低，管間清洗較方便。但是由于管子需要一定的彎曲半徑，故管板的利用率低；

7、管束最內層管間距較大，殼程易短路；內層管子壞了不能更換，因而報廢率較高。一般用于管、殼壁溫差較大或殼程介質易結垢而管程介質清潔以及高溫高壓、腐蝕性強的場合。 3 浮頭式換熱器： 當換熱管與殼體有溫差存在時，殼體與換熱管膨脹，互不約束，不會產生溫差應力，管內與管間的清洗均方便。但是由于結構復雜、笨重，造價較高，適用于殼體與管束間溫差較大，或殼程介質易結垢的場合。 2.3設計方案的擬定 根據任務書給定的冷熱流體的溫度，來選擇設計列管式換熱器的固定管板式換熱器；再根據冷熱流體的性質，判斷其是否容易結垢，來選擇管程走什么，殼程走什么。本設計中選擇使循環(huán)工業(yè)硬水走管程，煤油走殼程。任務

8、書中已知冷熱流體的物性數據，有比熱容，密度，粘度，導熱系數等。計算出總傳熱系數，再計算傳熱面積。根據管徑，管內流速確定傳熱管數，算出傳熱管程，傳熱管總根數等。然后校正傳熱溫差及殼程數，確定傳熱管排列方式和分程方法。根據設計步驟，計算出殼體內徑，選擇折流板，確定板間距，折流板數等；接著再對換熱器的熱量，官稱對流傳熱系數，傳熱系數，傳熱面積進行核算，再算出面積裕度，最后，對流體的流動阻力進行計算 。 三．工藝計算和主體設備設計 3.1熱量設計 3.1.1初選換熱器類型 兩流體的溫度變化情況如下： （1）煤油：入口溫度140℃，出口溫度40℃； （2）冷卻介質：自來水，入口溫度30℃，

9、出口溫度40℃； 該換熱器用循環(huán)冷卻自來水進行冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素， 估計所需換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，需考慮熱膨脹的影響，相應地進行熱膨脹的補償，故而初步確定選用帶有膨脹節(jié)的管板式換熱器。 3.1.2管程安排及流速確定 已知兩流體允許壓強降不大于100kPa；兩流體分別為煤油和自來水。與煤油相比，水的對流傳熱系數一般較大。由于循環(huán)冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降，考慮到散熱降溫方面的因素，應使循環(huán)自來水走管程，而使煤油走殼程。選用Φ252.5的碳鋼管，管內流速取ui=1.5m/s。 列管式換熱器內

10、的適宜流速范圍 流體種類 流速/（m/s） 管程 殼程 一般液體 0.5~3 0.2~1.5 易結垢液體 >1 >0.5 氣體 5~30 3~15 3.1.3確定物性數據 定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。 殼程流體（煤油）的定性溫度為： 管程流體（硬水）的定性溫度為： 根據定性溫度，可分別查取殼程和管程流體的有關物性數據,但任務書已經給定了。 3.1.4計算總傳熱系數 (1).煤油的流量 Wh=25000kg/h Wh----熱流體的流量，kg/h； (2).熱流量 由以上的計算結果以及題目已

11、知，代入下面的式子，有： Q=WhCph(T1-T2)=25000Kg/h2.22kJ/kg.℃（140-40）℃=5550000KJ/h =1541.7kW (3).平均傳熱溫差 計算兩流體的平均傳熱溫差 ，先按單殼程、多管程計算 逆流時，我們有 煤油： 140℃→40℃ 水： 40℃←30℃ 從而 Δtm＇ ==39℃ 查有關溫差校正系數表，可得溫度校正系數，所以校正后溫度為， 又因為>0.8，故可選用單殼程的列管式換熱器。 又因T-t=55℃>50℃,所以應選擇補償圈補償熱方式，在固定管板上加膨脹節(jié)。 (4).冷卻水用量 由以上的計

12、算結果以及已知條件，很容易算得： Wc==kg/h (5).總傳熱系數K 選擇時，除要考慮流體的物性和操作條件外，還應考慮換熱器的類型。 1.管程傳熱系數： Re1= Pr1= αi=0.023 =0.023 =6629.3W/m2?℃ 2.殼程傳熱系數： 假設殼程的傳熱系數是： =600W/m2?℃ 污垢熱阻： Rsi=0.000344m2℃/W Rso=0.000172 m2℃/W

13、 管壁的導熱系數： =45 m2℃/W 管壁厚度： b=0.0025 內外平均厚度： dm=0.0225 在下面的公式中，代入以上數據，可得 　 =395.8 (6).計算傳熱面積 由以上的計算數據，代入下面的公式，計算傳熱面積： 考慮15%的面積裕度，則： 3.2工藝設計 3.2.1管徑和管內流速 選用Φ252.5的碳鋼管，管長6m，管內流速取ui=1.5m/s。 3.2.2管程數和傳熱管數 根據傳熱管的內徑和流速，可以確定單程管子根數： ns= 按單

14、程計算，所需傳熱管的長度是： 若按單程管計算，傳熱管過長，宜采用多管程結構，可見取傳熱管長l=6m，則該傳熱管程數為： 則傳熱管的總根數為： 3.2.3平均傳熱溫差校正及殼程數 Δtm＇ ==39℃ 此時：平均傳熱溫差校正系數 按單殼程，多管程結構，查有關溫差校正系數表，以1/R代替R，PR代替P，查同一直線，可得溫度校正系數，所以校正后溫度為， 又因為>0.8，故可選用單殼程的列管式換熱器。 3.2.4.傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。取管心距t=1.25

15、d0，則 橫過管束中心線的管數 3.2.5殼程內徑和換熱管的選型匯總 (1)采用多管程結構，取管板利用率η=0.7，則殼體內徑為 圓整可取D=800mm 3.2.6折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%,則切去的圓缺高度為 h=0.25800=200mm 故可取 h=200 mm，取折流板間距 B=0.3D,則B=0.3800=240mm，可取 B為250 mm。 折流板數 折流板圓缺水平裝配。 3.2.7殼程內徑及換熱管選型匯總 外殼直徑 D

16、 800mm 管排方式—正三角形 管程流通面積S 0.025m2 公稱面積S 140m2 管數n 316 管程數 4 管長L 6m 管尺寸 中心距 32mm 3.3換熱器核算 3.3.1熱量核算 （1）殼程對流傳熱系數 對圓缺形的折流板，可采用克恩公式： 計算殼程當量直徑，由正三角形排列可得： ==0.020m 殼程流

17、通截面積： 殼程流體流速為： 由于管為三角形排列，則有 由于管為三角形排列，則有 雷諾準數為： 普朗特準數： 粘度校正 （2）管程對流傳熱系數 管程流通截面積: 管程流體流速： 雷諾準數為： 普朗特準數： （3）傳熱系數K

18、 根據冷熱流體的性質及溫度，在(GB151-99P140-141)選取污垢熱阻： 污垢熱阻： Rsi=0.000344m2℃/W Rso=0.000172 m2℃/W 還有，管壁的導熱系數： =45 m2℃/W 管壁厚度： b=0.0025 內外平均厚度： dm=0.0225 在下面的公式中，代入以上數據，可得 （4）傳熱面積S 由K計算傳熱面積 該換熱器的實際傳熱面積Sp 該換熱器的面積裕度為： 傳熱面積裕度合適，該換熱器能完成生

19、產任務。 3.3.2壓力降核算 因為殼程和管程都有壓力降的要求，所以要對殼程和管程的壓力降分別進行核算。 （1）管程流動阻力 管程壓力降的計算公式為： 其中Ns=1 , Np=4 , Ft=1.4 Re=40688.46，為湍流，傳熱管相對粗糙度為 查 流速,,所以 管程流動阻力在允許范圍之內。 （2）殼程流動阻力 殼程壓力降埃索法公式為： 式中 ——流體橫過管束的壓力降，Pa； ——流體通過折流擋板缺口的壓力降，Pa；

20、 Ft——殼程壓力降的垢層校正系數，對液體Ft=1.15； Ns——殼程數； 流體流經管束的阻力 其中 ，，，, F——管子排列方法對壓力降的校正系數，對正三角形排列，F=0.5，對正方形斜轉45o排列，F=0.4，正方形排列，F=0.3; fo——殼程流體的摩擦系數，當Re﹥500時， nc——橫過管束中心線的管子數，對正三角形排列nc NB——折流擋板數 代入數值得： 流體流經折流板缺口的阻力

21、 其中 ,， D——殼徑，m B——折流擋板間距，m 代入數值得： （3）總阻力 經過以上的核算，我們發(fā)現，管程壓力降和殼程壓力降都符合要求。 四.輔助設備的計算和選擇 4.1 封頭 封頭有方形和圓形兩種，方形用于直徑?。ㄒ话阈∮?00mm）的殼體，圓形用于大直徑的殼體。以上設計中，殼體直徑D=800mm，所以選用圓形封頭。 4.2 緩沖擋板 緩沖擋板可以防止進口流體直接沖

22、擊管束而造成管子的侵蝕和管束的振動，還有使流體沿管束均勻分布的作用。 4.3 放氣孔、排液管 換熱器的殼體上常安有放氣孔和排液孔，以排除不凝結氣體和冷凝液等。 4.4. 假管 為減少管程分程所引起的中間穿流的影響，可設置假管。假管的表面形狀為兩端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面兩管板之間但不穿過管板，可與折流板焊接以便固定。假管通常是每隔3-4排換熱管安置一根。 4.5 拉桿和定距管 為了使折流板能牢固的保持在一定的位置上，通常采用拉桿和定距管。所選擇的拉桿直徑為12mm，拉桿數量為4，定距管φ252.5mm 4.6 膨脹節(jié)

23、 膨脹節(jié)也叫補償圈，其彈性形變可減小溫差應力。換熱器的膨脹節(jié)一般分為帶襯筒的膨脹節(jié)和不帶襯筒的膨脹節(jié)。根據換熱器殼側介質的不同，使用的膨脹節(jié)就不同，通常為了減小膨脹節(jié)對介質的流動阻力，常用帶襯筒的膨脹節(jié)。襯筒應在順介質流動的方向側與殼焊接。對于臥室換熱器，膨脹節(jié)底部應采用帶螺塞結構，這樣便于排液。 4.7接管 換熱器中流體進、出口的接管直徑按下式計算，即： 式中 Vs——流體的體積流量，m3/s U——流體在接管中的流速，m/s 殼程流體進出口接管：取接管內油品流速為u=0.8m/s,則接管內徑

24、 取管內徑為120mm 管程流體進出口接管：取接管內冷卻水流速為u=1.5m/s，則接管內徑 取標準管內徑為180mm 管程 殼程 流 量 kg/h 132966 25000 溫度 進/出 ℃ 30/40 140/40 壓力 MPa 0.081562 0.005985 物性 定性溫度 ℃ 35 90 密度 kg/m 994 825 熱容 kJ/kg℃ 4.174 2.22 粘度 Pas 0.000728 0.000715

25、 導熱系數 W/m℃ 0.626 0.140 普蘭特數 4.85 11.34 設備結構參數 型式 帶有膨脹節(jié)的管板式換熱器 管程數 4 殼體內徑 mm 800 殼程數 1 管徑 mm 25 管心距 mm 32 管長 mm 6000 管子排列 正三角 管數(個) 316 折流板數(個) 23 傳熱面積 ㎡ 138 折流板距 mm 250 臺數 1 材質 碳鋼 主要計算結果 管程 殼程 流速 m/s 1.49 0.20 對流傳熱系數 W/㎡℃ 6594 590 污垢熱阻 ㎡℃/ W 0.000

26、344 0.000172 阻力損失 MPa 0.081562 0.005985 熱負荷 kW 1541.7 平均傳熱溫差 ℃ 32.0 總傳熱系數 W/㎡℃ 392.4 裕度 % 12.2 五．設計結果一覽表 換熱器主要結構尺寸和計算結果匯總表 六．心得體會 對設計結果的分析 從設計結果可以看出，若要保持傳熱系數，溫度越大，換熱管數越多，折流板數越多，殼徑越大，這主要是因為煤油出口溫度升高，總的傳熱溫差下降，所以換熱面積增大，才能保證Q和K。因此，換熱器尺寸增大，金屬材料消耗量相應的增大，通過這個設計，可以了解到，為提高

27、傳熱效率，降低經濟投入，設計參數的選擇十分重要。 在本設計中，換熱器的安全系數為16.15%，相對來說有些偏高，所以，在面積和初選換熱系數上，還有提高的余地，可以選擇更加合理的換熱器參數，來提高換熱效率和運行的安全性。 在設計過程中，可以看出，換熱器的換熱過程可以從以下三個方面考慮：（1）增大傳熱面積S，從設備的結構來考慮，提高其緊湊性，即單位面積提供較大的傳熱面積，改進傳熱面的結構；（2）增大平均溫差△tm,可以提高傳熱速率，當換熱器兩側流體均變溫時，采用逆流操作可得到較大的平均溫度差；（3）增大傳熱系數K，欲提高K，就必須減小對流傳熱熱阻、污垢熱阻和管壁熱阻。

28、課設中的自我感悟 在本次課程設計中，遇到了不少麻煩，但在老師和同學的幫助下，也最終完成了設計內容，不得不說，課程設計幫助自己對傳熱這一部分的內容有了更深一步的了解，對化工原理這門課程也有了更加清晰的認識。 最初拿到設計任務書的時候，簡直是一頭霧水，不知從何下手，老師知道之后，有了大概方向。在做完傳熱系數校正之后，突然發(fā)現自己換熱器參數取得不正確，這時候距離上交已經只有兩天了，只能返回去重新計算，不過，功夫不負有心人，終于在最后關頭完成計算。 在本次課設中，我的自我實踐能力得到了極大的提高，主要有以下方面：（1）初步掌握了查閱資料、選用公式和搜集數據的能

29、力；（2）樹立了既考慮技術上的先進性和可行性，又考慮經濟上的合理性，并注意到操作過程中的方便性，和勞動條件的正確設計思想；（3）培養(yǎng)了迅速準確的進行工程計算的能力，先計算理論數值，再利用國家標準進行校核 不論在設計過程中遇到多少困難，最終能得到一份完整的設計報告，內心是非常高興的，為自己能完成任務而沾沾自喜，更為能學習到新的技能而驕傲。 七．參考文獻 [1] 天津大學化工原理教研室編《化工原理》上、下冊(第二版) [M],天津:天津科技出版社,1996 [2] 柴誠敬等.《化工原理課程設計》[M],.天津:天津科學技術出版社,2000 [3] 偉萍等編.化工過程及設備設計[M], 北京：化學工業(yè)出版社,2000. [4] 潘國昌,《化工設備設計》[M], 北京：清華大學出版社.2001 [5] 婁愛娟,吳志泉,吳敘美編,《化工設計》, 上海：華東理工大學出版社,2002 [6] 黃璐主編.化工設計.[M].北京：化學工業(yè)出版社,2000. [7] 化工設備全書—換熱器[M].北京：化學工業(yè)出版社,2003.