化工原理课程设计煤油冷却器的设计

1化工原理课程设计化工原理课程设计 煤油冷却器的设计煤油冷却器的设计2目录目录一一化工原理课程设计任务书3二概述4换热器的发展和分类4列管式换热器的分类5设计背景以及设计要求8三换热器的设计论述以及计算11四确定设计方案204.1 选择换热器的类型204.2 流程安排204.3 确定物性数据20试算并初步选择换热器的型号214.5 壳体内径224.6 折流板234.7 接管13五换热器的核算13六机械设计26七设计结果46八参考文献47九后记483一一化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书（一）（一） 设计题目：煤油冷却器的设计设计题目：煤油冷却器的设计(3 组：组：21- )（二）（二） 设计任务及操作条件设计任务及操作条件1处理能力：处理能力：18 万吨/年煤油2设备形式：设备形式：列管式换热器3操作条件操作条件（1） 煤油：入口温度 100，出口温度 35（2） 冷却介质：自来水，入口温度 25，出口温度 40（3） 允许压强降：不大于 100kPa（4） 煤油定性温度下的物性数据：密度 825kg/m3，黏度 7.1510-4Pa.s，比热容 2.22kJ/(kg.)，导热系数 0.14W/(m.)（5） 每年按 330 天计，每天 24 小时连续运行（三）（三） 选择适宜的列管式换热器并进行核算选择适宜的列管式换热器并进行核算3.1 传热计算3.2 管、壳程流体阻力计算3.3 管板厚度计算3.4 U 形膨胀节计算（浮头式换热器除外）3.5 管束振动3.6 管壳式换热器零部件结构（四）（四）绘制换热器装配图（绘制换热器装配图（A2 图纸）图纸）二概述二概述21 换热器的发展和分类换热器的发展和分类在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。它是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，有称为热交换器。换热器既可以是一种单独的设备，如加热器、冷却器和蒸汽器等；也可以使某个工艺设备的组成部分，如氨合成塔内的热交换器。由于制造工艺和科学水平的限制，早期的换热器只能采用简单的结构，而且传热面积小、体积大和笨重，如蛇管式换热器等。随着制造工艺的发展，逐步形成了一种管壳式换热器，他不进单位体积具有较大的传热面积，而且传热效果也较好，长期以来在工业生产中成为一种典型的换热器。二十世纪 20 年代出现板式换热器，并应用于食品工业。以板代管制成的换热器，结构紧凑，传热效果好，因此陆续发展为多种形式。30 年代初，瑞典首次制成螺旋板换热器。接着英国用钎焊法制造出一种由铜以及其他合金材料制成的板翅式换热器，用于飞机发动机的散热。30 年代末，瑞典又制造出第一台板壳式换热器，用于纸浆工厂。在此期间，为了解决强腐4蚀性介质的换热问题，人们对新型材料制成的换热器开始注意。60 年代左右，由于空间技术和尖端科学的迅速发展，迫切需要各种高效能紧凑型的换热器，再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展，换热器制造工艺得到进一步完善，从而推动了紧凑型板面式换热器的蓬勃发展和广泛应用。此外自 60 年代开始，为了适应高温和高压条件下的换热和节能的需要，典型的管壳式换热器也得到了进一步的发展。70 年代中期，为了强化传热，在研究和发展热管的基础上又创制出热管式换热器。一般换热器都用金属材料制成，其中碳素钢和低合金钢大多数用于制造中、抵押换热器；不锈钢除主要用于不同的耐腐蚀条件外，奥氏体不锈钢还可做耐高、低温的材料；铜、铝以及其合金多用于制造低温换热器；镍合金则用于高温条件下；非金属材料除制作垫片零件外，有些一开始用于制作非金属材料的耐腐蚀换热器，如石墨换热器、氟塑料换热器和玻璃换热器等。换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展时换热器（板翅式、管翅式等） 。2.2、列管式换热器的分类、列管式换热器的分类换热器种类繁多，形式各异，如列管式、釜式、板式、板翅式、螺旋板式、空冷器、套管式、蛇管式等。由于列管式换热器（亦称管壳式）易于制造、适应性强、处理量大、成本较低可供选用的材料范围广泛，仍是当前应用最广（约占） ，理论研究和设计技术最完善，运行可靠性良好的一类换热器。列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于 6070和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过 0.6MPa 时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就是考虑其他结构。其结构如下图所示：5（2）浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器成为浮头式换热器。其优点：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下：（3）填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一会发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下：6（4）U 型管式换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下所示：2.3 设计背景以及设计要求设计背景以及设计要求在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。在工程实践中有时也会存在两种以上流体参加换热的换热器，但它的基本原理与前一种情形并无本质上的差别。在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，并占有十分重要的地位。在化工厂，换热器的费用约占总费用的 1020，在炼油厂约占总费用的 3540,。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因此对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进以及传热机理的研究也十分活跃，一些新型高效的换热器相继问世。随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器的设计中，首先应根据工艺的要求选择适用的类型，然后计算所需的传热面积，并确定换7热器的结构尺寸。完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求：（1） 合理的实现所规定的工艺条件传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能笑得传热面积，在单位时间内传热尽可能多的热量。其具体做法如下。增大传热系数 在综合考虑流体阻力以及不发生流体诱发震动的前提下，尽可能选择高的流速。提高平均温差 对于无镶边的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件下，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。妥善布置传热面 例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管束的传热方式比并列管束好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。（2） 安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵照我国钢制石油化工压力容器设计规定与钢制管壳式换热器设计规定等有关规定和标准。这对保证设备的安全可靠起着重要作用。（3） 有利于安装、操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与装拆，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。（4） 经济合理评价换热器的最终指标是：在一定的时间内（通常为 1 年）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费等）的总和为最小。再设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为重要。动力消耗与流苏的平房成正比，使得传热系数不断降低，传热量随之而减少，故有必要停止操作进行清洗。在清洗时不仅无法传递热量，还要支付清洗费，这部分费用必须从清洗后传热条件的改善得到补偿，因此存在一最适宜的运行周期。 严格的讲，如果孤立地换热器本身来进行经济核算来确定适宜的操作条件与适宜的尺寸是不够全面的，应以整个系统中全部设备为对象进行经济核算或设备优化。但要解决这样的问题难度很大，当影响换热器的各项因素改变后对整个系统的效益关系影响不大时，按照上述观点单独地对换热器进行经济核算仍然是可行的。三换热器的设计论述及计算换热器的设计论述及计算3.13.1、概述、概述8 1流体流经的选择哪种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择参考；1）不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。2）腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体与管子同时受到腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。3）压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。4）饱和蒸汽宜走管间，以便于即使排除冷凝液，且蒸汽较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。5)被冷却的流体宜走管间，可利用外壳内的散热作用，以增加强冷却效果。6）需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。7)粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低 Re 下即可达到湍流，以提高对流传热系数。解析：在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾。本题为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般比较大，且易结垢，估选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。2.流体流速的选择 增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减少换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。 此外，在选择流速时，还需要考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温差下降。这些也是选择流速时应予以考虑的问题。 3.管子规格和排列方法 选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管式系列标准中仅有 25 2.5 及 19 1.9mm 两种规格的管子。 管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且易弯曲。一般出厂的标准管长为 6m，则合理的换热器管长为1.5、2、3 或 6m。系列标准汇中也采用这四种管长。此外，管长和壳径应相适应，一般取 L/D 为 46（对直径小的换热器可大些） 。 如前所述，管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等。等边三角形排列的优点有：管板的强度搞；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热较高；相同的壳径内克排列更多的管子。正方形直列排列的优点是便于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合；但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间，即对流传热系数（较直列排列的）可以适当地提高。管子在管板上排列的间距，随管子与管板的连接方法不同而异。通常，胀管法取t（1.31.5）do，且相邻两管外壁间距不应小于 6mm，即 t(d+6).焊接法取 t=1.25do。94.管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低，因而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是管程数过多，导致管程流体阻力加大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有 1、2、4 和6 程等四种。采用多程时，通常应使每程管子数大致相等。管程数可按下式计算，即： uum式中 u管程内流体的适宜速度，m/s； u管程内流体的实际速度，m/s。5.折流挡板 安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍流程度加剧，以提高壳程对流传热系数。折流板型式折流板的型式有圆缺形、环盘形和孔流形等。通常为圆缺形折流板，并分为单圆缺形、双圆缺形和三圆缺形。在要求压降小的情况下，也可选用环盘形折流板，但传热较差，应用较少。孔流形折流板使流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，压降大，仅适用于清洁流体，应用更少。 折流板圆缺位置水平放置的折流板适用于无相变的对流传热，防止壳程流体平行于管束流动，减少壳程底部液体沉积。而在带有悬浮物或结垢严重的流体所使用的卧式冷凝器、换热器中，一般采用垂直型折流板。折流板圆缺高度单圆缺型折流板的开口高度为直径的 1045，双圆缺型折流板的开口高度为直径的1525，过高或过低都不利于传热。折流板间距折流板的间距影响到壳程物流的流向和流速，从而影响到传热效率。最小的折流板间距为壳体的1/5 并大于 50mm。然而，对特殊的设计考虑可以取较小的间距。由于折流板有支撑管子的作用，所以，通常最大折流板间距为壳体的 1/2 并不大于TEMA 规定的最大无支撑直管垮距的 0.8 倍。系列标准中采用的 h 值为：固定板式的有 150、300 和 600mm 三种；浮头式的有 150、200、300、480 和600mm 五种。板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。6.外壳直径的确定 换热器壳体的内径应等于或稍大于管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法确定壳体的内径。但是，当管数较多又要反复计算时，作图法太麻烦费时，一般在初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通面积，于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后，仍应用作图法画出管子排列图。为了使管子排列均匀，防止流体走“短路” ，可以适当增减一些管子。另外，初步设计中也可用下式计算壳体的内径，即： D=t（nc-1）+2b 式中 D壳体内径，m； t管中心距，m； nc横过管束中心线的管数； b管束中心线上最后层管的中心至壳体内壁的距离，一般取 b=（11.5）do管子按正三角形排列时：n1 . 1nc10管子按正方形排列时： nnc19. 1式中 n 为换热器的总管数。按计算得到的壳径应圆整到标准尺寸。7.主要构建 封头 封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体（一般小于 400mm） ，圆形用于大直径的壳体 缓冲挡板 为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。 导流筒 壳程流体进、出口和管板间比存在有一段流体不能流动的空间，为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间。 放气孔、排液孔 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算即： uVs4d 式中 Vs流体的体积流量，m3/s； u接管中流体的流速，m/s。 流速 u 的经验值为： 对液体 u=1.52m/s 对蒸汽 u=2050m/s对气体 u=（1520）p/（p 为压强，单位为 atm；为气体密度，单位为 kg/m3）8.材料选用列管式换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用。9.流体流动阻力的计算管程流体阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力pi 等于各管程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为：sptNNFPP21iP式中 P1、P2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，N/m2； F t结垢校正因数，无因次，对于 25x2.5mm 的管子，取为1.4；对于 19x2mm 的管子，取为 1.5； Ns串联的壳程数； Np管程数。上式中直管的压强降 P1可按公式计算： 112P2iudlii式中 i摩擦系数，W/mk； di直管内径，m； L管长，m； ui管内流体流速，m/s； i 管内流体密度，kg/m3回弯管的压强降 P2 由下面的经验公式估算，即：2u3P22壳程流体阻力 现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，使得的结果相差很多。计算公式为： ssNFPPP210式中 P1 流体横过管束的压强降，N/m2 P2 流体通过折流板缺口的压强降，N/m2； Fs壳程压强降的结垢校正因数，无因次，对液体可取 1.15，对气体或可凝蒸汽可取 1.0. 而 21FfP21uNnBco 225 . 322uDBNPB式中 F管子排列方法对压强降的校正因数，对正方形排列F=0.5，对正方形斜转 45为 0.4，正方形排列为 0.3； fo壳程流体的摩擦系数，当 Reo500 时，fo5.0Re-0.228; NB折流板数； h折流板间距，m；uo按壳程流通截面积 Ao计算的流速，而 Ao=h（D-ncdo） 。 一般来说，液体流经换热器的压强降为 0.11atm，气体的为 0.010.1atm。设计时，换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间权衡，使既能满足工艺要求，又经济合理。3.23.2 列管式换热器的选用和设计计算步骤列管式换热器的选用和设计计算步骤（1）试算和初选换热器的规格1确定流体在换热器中的流动途径。2确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式；计算定性温度，并确定在定性温度下流体的性质。3计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于 0.8 的原则，决定壳程数。4根据传热任务计算热负荷 Q。125根据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数 K。6有总传热速率方程 Q=，初步算出传热面积，并确定换热器的基本尺寸，或按系列标准选择设备规格。7计算所选换热器的实际换热面积及实际所需的总传热系数。（二）计算管、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管、壳程流体的流速和压强。检查计算的结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降满足要求为止。（）总传热系数计算管、壳程对流传热系数 和 ，如 太小，在满足允许压强降的情况下，可以减小折流板间距。然后确定污垢热阻的和，在计算总传热系数，比较的初始值和计算值，若，则初选的设备合格。否则许另选选值，重复以上计算步骤。（）其他因素（如加热和冷却介质的用量，换热器的检修和操作）也不可忽略。总之，设计时要综合考虑分析上述诸多因素，给予细心的判断，以便做出一个适宜的设计。四四确定设计方案确定设计方案1选择换热器的类型选择换热器的类型定性温度：对于水，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故其定性温度为 Tm1=30 .53224025于对壳程内煤油的定性温度：5 .67235100Tm2由于两流体的温度差小于 50，所以使用固定管板式换热器。 2 流体空间以及流速的确定由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的传热能力下降，所以从总体考虑，应是循环水走管程，煤油走壳程. 选用 25x2.5 的碳钢管，管内流速取 ui=0.9m/s。3确定物性数据确定物性数据煤油和水在相应定性温度下的有关物性数据如下：密度/m3比热容/kJ/kg黏度/Pas导热系数/W/m煤油8252.227.1510-40.1413水995.74.198.0071040.61764试算并初选换热器型号试算并初选换热器型号1）热流量 hkgmh/27.22727243301018q7 KWhkgTCphmh5 .910/61.3249999243306522. 21018qQ72)平均传热温差 先按纯逆流计算=27.92121lntttttmR = P=33. 4254035100tT-T1221t2 . 075151112tTtt查得 t=0.95 0.8 故取双壳程。tm=ttm*=25.653)冷却水用量 qmc=/h42.517101519. 461.3249999CQpcct4）换热器的传热面积估算：初步选定总传热系数 K=380 Wm2mP9 .859 .27380910500tKQAm选用 2525 碳钢传热管，取管内流速 u=0.9m/s.管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数ns=52 根.9002. 0436007 .9952.451710422udqiv按单程管计算，所需的传热管长度为:L=m2152025. 014. 3.985sndAop按单管层设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长 l=4.5m，则该换热器的管程数为：1 夏清， 化工原理修订版公式 4-31a2 夏清， 化工原理修订版公式 4-453 夏清， 化工原理修订版公式 4-464 夏清， 化工原理修订版公式 4-346 夏清， 化工原理修订版公式 4-15 史启才等化工单元过程及设备课程设计第二版 公式3-914Np=L/l=4 管程.5421总传热管根数 NT=452=208 根这样，在换热器系列标准中，初步选定了一下参数：壳体内径/mm600传热面积/76.7管程数 NP4壳程数2管子尺寸252.5管长/m4.5管子总数 NT222管子排列方式正方形斜转 45折流挡板形式圆缺形其中管子的排列方式为，每程内按正三角形排列，隔板各程。之间采用矩形排列。取管心距 t=1.25do，t32mm5 壳体内径采用多管程结构，取管板利用率 =0.7，则壳体内径为D=1.05t/N=1.0532=598（mm）取 600mm.70222圆整可取 D=600mm6折流板采用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=0.25600=150mm取折流板间距 B=0.3D,则B=0.4600=180mm 折流板数 NB=241hl 折流板圆缺面水平装配7接管壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为 u=1.0m/s，则接管内径为=0.0987m，故壳体流体进出口接管直径取标准管径 100mm，管程uVs4d 流体进出口接管：去接管内循环水流速为 1.5m/s，同理的接管内径为0.111m，取标准管径为 120mm五五换热器核算换热器核算1）核算总传热系数核算总传热系数 计算管程对流传热系数 i7 史启才等化工单元过程及设备课程设计第二版 公式 3-2015对于管程 Ai= 0174. 04NdT2pNi ui=Vs/Ai=0.83m/s7401. 036007 .99551710.42Rei=20642.7108007. 07 .99583. 002. 0d3iiuPri=43. 56176. 0108007. 01019. 433pCi=0.023/395543. 50624.7202. 06176. 0023. 0PrRe4 . 08 . 04 . 08 . 0Wdii计算壳程传热系数 00=14. 03155. 00ed6.30wpeCud mmt322024. 032. 0025. 016 . 018. 01mtdhDAosmAVuso/319. 0024. 082531. 6当量直径mddtdooe027. 0025. 014. 3025. 04032. 044422221 .99381015. 7825319. 0027. 0Re40oeud 3 .1114. 01015. 71022. 2Pr43poC95. 014. 0w/5 .62895. 03 .111 .9938027. 014. 036. 03155. 00W污垢热阻 Rsi=0.0002W Rso=0.00017/W 计算总传热系数 KoKo=3933202520250002. 000017. 05 .62811Rs11o0iioioiddddRs=446.5Wm8 夏清， 化工原理修订版公式 4-70a9 夏清， 化工原理修订版公式 4-77a10 夏清，化工原理修订版公式4-8011 夏清，化工原理修订版公式4-7912 夏清， 化工原理修订版公式 4-4216核算传热面积 Ao按核算后所得的总传热面积系数 Ko值计算，则完成换热任务所需传热面积Ao 为2003 .719 .275 .446910500tKQAmm而该型号换热器的实际传热面积 A 为20m4 .792225 . 4025. 014. 3TlNdA换热面积裕度为4 .113 .713 .714 .7900AAAH2)核算压强降核算压强降 管程压强降Pi=P1+P2FtNpNs Ft=1.4 Np=4 Ns=2P2= P1=2u322d2uL对于管程 Ai= 0174. 04NdT2pNiui=Vs/Ai=0.83m/s7401. 036007 .99551710.42Rei= 湍流20642.7108007. 07 .99583. 002. 0d3iiu设管壁粗糙度为 =0.1mm /di=0.005 =0.035Pau9 .2700283. 07 .99502. 05 . 4035. 02dLP22i1PauP1029283. 07 .995323222P=100kPaPa41774244 . 19 .27001029 壳程压强降Po=P1+P2FsNs Fs=1.15 Ns=213 史启才等化工单元过程及设备课程设计 第二版 公式 3-3614 夏清，化工原理修订版公式4-12115 夏清， 化工原理修订版公式 4-12317P1= 管子为正方形斜转 45 排列 F=0.421Ff20uNnBcnc=1.19=1.1917n222h=B=0.3D=0.18m NB=241hl壳程面积 Ao=B0315. 0025. 0176 . 018. 00dnDcuo=sm/24. 00315. 082531. 6Re0=5001 .69231015. 782524. 0025. 04oooudfo=5.0Re-0.228=0.67P1=0.40.671724+12706.3Pa2.2408252P2=NBPauDh1653.7224. 08256 . 018. 025 . 324225 . 322Po=100kPaPa10028215. 11653.72706.3核算结果表明，所选的换热器可用。六六机械设计机械设计6.1 求管子数求管子数 n(1)由于工艺设计，选用 25-2.5mm 的无缝钢管，材质为 20 号钢。其中标准 JB4715-92，管长 4.5m。其中因安排拉杆需減少 4 根，实际管数为 218 根。查第四版化工设备机械可知，该换热器中需安装 4 根16mm的拉杆考虑到应有足够大的传热面积，以及设备的稳定性，拟将换热管数定为 218 根，拉杆数定为 4 根。6.26.2 计算壳体壁厚计算壳体壁厚由于换热器为内压容器，故可以采用内压容器的设计方法来确定其壁厚，根据内压薄壁容器“弹性失效”设计准则，壳壁计算壁厚计算公式为：16 夏清， 化工原理修订版公式 4-12417 夏清， 化工原理修订版公式 4-12518 mmSPPDPSccc51. 385. 0P1 . 12tt则局部无损检测，故取为焊接系数，在此采用许用应力为材料在设计温度下的为计算压力，通常取其中考虑到流体腐蚀及进行清洗时对管路的磨损腐蚀等，取腐蚀裕量C2=1.2mm,则设计壁厚为：mmCSSd71. 42 . 151. 32钢板负偏差为：C1=0.25mmmmCmmCSd25. 0331. 0%6)(11复验：故设计所得壁厚可以满足要求，对于碳钢换热器，其最小壁厚应符合下表：由此可知计算所得壁厚基本上可以满足要求。我们在设计中选择壁厚为 10mm。6.36.3 封头封头上下两封头均选用标准椭圆形封头，根据 JB/T4737-2002 标准，封头为：。如图所示，材料.40,150, 360021mmhmmhDN直边高度曲面高度选用 20R 钢。下封头常与裙座焊接，h2=40mm，材料选用 20R 钢。196.46.4 管板计算管板计算6.4.16.4.1 管板尺寸确定管板尺寸确定管板结构如下：由于固定管板式换热器管板计算十分复杂，需要综合考虑多种因素，可采用下表选取。6 64 42 2 管板与管子连接管板与管子连接 管子与管板的连接方式主要有以下三种：a 胀接；b 焊接；c 胀焊接 胀接用于管壳之间介质渗漏不会引起不良后果的情况，特别适用于材料可焊性差（如碳钢换热管）及制造厂的工作量过大的情况。由于胀接管端处在焊接时产生塑性变形，存在着残余应力，随着温度的升高，残余应力逐渐消失，这样使管端处降低密封和结合力的作用，所以胀接结构受到压力和温度的限制，一般适用于设计压力4Mpa，设计温度300 度，并且在操作中无剧烈地震动，无过大的温度变化及无明显的应力腐蚀；焊接连接具有生产简单、效率高、连接可靠的优点。通过焊接，使管子对管板有20较好的增将作用；并且还有可降低管孔加工要求，节约加工工时，检修方便等优点，故应优先采用。此外，当介质毒性很大，介质和大气混合易发生爆炸介质有放射性或管内外物料混合会产生不良影响时，为确保接头密封，也常采用焊接法。焊接法虽然优点甚多，因为他并不能完全避免“缝隙腐蚀”和焊接节点的应力腐蚀，而且薄管壁和厚管板之间也很难得到可靠的焊缝。焊接法虽然较胀接可以乃更高的温度，但是在高温循环应力的作用下，焊口极易发生疲劳裂纹，列管与管孔存在间隙，当受到腐蚀介质的侵蚀时，以会加速接头的损坏。因此，就产生了焊接和胀接同时使用的方法。这样不但能提高接头的抗疲劳性能，同时可以降低缝隙腐蚀倾向，因而其使用寿命比单用焊接时长的多。在什么场合下适宜施行焊、胀接并用的方法，目前尚无统一标准。通常在温度不太高而压力很高或介质极易渗漏时，采用强度胀加密封焊（密封焊是指单纯防止渗漏而施行的焊接，并不保证强度） 。当在压力和温度都很高的情况下，则采用强度焊加贴胀，（强度焊是即使焊缝有严密性，又能保证接头具有较大的拉脱力，通常是指焊缝强度等于管子轴向负荷下的强度时的焊接） 。贴胀的作用主要是消除缝隙腐蚀和提高焊缝的抗疲劳性能。 由于本换热器的工作压力为低压，且为低温操作，综合考虑各种连接工艺的优缺点及使用范围最终确定采用胀接法，在胀接法连接管子与管板时，管板的硬度应该大于管子硬度，以保证在胀接时，管子发生塑性形变时，管板仅发生弹性形变。通常管子材料选用 10、20 优质碳钢，管板采用25、35、Q225 或低合金钢 16Mn、Cr5Mo 等。结合本次设计，管板采用16MnR。胀接长度确定：胀接长度取管板名义厚度减去 3mm 与 50mm 中的较小值，故本换热器的胀接长度为：mml3550,35min50, 338min6 64 43 3 管板与壳体的连接管板与壳体的连接在固定管板式换热器中，管板与壳体的连接均采用焊接。其连接结构如下图所示：2165 求管束与壳壁的温差求管束与壳壁的温差因管壁热阻小，可忽略不计，可采用下式计算传热管壁温度因为管程中为冷凝水，管壁温度可取 ts=35,管壁温度 tt=ts,则由Ttw1oRsotwti1iRsi所以通过计算得，tw=39.4 壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度，即 T=67.5壳体壁温和传热管壁温度之差为 )(50.128.439.567t该温差较小，所以不需设温度补偿装置。管子拉脱力管子拉脱力本换热器的管子及壳体均采用 10 号碳钢，由此可得以下参数表：管子壳体操作压力 MPa1.01.0壁温39.467.5材料1010线膨胀系数 1/11.861011.8610弹性模量 MPa61021. 061021. 018 夏清，化工原理修订版公式4-9722尺寸 mm45005 . 225600管子数222管间距32胀接长度 mm29许用拉脱力 MPa4管子排布方式正三角形在换热操作中，由于介质压力与温差应力的联合作用，使管子和管板接头处产生拉脱力，使管子与管板有分离趋势。对于焊接接头，拉脱力不足以引起接头的 破坏。对于胀接接头，拉脱力则可能引起接头处密封性的破坏或使管子松动。为保证管端与管板牢固的连接和良好的密封性能必须进行拉脱力的校核。计算实例如下：在操作压 力下，每平方米胀接周边所产生的力为：胀接长度 l 取管板厚度减去 3mm，即 l=37mm.KPaqmdafldpfqpop4 .17396160.000250.04320.0866. 04866. 0:22202则其中在温差应力作用下，每平方米胀接周边所产生的力为：PaqamSDANddAAAttEldddqttsiotststtoiott91K. 131.48KPa1011.8KMP100.21E01884. 001. 06 . 014. 3Sm0392. 022202. 0025. 0785. 041K46-322222222，所以胀接系数弹性模量：而其中：由于 qt 与 qp 的方向相反，故总拉脱力为：MPaqqqtp0 . 4）（故管子拉脱力在许用范围内。19 史启才等化工单元过程及设备课程设计第二版第四章中操作压力引起的拉脱力计算236 66 6 判断是否安装膨胀节判断是否安装膨胀节 膨胀节是装在固定管板式换热器上面的挠性元件，对管子和壳体的膨胀变形差进行补偿，以消除或减少不利的温差应力。管、壳壁温差所产生的轴向力：NAAAAttKEFststst51261106.8801884. 00392. 001884. 00392. 0.439.5671021. 0108 .11压力作用于壳体上引起的轴向力：NFNPSdNpNdDPQAAQAFtosotss.9558170392. 001884. 001884. 0179231792310000001. 02025. 0222025. 02226 . 0100000785. 02422222222则其中：压力作用于管子上的轴向力：NAAQAFtst.5121060392. 001884. 00392. 0179233 MPaPaAFFMPaPaAFFtssstttt18021050100.018840.55828.8620621022.3100.03920.1210658.8665216531则根据钢制管壳式换热器设计规定 ，两项均小于操作条件下的值，所以故本换热器不必设置膨胀节。6 67 7 接管接管6 67 71 1 壳程流体进出口接管壳程流体进出口接管壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为 u=1.0m/s，则接管内径为=0.0987m，故壳体流体进出口接管直径取标准管径 100mm，管程uVs4d 流体进出口接管：去接管内循环水流速为 1.5m/s，同理的接管内径为0.111m，取标准管径为 120mm20 史启才等化工单元过程及设备课程设计第二版第四章中其他结构设计-膨胀节24其补强圈尺寸由下表确定为：E 型补强圈如下所示：适用于壳体为内坡口的全焊透结构。本设计相当于低温压力容器，故采用全焊透结构。则其补强圈外径为 200mm。壳程接管位置的最小尺寸：25本换热管带有补强圈，且由上面计算可知，补强圈外径为 180mm，管板厚度为 42mm，取,则壳程接管位置的最小尺寸为：mmSC324mmL17032)442(22001取为 200mm对于管程流体进出口接管， （同 5.1）取补强圈外径为 200mm。管箱接管位置的最小尺寸26则管箱接管最小尺寸：mm189323222502l取为 250mm。6.86.8 折流板折流板6.8.16.8.1 折流板尺寸及数量折流板尺寸及数量折流板数量由前面计算可知，本换热器需要 39 块流板。但是为了使煤油分别在换热器的异侧进出，需要偶数块折流板，故本换热器实际采用 38块流板。折流板外径尺寸应该符合下表规定:则该换热器折流板外径为： 594.7-595.5,取为 595.5mm切去高度为，取为 150mm。mmdh150875.1485 .59525. 025. 06.8.26.8.2 折流板厚度折流板厚度参照由万利国、董新法编著化工制图 AutoCAD 实战教程与开发143 页表 5-4 得折流板厚度为 6mm。史启才等化工单元过程及设备课程设计第二版 第四章 五接管-3 伸出长度的确定276.8.36.8.3 折流板质量折流板质量 采用 10 号碳钢，则单块折流板质量为：81.70kg（具体数学运算略） 。6.8.46.8.4 折流板管孔折流板管孔本换热器采用一级管束，则相应的折流板管孔应符合下表：由此可知，该换热器的折流板管孔直径为：19.419.7mm。6.8.56.8.5 折流板分布折流板分布折流板一般应等间距布置，并且应使管束两端的折流板尽可能靠近壳程进出口接管。靠近管板的折流板分布示意图为：其尺寸可由下式确定：4221bBLl由上面计算可知 L1=160mm，且本换热器无需设置防冲板，则 B2=di,则mml5166442289160实际取为 200mm则，其他折流板间距约为：mm32565.32317)342(24206000B对于卧式换热器，若壳程为单相清洁流体时，折流板缺口应水平上下布置，28如图所示：6.8.66.8.6 最大无支撑跨距最大无支撑跨距换热管在其材料允许范围内的最大无支撑跨距应符合下表：对于本换热器而言，换热管的最大无职称跨距为 1500mm，远远大于300mm，由此可知，本设计是可行的。6 69 9 定距管定距管29本换热器采用拉杆定距管结构。6.9.16.9.1 拉杆数量及直径拉杆数量及直径由此可得本换热器需要 4 直径为 16mm 的拉杆。6.9.26.9.2 拉杆尺寸拉杆尺寸拉杆连接尺寸由下图及下表格确定：306.9.36.9.3 拉杆孔拉杆孔拉杆与管板焊接连接的拉杆孔结构见图（a） ，拉杆深度 等于拉杆孔直1l径，拉杆孔直径按下式确定： 其中 d 为拉杆直径1d0 . 11 dd拉杆与管板螺纹连接时，其结构图如（b） ，螺纹深度按下式确定：odl5 . 12其中 d0为拉杆公称直径。本换热器采用螺纹连接，则螺纹深度为：mml24165 . 126.9.46.9.4 定距管定距管根据 GB/T 8163-2008 流体输送用无缝钢管，采用 252.5 的定距管。6.106.10 防冲与导流防冲与导流管程设置防冲板条件：当管程采用轴向入口管或换热管管内流体流速超过 3m/s 时，应设置防冲板，以减少流体的不均匀分布和对换热管端的冲蚀。由于本设计中没有采取轴向进料，而且管程流体流速为 1.60m/s，故无需设置管程防冲板。壳程设置防冲板或导流筒条件：311）当壳程进口管的值为下列数值时，应在壳程进口管处设置防冲2v板或导流筒：（1）非腐蚀性、非磨蚀性的单相流体，)/(223022smkgv（2）其他液体，)/(74022smkgv2）有腐蚀或磨蚀性的气体、蒸汽及气液混合物，应设置防冲板。3）当壳程进出口接管距管板较远，流体停滞区过大时，应设置导流筒，以减少流体停滞区，增加换热管的有效换热长度。煤油为非腐蚀、非磨蚀性流体，且本换热器壳程进口管的速度为u=1.25m/s,则222/0625.128925. 1825usmkg由此可知，在壳程进出口管处同样不需要设置防冲板或导流筒。6.116.11 旁路挡板旁路挡板旁路挡板应与折流板焊接，且其厚度与折流板相同。其示意图为：数量如下：DN时，采用一对挡板，时，设置两对挡板，mm500mmDN1000500时，不少于三对挡板。mmDN1000则本换热器需要设置两对挡板。6.126.12 分程隔板分程隔板管程分程常采用平行和 T 形方式，考虑到分程隔板的存在会大大占用本换热器采用管板及折流板面积，使排管数减少，本换热器采用第平行排列。326.12.16.12.1 分程隔板厚度分程隔板厚度分程隔板最小厚度应符合下表：本换热器的分程隔板厚度选定为 12mm。6.12.26.12.2 分程隔板槽分程隔板槽6.136.13 换热管换热管6.13.16.13.1 换热管尺寸换热管尺寸由上述计算可知，换热管基本尺寸为：252.5，长 4500mm。6.13.26.13.2 换热管重量换热管重量单位长度换热管质量可参照下表：33本换热器采用碳钢管，共有 222 管，则换热管总重量为：kg8.5308222390. 16.13.36.13.3 换热管排布换热管排布布管示意图布管限定圆布管限定圆直径由下表确定：34则本换热器的布管限定圆直径为：由于 d3=0.25d0=4.75mm8mm,故令 d3=8mm则mmdDDL59685 . 060023管孔35则该换热器中，换热管管孔直径为：19.25-19.40mm。换热管排布原则6.146.14 支座支座本换热器为卧式内压容器，应该选用鞍式支座，依照 JB/T4712-92 双鞍式支座标准，选用 DN=300mmB1 型鞍式支座。鞍式支座在换热器上的布置应该按照下列原则确定：如下所示36在本换热器设计过程中，令mmLLLLmmLccccB900,2700则且令6.156.15 起吊附件起吊附件对于质量大于 30kg 的管箱及管箱盖应该设置吊耳。本换热器采用的标准椭圆封头的质量为 27.30kg30kg，所以无需设置吊耳。6.166.16 垫片垫片换热器垫片一般可以依据下表选取： 通过以上设计，按照 GB/T539,选定耐油石棉橡胶板作为垫片。37七七、设计结果、设计结果参数管程（循环水） 壳程（煤油）流量（kg/h）51710.4222727.27进/出口温度/25/40100/35压力/MPa0.10.1定性温度/32.567.5密度/（kg/m3）995.7825定压比热容/kJ/（kg）4.192.22粘度/（Pas）0.80073100.715310热导率（W/m） 0.61760.140物性普朗特数5.4311.3形式固定管板式管程数4壳体内径/600壳程数2管径/252.5管心距/32管长/4500管子排列管数目/根222折流板数/个24传热面积/76.7折流板间距/180设备结构参数管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s）0.830.319表面传热系数/W/（k）3955665污垢热阻/（k/W）0.00020.00017阻力/ MPa0.0417740.010028热流量/KW910.5传热温差/K26.5传热系数/W/（K）446.5裕度/% 11.4%38八八、参、参 考考 文文 献献1 贾绍义,柴诚敬主编. 化工原理课程设计M. 天津：天津大学出版社.2002 2 钱颂文主编. 换热器设计手册M. 北京: 化学工业出版社. 20023 夏清,陈常贵主编. 化工原理（上册）M. 天津：天津大学出版社. 20054 方利国,董新法编著. 化工制图 AutoCAD 实战教程与开发M. 北京：化学工业出版社. 20055 赵慧清,蔡纪宁主编. 化工制图M. 北京:化学工业出版社 20086 中国石化集团上海工程有限公司编著. 化工工艺设计手册（第三版，上册）. 北京：化学工业出版社 20037 刁玉玮,王立业编著. 化工设备机械基础（第四版）M. 大连：大连理工大学出版社. 20038 华南理工大学化工原理教研组. 化工过程及设备设计M. 广州：华南理工大学出版社，9 GB 151-1999 管壳式换热器10 JB/T 4715-92 固定管板式换热器与基本参数11 GB150-1998 钢制压力容器12 JB/T4736-95 中华人民共和国行业标准补强圈13 JB/T4737-95 椭圆形封头14 GB/T 8163-2008 流体输送用无缝钢管15 JB/T 4704-2000中华人民共和国行业标准等长双头螺柱16 JB 4707-2000 压力容器法兰分类与技术条件17 娄爱娟,吴志泉. 化工设计M.上海：华东理工大学出版社，200218 1996R.K.Sinnott. Chemical Engineering Design(Fourth Edition)M. 北京：中国石化出版社. 200919 大连理工大学化工原理教研室化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，199620 魏崇光，郑晓梅. 化工工程制图M. 北京：化学工业出版社,19983921 王静康. 化工设计M. 北京：化学工业出版，199822 傅启民. 化工设计M. 合肥：中国科学技术大学出版社，200023 董大勤. 化工设备机械设计基础M. 北京：化学工业出版社,199924 GB 151-1999 管壳式换热器25 JB/T 4715-92 固定管板式换热器与基本参数26 靳明聪. 换热器M. 重庆：重庆大学出版社，199027 史启才等化工单元过程及设备课程设计第二版 化学工业出版社 2007 九九、 后后 记记本次化工原理设计，加深了我对化工原理课本知识的理解，同时使我学到了很多实际的知识，提高了我动手的能力和灵活运用知识的能力，让我受益匪浅。此次课程设计对我们综合素质的全面考察，从资料的收集与筛选到对全新知识的快速掌握与综合运用，从理论分析运算到实际设计绘图，从课本学习到工程实际在设计中，我们理论联系实际，综合考虑各种实际影响因素，极大地培养了我们工程意识，也锻炼了我们的的实际动手能力，另外，本次设计让我们对于列管式换热器的工作原理、影响因素、强化手段等各方面都有了更深层次的了解，并且了解到了相应的国家标准、化工标准和机械标准。为了完成这份设计我花了好几个通宵，先是选定方案，通过笔算大致敲定数据，再用 MATH CAD 一一把数据检验了一番，然后拿着那些数据查找相关的标准出来，最后才绘制出装备图。这里面每一个数据都是自己通过到处收集资料，并通过分析比较设定的，再一笔笔地完成装备图的绘制，这其中有辛勤的汗水付出也有劳动收获的喜悦。同时，在设计过程中我们团结合作，积极进行各种交流，共同分享相关资料，比如所借的图书、从网站上下载的标准等，这极大地培养了我们的团队合作意识。这一切都是无法从课本和课堂上面学到的。所以，十分感谢学院为我们提供这样一次宝贵的设计机会。尽管只有短短的两周，却让我们受益匪浅。此外，衷心感谢卢老师对我们的全面指导，感谢他于百忙之中多次亲临教室作现场指导，并耐心解答我们的各种疑问。可以说，没有她们的指导也就没有我们这次课程设计的顺利完成。我认为，在这次化工原理课程设计中，在收获知识的同时，还收获了阅历，收获了成熟，在此过程中，我通过查找大量资料，请教老师与同学，加上不懈的努力，不仅培养了我独立思考、动手操作的能力，也培养了我在各种其他的能力。而这是日后最实用的，真的是受益匪浅。要面对社会的挑战，只有不断地学习、实践、在学习，在实践。40