齐齐哈尔大学化工原理课程设计题目煤油冷却器设计学院化学与化学工程专业班级学生姓名指导教师成绩2014年06月9号化工原理课程设计任务书专业：化学工程与工艺班级：姓名：设计日期：2014年6月9日至2014年6月23日设计题目：煤油冷却器设计设计条件：1.设备处理量 16000Kg/h2.煤油：入口温度 140℃，出口温度 50℃3.冷却水：入口温度 30℃，出口温度 40℃4.热损失可忽略5.壳程压降不大于30KPa设计要求：1.设计满足以上条件的换热器并写出设计说明书及草稿。

2.根据所选换热器画出设备装配图（1号图）及草稿。

指导教师：2013年6月8日目录0 前言 (5)0.1固定管板式换热器 (5)0.2浮头式换热器 (5)0.3U型管式换热器 (6)0.4填料式换热器 (6)1设计任务 (7)2设计条件 (7)2.1处理能力 (7)2.2设备型式 (7)3设计方案 (7)3.1流径的选择 (7)3.2材质的选择 (8)3.3管程结构选择 (8)3.4流速空间及流速确定 (8)3.5确定物性参数 (8)4工艺计算 (9)4.1估算换热面积 (9)4.2管径和管内流速 (10)4.3管程和传热管数 (10)4.4 平均传热温差校正及壳程数 (10)4.5传热管的排列和分程方法 (11)4.6壳内径 (11)4.7折流板 (11)4.8接管 (11)4.9换热器核算 (12)4.9.1校核传热面积 (12)4.9.2流动阻力校核 (13)4.9.3换热器基本参数表 (14)5换热器机械设计 (15)5.1换热器壁厚设计与液压实验 (15)5.2封头 (15)5.3管板 (16)5.4容器法兰 (16)5.5接管尺寸 (16)5.6接管法兰 (16)5.7折流板 (16)5.8拉杆 (17)参考文献 (18)附录 (19)1 主要符号说明 (19)前言换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。

换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。

在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。

且具有换热效率高、端部温差小、压降低、节省占地面积、节约工程及设备安装费用、节省装置操作费用等优点,经济效益显著。

根据列管式换热器的结构特点，主要分为四种:固定管板式换热器管板式换热器浮头式换热器U型管换热器填料涵式换热器1.固定管板式换热器这类换热器操作简单、便宜。

最大的缺点是管外侧清洗困难，因而多用于壳侧流体清洁，不易结垢或污垢容易化学处理的场合。

当壳壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器，因此，一般管壁与壳壁温度相差50℃以上时，换热器应有温差补偿装置，图为具有温差补偿圈（或称膨胀节）的固定管板式换热器。

一般这种装置只能用在壳壁与管壁温差低于60~70℃和壳程流体压强不高的情况。

壳程压强超过6×105Pa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就应考虑采用其他结构。

2.浮头式换热器用法兰把管束一侧的管板固定到壳体的一端，另一侧的管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩。

这种形式的优点是当前两侧传热介质温差较大时，不会因膨胀产生温差压力，且管束可以自由拉出，便于清洗。

缺点是结构复杂，造价高。

3.U型管式换热器此类换热器只有一个管板，管程至少为两程。

由于管束可以取出，管外侧清洗方便，另外，管子可以自由膨胀。

缺点是U型管的更换及管内清洗困难。

4.填料函式换热器填料函式换热器的结构如图1-4所示。

其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。

管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。

填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。

其缺点是填料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。

由于本任务流体温差大于50℃，考虑采用浮头式换热器作为换热器类型。

一、设计任务1.处理能力：16000Kg/h2.设备型式：浮头式换热器二、设计条件1.煤油：入口温度 140℃出口温度 50℃2.冷却水：入口温度 30℃出口温度 40℃3.壳程压降：不大于30KPa4.忽略热损失三、设计方案1.流径的选择在具体设计时考虑到尽量提高两侧传热系数较小的一个，使传热面两侧传热系数接近；在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装置，应尽量减少其冷量损失；管壳程的决定应做到便于清洗除垢和修理，以保证运行的可靠性。

参考标准：（1）不洁净和易结垢的流体走便于清洗的管子，浮头式换热器壳程便于清洗。

（2）腐蚀性的流体走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。

（3）压强搞得流体走管内，以免壳体受压，其中冷却介质循环水操作压力高，宜走管程。

（4）饱和蒸汽宜走管间，以便于及时排出冷凝液。

（5）被冷却流体走壳程，便于散热，增强冷却效果。

（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） 黏度大的液体或流量较小的流体，宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和六项的不断改变，在低Re 下即可达到湍流，以提高对流传热系数。

（8） 若两流体温度差较大，传热膜系数较大的流体宜走壳程，因为壁温接近传热膜系数较大的流体温度，以减小管壁和壳壁的温度差。

综合考虑以上标准，设定煤油走壳程，水走管程。

2.材质选择列管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。

在高温下一班材料机械性能及耐腐蚀性能要下降。

同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的金属材料中可选用Q235-A 碳钢材料。

3.管程结构的选择换热管管板上的排列方式有正方形排列、转交正方形排列、正三角形排列、转角正三角形排列，如下图所示。

结合本任务实际情况，选用正三角形和正方形错列排列。

3.流动空间及流速确定由于循环冷却水较易结垢，为方便清洗，水走管程，煤油走壳程的碳钢管，选用5.225⨯φ的碳钢管，流速s m /8.1=μ 4.确定物性参数煤油：3/810m Kg h =ρK Kg J C ph ⋅⨯=/103.23s Pa h ⋅⨯=-31091.0μ)K /(13.0⋅=m W h λ 水：3/994m Kg c =ρK Kg J C pc ⋅=/187.4s Pa c ⋅⨯=-310727.0μ)K /(626.0⋅=m W c λ四、工艺计算1.估算换热面积 1.1计算总传热系数煤油的质量流量：0s Kg q m /44.43600106.14=⨯=热流量：kW h KJ Wct Q 920/10312.3903.21600060=⨯=⨯⨯==平均传热温差：C t m ο71.49305040140ln)3050()40140(=-----=∆冷却水用量：h Kg t C Q q pc m /98.79101)3040(187.410312.36=-⨯⨯=∆⋅=总传热系数K ： 其中，内径m d i 020.0= 外径m d 025.00= 平均直径m d m 0225.0= 换热器壁厚m b 0025.0= 设管内流速s m u /8.1=管程对流传热系数：根据进料类型及相关物性参数，通过查表，估取C m W K ο⋅=2/290- 10 -碳钢的导热系数C m W ο⋅=2/45λ污垢热阻：内侧W C m R si /000344.02ο⋅= 外侧W C m R s /000172.020ο⋅=1.2计算换热面积2381.6371.4929010920t K Q 'm S m =⨯⨯=∆=估考虑15%的面积裕度238.7381.6315.1'15.1m S S =⨯==估估 2.管径和管内流速选用mm 5.225⨯φ的碳钢管，管内流速取m/s 8.1u = 3.管程和传热管数401.398.102.04994360098.79101422≈=⨯⨯⨯==ππud q N i vs （根）按单管程设计，需传热管长度为：m N d S L s4.2340025.038.730=⨯⨯==ππ估按单管程设计，传热管过长，现取管长为6m ，则464.23≈=p N （管程） 则传热管数总根数160440=⨯=n （根） 4.平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数计算如下：C t ο301=C t ο402= C T ο1401= C T ο502=091.03040301401112=--=--=t T t t P93040501401221=--=--=t t T T R按单壳程，双管程，查表可知：83.0=∆t ϕ平均传热温差C t t m t m ο26.4171.4983.0=⨯=∆⋅=∆∆ϕ5.传热管的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，隔板两侧用正方形排列。

取中心管距=1.25d ，则t=1.25mm m d 32032.0025.025.10==⨯=隔板中心到离其最近一排管心距mm ts 2262=+=各程相邻的管心距为mm 44222=⨯ 管数分程方法每程各有管404160=（根） 横过管束中心线管数1605.1516019.119.1≈===N N tc （根） 6. 壳体内径4管程，5.0=η壳体内径mm Nt D i 60005.6015.01603205.105.1≈=⨯⨯==η7.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mm h 150600%25=⨯= 折流板间距mm D B i 1806003.03.0=⨯== 可取折流板数目32118060001=-=-=折流板间距传热管长B N （块）8.接管壳程流体进出口接管，取接管内流速为s m u /21= s m u /52=接管内径mm m u q D m 60059.02810/44.44/411==⨯⨯==ππρ接管内径mm u q D m 800705.053600994/98.791014/422==⨯⨯⨯==ππρ9.换热器核算 9.1校核传热面积9.1.1壳程对流体传热系数管路按正三角形排列，传热当量直径为m d d t de 02.0025.0)025.04032.023(4)423(4'220202=⨯⨯-⨯=-=ππππ 壳程流通截面积：2000236.0)032.0025.01(6.018.0)1(m t d BD S i =-⨯⨯=-= 壳体流体流速及其雷诺数分别为：s m S q u m /2320.08100236.044.400=⨯=⋅=ρ 25.41691091.02320.002.0810Re 300=⨯⨯⨯==-μρdeu 普朗特数1.1613.0103.21091.0Pr 330=⨯⨯⨯==-λμp C黏度校正95.0)(14.0≈wμμ 则壳程传热膜系数：Cm W de w ο⋅=⨯⨯⨯⨯==214.03155.014.03155.0010/3.56995.01.1625.416902.013.036.0)(Pr Re '36.0μμλα9.1.2管程对流传热系数管程流通截面积2321056.12416002.0785.0m S i -⨯=⨯⨯= 壳体流体流速及其雷诺数分别为：s m S q u i v i /76.11056.120221.03=⨯=⋅=-ρ 07.4857910727.099402.076.1Re 3=⨯⨯⨯==-μρi deu 普朗特数86.4626.010727.010187.4Pr 33=⨯⨯⨯==-λμp CC m W di i ο⋅=⨯⨯⨯==24.08.04.08.0/36.760686.407.4857902.0626.0023.0Pr Re '023.0λα 9.1.3总传热系数K000011αλα++++=s m i si i i R d bd d d R d d KC m W ο⋅=++⨯⨯+⨯+⨯=2/9.3863.5691000172.0225.045025.00025.0020.0025.0000344.0020.036.7606025.019.1.4传热面积校核2363.5726.419.38610920'm t K Q S m =⨯⨯=∆=实际传热面积20824.67)16160(6025.0)('m N n L d S tc =-⨯⨯⨯=-=ππ换热器的裕度面积为：%69.1763.5763.57824.67''=-=-=S S S H 传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。