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：吴世杰日期：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446. 折板四． 估 算 传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. 壳程内荷 ...... (4)2. 平均传 热温差 ...... (4)3. 传热面积估算 ...... (4)五． 工程结构尺1. 传热器的热负7. 其他附件 (6)8. 接管...................................................................... (6)六．换热器核算……7热流量核1.算……7程表面传热系(1)壳数……7( 2)管程表面传热系数……7(垢热阻和管壁热3)污阻……8(传热系数4)IX ......... ........ QK8(传热面积裕5)度8壁温核2.算93.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121. 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137. 管板138. 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仃• C/W,管程与壳程两则降压小于或等于，热阻损失5%初设k=250w/ m2・° C。
二、设计条件及主要物性参数设计条件由设计任务书可得设计条件如下表: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。
确定主要物性数据根据《流体力学(上)》P177,公式(4-109 ),热流量为=x 106kJ/h =x 106 W管程柴油的定性温度为壳程原油的定性温度为70 110t2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y y b (y a y b ) /(t a t b ) t avg t b ),可得壳程和管程流体的有关物 性数据原油在90C ，下的有关物性数据如下:柴油在151 C 的物性数据如下:、确定设计方案选择换热器的类型Q c = W Gc (「一 T 2) x =44000 XX( 148 -42) XT 175 1272151 °C90 Ct m=(Tt 2) 仃2 t ,) =(175 110)(127 70) 2 2(0 C ,1atm)=61 C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 =250 W-m -2 C 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Q i K i' t m61.13 10 250 61274.1 m五•工程结构尺寸管径和管内流速选用© 25 X 的传热管（碳钢管）；由《传热传质过程设备设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。
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V i34000/(715 3600) 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。
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，有利于提咼其传热膜系数。
四、估算传热面积热流量 平均传热温差按单程管计算，所需的传热管长度为按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
现取传热管长 I 该换热器管程数为N P =L / I =7心 4 （管程）传热管总根数 N 二42 X 4= 168 (根)。
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 = T 1 T 2 175 127 =t 2 t 1110 70 p = t 21110 70 = T 1 t 1175 70依《传热传质过程设备设计》 P16,公式3-13 , 温度校正系数为,, ___ ln 1 P 「 __ J R 2 1 _______ 1 PR _______ A /1.22 1tR 1 l 2P(1 R J R 21)1.2 12 P(1 R 、R 2 1), 1 0.381 In_______ 1 1.2 0.38] _ 〜|n 2 0.381(1 1.2 P1.221) 2 0.381(1 1.2 、1.22 1)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 X^t m =61 X =( °C )由于平均传热温差校正系数大于，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。
S dg22.5m3.14 0.025 42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 = ==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二t/2+6=32/2+6=22 mm取各程相邻管的管心距为44mm壳体内径采用多管程结构，取管板利用率n =，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 = n/ = X 32 X , 168/0.7 =520 mm ,圆整后取D =600mm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度为h=x 600=150 mm，故可取h=150 mm取折流板间距B=，则B=x 600=180 mm折流板圆缺面水平装配。
其他附件直径为12mnr的拉杆4根接管25% 则切去的圆缺高折流板数N B=传热管长折流板间距-仁鬻-X38块(1)壳程流体进出口接管取接管内液体流速u1=s,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, 圆整后取管内直径为 150mm六•换热器核算热量核算对于圆缺形折流板，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 = 0.36^Re 0.55Pr 1/3(电)0.14de 卩w其中：粘度校正为(上)0.14二□w② 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2 24(t 2 - d 0 ) d e = 4 = md o③ 壳程流通截面积，由《化工单元过程及设备课程设计》S = BD(1 —虫)二 XX( 1- 0025 )= m 2 t 0.032④ 壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为V 。
= 44000/(3600 815) S o 0.023625P54,公式3-25，得m/sD i:‘4 44000/(3600 815) =(m )3.14 0.5 =P o U o d e 815 0.635 0.02Re—— 36.65 10⑤普朗特准数（＜传热传质过程设备设计>P26,公式1-43 )3C po o 2.2 10 6.65Pr —=0.12810 3因此，壳程水的传热膜系数h o为h o = 0.36 0.128 15560.550.02711143 1.05=668 W/(m2•C )由《化工单元过程及设备课程设计》P55,公式3-22 , 3-33,得h i =丄其中:d i①管程流通截面积d2 n oS=」？—=0.785 0.0224 2168②管程空气的流速及其雷诺数分别为_ 34000 /(3600 715) U i —S i =m/s0.026376Re=pi U j d j _ 0.02 0.5 7150.64 10 3=11172>10000③普兰特准数32.48 10 0.640.13310 3因此，管程空气的传热膜系数h i为h i=xx 0133冷却水侧的热阻R o W0.02热空气侧的热阻F Si —・C・W=1556卩o1 1碳钢的导热系数入=50W- m 「C -1 13 S = Q/( Kj △tj =———236 61该换热器的实际传热面积 S p2S= d °IN T =xx 7X 168= m该换热器的面积裕度为H 2 i00%=38d9=%S i78.49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计算因此，依《化工单元过程及设备课程设计》 P53, 公式3-21—=丄 + R 。