列管式换热器设计

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苏州科技学院化学生物与材料工程学院《化工原理课程设计》报告列管式换热器设计年级专业设计者姓名学号指导老师完成日期 目录第一章文献综述第一节概述一、换热器的概念二、换热器的分类三、列管式换热器的标准简介四、列管式换热器选型的工艺计算步骤五、换热器设备应满足的基本要求第二节列管式换热器结构及基本参数一、管束及壳程分程二、传热管三、管的排列及管心距四、折流板和支撑板五、旁路挡板和防冲挡板六、其他主要附件七、列管式换热器结构基本参数第三节设计计算的参数选择一、冷却剂和加热剂的选择二、冷热流体通道的选择三、流速的选择四、流向的选择第二章列管式换热器的设计计算第一节换热面积的估算一、计算热负荷二、估算传热面积第二节换热器及主要附件的试选一、试选管型号二、换热器结构一些基本参数的选择第三节换热器校核一、核算总传热系数二、核算压强降第四节设计结果一览表第三章设计总结、感想及有关问题分析讨论参考文献第一章文献综述 第一节概述一、换热器的概念换热器（英语翻译：heatexchanger），是将热流体的部分热量给冷流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标的热量交换设备，又称热交换器。二、换热器的分类根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。（1）固定管板式换热器这类换热器如图1-1所示。固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏（2）U型管换热器U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器(见图1-2)的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。（3）.浮头式换热器 浮头式换热器的结构如下图1-3所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。（4）.填料函式换热器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三、列管式换热器的标准简介列管式换热器的设计、制造、检验与验收必须遵循中华人民共和国国家标准“钢制管壳式（即列管式）换热器”(GB151)执行。按该标准，换热器的公称直径做如下规定：卷制圆筒，以圆筒内径作为换热器公称直径，mm;钢管制圆筒，以钢管外径作为换热器的公称直径，mm。换热器的传热面积：计算传热面积，是以传热管外径为基准，扣除伸入管板内的换热管长度后，计算所得到的管束外表面积的总和（m2)。公称传热面积，指经圆整后的计算传热面积。换热器的公称长度：以传热管长度（m)作为换热器的公称长度。传热管为直管时，取直管长度；传热管为U型管时，取U管的直管段长度。该标准还将列管式换热器的主要组合部件分为前端管箱、壳体和后端结构(包括管束）三部分，详细分类及代号见文献[3，5]。该标准将换热器分为I、Ⅱ两级，I级换热器采用较高级冷拔传热管，适用于无相变传热和易产生振动的场合。Ⅱ级换热器采用普通级冷拔传热管，适用于再沸、冷凝和无振动的一般场合。列管式换热器型号的表示方法如下：------------------------①②③④⑤⑥1.1〉第一个字母代表前端管箱形式2〉第二个字母代表壳体形式 3〉第三个字母代表后端结构形式2．公称直径（mm）对于釜式重沸器用分数表示，分子为管箱内直径，分母为圆筒内直径3．管/壳程设计压力（Mpa）。压力相等时只写Pt4．公称换热面积（㎡）5．当采用Al,Cu,Ti换热管时，应在LN/d后面加材料琼等号，如LN/DCuLN------公称长度，md------换热管外经mm6．管/壳程数。单壳程时只写Nt7．I----I级（换热器）管束采用较高级冷拔换热管，适用于无相变传热和易产生振动场合II---II级（换热器）管束采用普通级冷拔换热管，适用于受沸、冷凝传热和无振动一般场合四、列管式换热器选型的工艺计算步骤1、计算热负荷(不考虑热损失)，由热量守恒可计算柴油出口温度T22、计算逆流平均温差3．确定流体走向4．换热面积估算A估=Q/(K估×Δtm逆)取换热管的规格为Φ25×2.5mm碳素钢管(8.3kg/6m)。估算单管程的管子根数根据传热面积A估计算管子的长度L’，5、管程数Nt的确定由于L’数值太大，换热器不可使用单管程的形式，必须用多管程。我们选择管程的长度为6m，则Nt=L’/6(管程数通常选择偶数)R=(T1-T2)/(t2-t1)P=(t2-t1)/(T1-t1)根据R，P的值，查化工原理教材中图6-55(a)，得温度校正系数φΔtm=φ×Δtm逆6、求实际换热面积A实际 换热管数为n=n’×Nt=A实际=L×(π×d0)×n’×Nt7、选择换热器壳体尺寸选择换热管为三角形排列，换热管的中心距t=32mm。最外层换热管中心线距壳体内壁距离：b'=(1—1.5)d0壳体内径：圆整后，换热器壳体圆筒内径为D=550mm，壳体厚度选择8mm。长度定为5996mm。壳体的标记：筒体DN550δ=8L=5910。筒体材料选择为Q235-A，单位长度的筒体重110kg/m,壳体总重为110*(5.910-0.156)=632.94kg。（波形膨胀节的轴向长度为0.156m）8、确定折流挡板形状和尺寸9、波形膨胀节10、传热系数K的计算11、压强降的计算五：列管式换热器应满足的基本要求。（1）合理地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小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。其具体做法如下。①增大传热系数。在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 ②提高平均温差。对于无相变的流体，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。在允许的条件时，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。③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的好。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》等有关规定与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。（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。在设计或选型时，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。动力消耗与流速的平方成正比，而流速的提高又有利于传热，因此存在一最适宜的流速。传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，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。 严格地讲，如果孤立地仅从换热器本身来进行经济核算以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的优化。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。第二节：列管式换热器结构及基本参数一：管束及壳程分程1、管束分程：为了解决管束增加引起管内流速及传热系数降低的问题即将管束分程。在换热器的一端或两端的管箱中安置一定数量的隔板，一般每程中管束大致相等。注意温差较大的流体应避免紧邻，以免引起较大的温差应力。管程分程的方案参见图1.从制造、安装、操作的角度考虑，偶数管程有更多的方便之处，因此用得最多。但程数不宜太多，否则隔板本身占去相当大的布管用的面积，且在管程中形成旁路，影响传热。2、壳程分程：壳程分程的型式见图2，E型最为普通，为单壳程。F型与G型均为双壳程，它们的不同之处在于壳侧流体进出口位置不同。G型壳体又称为分流壳体。当它用作水平的热虹吸式再沸器时，壳程中的纵向隔板起着防止轻组分的闪蒸与增强混合的作用。H型和G型相似，只是进出口接管与纵向隔板均多一倍，故称之为双分流壳体。G型与H型均可用于以压力降作为可控制因素的换热器中。考虑到制造上的困难，一般的换热器壳程数很少超过2倍。 二、传热管传热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体，管径可取小些。但对于不洁净活易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。此外，小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；对于相同的壳径，可排列较多的管子。因此选择小直径的管子单位体积所提供的传热面积更大，设备更紧凑，但管径小，流动阻力大，机械清洗困难，设计时可根据具体情况选择适当的管径。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用φ25×2.5和φ19×2两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有φ57×2.5的无缝钢管和φ25×2的耐酸不锈钢管。按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5,2,3,4.5,6,和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。三、管的排列及管心距1.管的排列：换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列，如图2-1所示。  (a)正方形直列 （b）正方形错列 (c)三角形直列 （d）三角形错列 （e）同心圆排列图2﹣1传热管的排列方式[4]正三角形排列使用最普遍这是因为在同一管板上可以排列较多的管子，且管外传热系数较高，但管外不易机械清洗。适用于壳程流体较清洁、不需经常清洗管壁的情况。 正方形排列的传热管数虽然较正三角形排列得少，传热系数也较低，但便于管外表面进行机械清洗。当管子外表面需用机械清洗时，采用正方形排列。为了提高管外传热系数，且又便于清洗管外壁面，往往采用正方形错列。同心圆形排列管子紧凑，且靠近壳体处布管均匀，在小直径的换热器中，管板上可排的管数比正三角形还多，这种排列法仅用于空分设备上。此外，对于多程列管式换热器，常采用组合排列的方法，如每一程内采用三角形排列，而在各程之间，为了便于安排隔板，则采用正方形排列方法[4]。在此项目设计中选择换热管的规格为φ25×2.5碳钢管，管子成正三角形排列。2.管心距：管板上两管子中心距离称作管间距。管间距取决于管板的强度、清洗管子外表面时所需的空隙，管子在管板上的固定方法等。当管子采用焊接方法固定时，相邻两根管的焊接太近，会相互受到影响，使焊接质量不易保证，一般取（为管子外径）。当管子采用膨胀固定时，过小的管间距会造成管板在胀接时由于挤压力的作用发生变形，失去管子与管板之间的连接力，故一般采用。常用的与的对比关系见表3。表3管壳式换热器与的关系[3]换热管外径/mm1014192532384557换热管中心距/mm1419253240485772：四、折流板和支撑板列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通截面积大，在壳程流体属对流传热条件时，为增大壳程流体的流速，加强其湍动程度，提高壳程给热系数，需设置折流板。折流板有横向折流板和纵向折流板两类，单壳程的换热器仅需设置横向折流板，多壳程换热器不但需要设置横向折流板，而且需要设置纵向折流板将换热器分为多壳程结构。对于多壳程换热器，设置纵向折流板的目的不仅在于提高壳程流体的流速，而且是为了实现多壳程结构，减小多管程结构造成的温差损失。横向折流板同时兼有支承传热管，防止产生振动的作用。其常用的型式有弓形折流板和圆盘-圆环形折流板。弓形折流板结构简单，性能优良，在实际设计中最为常用。弓形折流板切去的圆缺高度一般是壳体内径的10%〜40%，常用值为20%〜25%。折流板间距，在阻力允许的条件下尽可能小，允许的折流板最小间距为壳体内径的20%或50mm(取两者中的较大值）。折流板间距一般不能大于壳体内径，否则会使壳程流体不是垂直流过管束，致使壳程给热系数有所下降。 卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配，如图2-10和图2-11所示。水平装配，可造成流体的强烈扰动，传热效果好，一般无相变传热均采用图2-10弓形折流板（水平圆缺）图2-11弓形折流板（垂直圆缺）这种排列方法。垂直装配主要用于卧式冷凝器、再沸器或流体中带有固体颗粒的场合，以有利于冷凝器中的不凝气和冷凝液的排放。具有横向折流板的换热器不需另设支承板，但当工艺上无安装折流板的要求时，则应考虑设置一定数量的支承板，以防止因传热管过长而变形或发生振动。一般支承板为弓形，其圆形缺口高度一般是壳体内径的40%〜45%。支承板的最大间距与管子直径和管壁温度有关，也不得大于传热管的最大无支撑跨距（见表2-5)。表2-5最大无支撑跨距/mm换热管外径/d01014192532384557最大无支撑跨距8001100150019002200250028003200五、旁路挡板和防冲挡板1、旁路挡板旁路挡板也称密封条，是化工生产中换热器设备的内件之一。它主要是为了防止由壳体和管束之间的旁流（C流路）。旁路挡板沿着壳体嵌入到已铣好凹槽的折流板内，与折流板焊接牢固。它一般是成对设置的，一般只设置一对。它的厚度可取折流板相同的厚度。　　旁路挡板的数量推荐如下：　　公称直径≤500mm时，一对挡板；　　500mm30°C盐水0°C〜一15°C用于低温冷却氨蒸汽低于一15°C用于冷冻工业除低温及冷冻外，冷却剂应优先选用水。水的初温由气候条件决定，关于水的出口温度及流速的确定，提出下面几点供参考：（1）水与被冷却流体之间一般应有5°C〜35°C的温度差；（2）水的出口温度一般不超过40°C〜50°C，在此温度以上溶解于水中的无机盐将会析出，在壁面上形成污垢。常用的加热剂列于表3-2。表3-2常用的加热剂 加热剂名称温度范围饱和水蒸气<180°C烟道气700°C〜1000°C结合具体工艺情况，还可采用热空气或热水等作加热剂。二、冷、热流体通道的选择冷、热流体通道可根据以下原则选择：(1)不洁净和易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便；(2)腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀；(3)压强高的流体宜在管内，以免壳体承受压力；(4)饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，给热系数与流速无关而且冷凝液容易排出；(5)被冷却的流体宜走壳程，便于散热；(6)若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将给热系数大的液体通入壳程，以减少热应力；(7)流量小而粘度大的液体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流；但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这种液体通入管内并采用多管程结构，反而能得到更高的给热系数。三、流速的选择换热器内液体速度大小必须通过经济核算进行选择。因为流速增加，给热系数《增大，同时亦减少了污垢在管子表面沉积的可能性，降低了垢层的热阻，从而使传热系数K值提高，所需传热面积减小，设备投资费也减少。但随着流速的增加，液体阻力也相应增加，动力消耗增大，使操作费增加。因此，选择适宜的流速是十分重要的，一般应尽可能使管程内流体的>104(同时也要注意其他方面的合理性）；粘度高的流体常按层流设计。根据经验，在表2-12、表2-13中列出了一些工业上常用流速的范围，以供参考。表3-3列管式换热器内常用的流速范围液体种类流速/m/s管程壳程一般液体0.5〜30.2〜1.5易结垢液体>1>0.5气体5〜303〜15表3-4不同黏度液体的流速（以普通钢壁为例）液体粘度/mPa•s最大流速/m/s液体粘度/mPa•s最大流速/m/s>15000.6100〜351.51500〜5000.7535〜11.8500〜1001.1<12.4四、流向的选择流向的选择就是决定并流、逆流还是复杂流动。对于无相变传热，当冷、热流体的进、出口温度一定时，逆流操作的平均推动力大于并流，因而传递同样的热流量，所需传热面积较小。就增加传热推动力而言，逆流操作总是优于并流。但在实际换热器内，纯粹的逆流和并流是不多见的。当采用多管程和多壳程时，换热器内流体的流动形式较为复杂。此時 需要根据纯逆流平均推动力和修正系数ip来计算实际推动力，(p的数值应大于0.8，否则应改变流动方式。第二章、列管式换热器的设计计算任务：某炼油厂用柴油将原油预热。柴油和原油的有关参数如下表,两侧的污垢热阻均可取1.72×10-4m2·K/W，换热器热损失忽略不计，管程的绝对粗糙度ε=0.1mm，要求两侧的阻力损失均不超过0.2×105Pa。试设计一台适当的列管式换热器。(y:学号后2位数字)物料比热kJ/(kg·℃)密度kg/m3导热系数W/(m·℃)粘度Pa·s工作压力柴油2.487150.1330.64×10-3常压原油2.208150.1283.0×10-3常压第一节换热面积的计算生产能力和载热体用量：原油42000+300*2*6=45600kg/h柴油35000+200*2*6=37400kg/h操作条件：原油：入口温度t1=70℃，出口温度t2=110℃柴油：入口温度T1=175℃，出口温度T2（1）计算热负荷Q=qm1cp1(t2-t1)=45600*2.20*（110—70）=4012800KJ由qm1cp1(T1-T2)=qm2cp2(t2-t1)37400×2.48×(175-T2)=45600×2.20×(110-70)T2=131.7℃（2）计算逆流平均温差△tm逆=［（T1-t2）+（T2-t1）］/2 =[(175-110)+（131.7-70)]/2=63.35℃（3）．确定流体走向由于原油温度低于柴油，为减少热损失和充分利用柴油的热量，选择原油走壳程，柴油走管程。（4）估算传热面积与管子根数由《化工原理课程设计》查表，取K值=200W/（m^2·K）。估算传热面积为A估=Q/（K估·△tm逆）=4012800*1000/(200*63.35*3600)=88.0选柴油的流速为u1=1.2m/s，取换热器的规格为φ25×2.5mm碳素钢管（8.3kg/6m），此管的内径d1=0.02m单管管数为==38.56≈39根据传热面积A估计算管子的长度L’:式中：d1----换热管的内径，为0.02md0----换热管的外径，为0.025m(5)管程数Nt的确定由于L’数值太大，换热器不可使用单管程的形式，必须用多管程。我们选择管程的长度为6m，则Nt=L’/6=29/6=4.(管程数通常选择偶数)(6)、校正温度差R=(T1-T2)/(t2-t1)=(175-131.7)/(110-70)=1.0825P=(t2-t1)/(T1-t1)=(110-70)/(175-70)=0.381根据R，P的值，查化工原理教材中图6-55(a)，得温度校正系数φ=0.97>0.9,说明换热器采用单壳程，四管程的结构是合适的。Δtm=φ×Δtm逆=0.97×63.35=61.45℃。(7)、求实际换热面积A实际换热管数为n=n’×Nt=39×4=156根。 A实际=L×(π×d2)×n’×Nt=6×(3.14×0.025)×39×4=73.48m2.实际换热面积为73.48m2.(8)、选择换热器壳体尺寸选择换热管为三角形排列，换热管的中心距t=32mm。≈15最外层换热管中心线距壳体内壁距离：b'=(1～1.5)d2取b’=1.25d2=1.25×25=31.25mm壳体内径：32×14+2×31.25=510.5mm圆整后，换热器壳体圆筒内径为D=550mm，壳体厚度选择8mm。长度定为5996mm。壳体的标记：筒体DN550δ=8L=5910。筒体材料选择为Q235-A，单位长度的筒体重110kg/m,壳体总重为110*(5.910-0.156)=632.94kg。（波形膨胀节的轴向长度为0.156m）(9)、确定折流挡板形状和尺寸选择折流挡板为有弓形缺口的圆形板，直径为540mm,厚度为6mm。缺口弓形高度为圆形板直径的约1/4，本设计圆整为120mm。折流挡板上换热管孔直径为25.6mm，共有184-22-13/2=155.5个，拉杆管孔直径为16.6mm，每个折流挡板上有4个。折流挡板上的总开孔面=155.5*514.7185+4*216.4243=80904.2395mm2。折流挡板的实际面积==191126.3264-80904.2395=110221.9025mm2，重量为5.1kg。选择折流挡板间距h=400mm。折流挡板数NB=L/h-1=6000/400-1=14块.。换热管排列的横截面如下图所示:图中圆环形的剖切面表示换热器壳体的剖面.换热管分为四个管程,每个管程47根换热管(图中各个小菱形的顶点表示换热管横截面的中心).图中8个” 十”字形表示拉杆的开孔,拉杆直径为16mm.(10)、波形膨胀节冷流体原油为黏度较高的流体冷热流体的定性温度差>50℃,换热器壳体上要安装波形膨胀节。波形膨胀节的壁厚与壳体相同，为8mm。根据换热器壳体的公称直径550mm，可知波形膨胀节的公称直径也是550mm，根据公称直径，查《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008)书中表16-9的对应条目，获得波形膨胀节的具体尺寸(见换热器设备图)。单个波形膨胀节的质量=4579586.3154mm3×7.8×10-3×10-3kg·mm-3=35.721kg第二节、换热器及主要附件的试选试选管型号主要附件的选择1、接口及法兰的选型（1）管口A管口A为柴油出口①管管径的确定：流量为37400kg/h，密度为715kg/m3，相当于q=37400/715/3600=0.0145m3/s。柴油为低粘度流体，在接管中的合理流速u=1〜2m/s。本设计取u=1.2m/s。则接管的内径==0.124m=124mm。接管的外径选择为159mm，壁厚选择为4.5mm，材质为20钢，每米管子的重量17.14kg（GB-T17395-1998无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。②接管长度的选择：接管的长度L选择150mm，则重量为2.6kg。接管的标记：接管Φ159×4.5L=150③接管法兰的选择：查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表14-5，接管外径dH=159mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=150mm。选择公称压力PN=0.6MPa的突面法兰，材料为Q235-A，标记为：HG20592法兰PL150(B)-0.6RFQ235-A。重量为5.14kg。该法兰有8个均布在外周的螺孔，使用8个M16螺栓、螺母、垫片与工艺管道连接。（2）管口B管口B为原油出口。原油的流量为45600kg/h，密度为815kg/m3，所以q=45600/815/3600=0.01554m3/s,原油在接管中的合理流速为1.2 m/s，则接管的内径==128mm，选择接管的外径、壁厚、材质、长度和接口法兰都与管口A的相同。（3）管口C管口C为排气口。①接管管径的确定：接管的外径选择32mm，壁厚选择为3.5mm，材质为20钢，每米管子的重量2.46kg（GB-T17395-1998无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。②接管长度的选择：接管的长度L选择150mm，则重量为0.369kg。接管的标记：接管Φ32×3.5L=150③接管法兰的选择：查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表14-5，接管外径dH=32mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=25mm。选择公称压力PN=0.6MPa的突面法兰，材料为Q235-A，标记为：HG20592法兰PL25(B)-0.6RFQ235-A。该法兰有4个均布在外周的螺孔，使用4个M10螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。（4）管口D管口D为原油进口。接管、法兰与管口A和B的完全相同。（5）管口E管口E为排污口①接管管径的确定：接管的外径选择57mm，壁厚选择为3.5mm，材质为20钢，每米管子的重量4.62kg。②接管长度的选择：接管的长度L选择150mm，则重量为0.693kg。接管的标记：接管Φ57×3.5L=150③接管法兰的选择：查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表14-5，接管外径dH=57mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=50mm。选择公称压力PN=0.6MPa的突面法兰，材料为Q235-A，标记为：HG20592法兰PL50(B)-0.6RFQ235-A。重量为1.51kg。该法兰有4个均布在外周的螺孔，使用4个M12螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。 （6）管口F管口F为柴油进口接管、法兰与管口A、B和D的完全相同。2．左管板的选型（1）管板厚度：《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008)中有表16-8管板厚度表。管板的设计压力为管、壳程设计压力中的大者。当设计压力小于1MPa时，取为1MPa；表中的设备壳体内径×壁厚最接近本课程设计值的是600×8；管、壳程的温度差=151.66-86=65.66℃；根据上述的设计压力、壳体内径×壁厚以及温度差，查表得管板的厚度δ=42mm。管板材料为16Mn（锻件）。（2）管板形状：管板同时起到法兰的作用，密封面为凸面，可以和管箱的法兰(密封面为凹面)连接。管板直径与管箱法兰的相同，为665mm。外周均布24个Φ18螺孔，管板重量约为：=82kg。管板的大致形状如下图.ΦΦΦΦΦ3）管板的开孔①开孔和管程隔板密封槽分布情况：左管板共有192个安装换热管的开孔和8个拉杆安装孔以及2道管程隔板密封槽（见设备图）。 ②安装换热管的开孔尺寸：为了便于在管板上焊接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大0.4mm,即Φ25.4mm。开孔形状见设备图。（或者:为了便于在管板上胀接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大0.3mm,即Φ25.3mm。开孔内表面有两道环向的槽，槽深0.5mm。管板开孔形状和内表面环向槽的位置、尺寸见下图：ΦΦΦΦΦ③拉杆安装孔和管程隔板密封槽的尺寸见设备图。3．换热管的选择：1)选择20钢材质的无缝钢管，规格：Φ25×2.5。2)换热管的长度为6000mm。3)换热管与管板连接采用焊接。(或者:换热管与管板连接采用胀接。)具体见设备图。4．左管箱短节的选择：1）左管箱短节的内径与壁厚：左管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设备壳体相同。2）左管箱短节的长度：左管箱短节连接A和F管口。选择左管箱短节的长度为管口接管公称直径的两倍，即150×2=300mm。选择Q235-A材料制作，单位长度的短节重110kg/m,总重约为110×0.300=33kg。左管箱短节的标记：筒体DN550δ=8L=300。3）左管箱短节的材质选择材质选择与换热器壳体相同：Q235-A 5．左管箱封头的选择：选择公称直径为550mm的标准椭圆封头。壁厚与壳体相同，也是8mm。材质也是Q235-A。重量约24kg。标记：EHA550×8-Q235-AJB/T4746-2002。6．左管箱隔板的选择：1）材质选择普通的碳素钢：Q235-A。2）管箱隔板厚度的选择：由于管程压强降较小，用公式计算隔板厚度会小于GB151规定的隔板最小厚度（换热器公称直径<=600时，碳钢隔板的最小厚度为8mm），所以直接选择隔板厚度为10mm。3）数量：左管箱需要2块相同的隔板。4）形状：见下图。面积:217977.2468mm2，厚度：10mm。5）重量：单个左管箱隔板重=（217977.2468mm2×10mm）×7.8×10-3×10-3kg·mm-3=17kg。7．左管箱法兰和密封垫片的选型：1)法兰：根据公称直径，查《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008)书中表10-3。选择甲型平焊容器法兰，公称直径550mm，公称压力0.6MPa，密封面为凹面(FM)，与凸密封面的左管板连接。外周均布24个Φ16螺孔，用M16双头螺柱与左管板连接。标记：法兰—FM550—0.6JB4701—2000。重量为26.4kg。 2)密封垫片:选择甲型平焊容器法兰用非金属软垫片,公称直径550mm,公称压力0.6MPa。标记：垫片550—0.6JB4704—2000。重量略。左管箱总重量：33+24+17*2+26.4+(2.6+5.14)*2=132.9kg。8．右管板右管板没有拉杆开孔，只有一道管程隔板密封槽，其他与左管板相同。9.右管箱设计：1)右管箱封头：与左管箱封头相同。2）右管箱短节的选择：①右管箱短节的内径与壁厚：右管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设备壳体相同。②右管箱短节的长度：长度选择50mm。选择Q235-A材料制作，单位长度的短节重110kg/m,总重约为110*0.05=5.5kg。右管箱短节的标记：筒体DN550δ=8L=50。3）右管箱隔板的选择：①材质选择普通的碳素钢：Q235-A。②右管箱隔板厚度的选择：厚度与左管箱隔板相同，为10mm。③数量：右管箱需要1块隔板。重量：单个右管箱隔板重=(100645.7361mm2×10mm)×7.8×10-3×10-3kg·mm-3=7.9kg。④形状：如下图4)右管箱法兰和密封垫片的选型：①法兰：与左管箱的相同。②法兰密封垫片:与左管箱的相同。长宽厚：550*12*4mm。重量略。右管箱总重量：5.5+7.9+24+26.4=63.8kg。10.鞍座的选型根据换热器壳体的公称直径550mm，可知鞍座的公称直径也是550mm。选择焊制的有垫板的鞍座：左鞍座标记：鞍座BI550—SJB4712—1992， 右鞍座标记：鞍座BI550—FJB4712—1992。第三节换热器校核一．传热系数K的计算1．管程对流传热系数αi换热管内柴油流速：雷诺数，普兰德数，柴油的黏度小于常温水黏度的两倍，是低黏度液体，且是被冷却，所以w/(m2·℃)2．壳程对流传热系数αo壳程流通截面积：m2壳程流速：换热管为三角形排列，壳程的当量直径为雷诺数，普兰德数， 原油被加热，所以w/(m2·℃)3.污垢热阻根据设计任务书，两侧的污垢热阻Rso=Rsi=1.72×10-4m2·℃/W。4．总传热系数Ko;取管壁λw=45w/(m·℃)=299.6w/(m2·℃)A需要=Q/(K2×Δtm)=4012800×1000/(3600×299.6×61.45)=60.55m2.面积裕量：〉15%符合换热器设计规范的要求。二、压强降的计算1．管程压强降已知管程直管的绝对粗糙度ε=0.1mm，则ε/d1=0.1/20=0.005，雷诺准数，查摩擦系数图1-28，得到λ=0.035，所以，每程直管的压降：Pa；柴油在每管程中局部阻力导致的压强降按经验公式计算如下：Pa；一般地，流体流经换热器进出口导致的压强降可以忽略。对于Φ25×2.5的换热管，结垢校正系数Ft=1.4；因为是单壳程、四管程的换热器，所以Ns=1，Np=4；Pa 2．壳程压强降流体横过管束的压强降：管子排列方法对压强降的校正因数F=0.5(正三角形排列)；壳程流体的摩擦系数fo，当Re2〉500时，fo=5.0×Re2-0.228=5.0×1943-0.228=0.89；横过管束中心线的管子数nc=15；折流板数NB=14；壳程流速u2=0.348m/s；ρ原油=815kg/m3=4941Pa；流体通过折流板缺口的压强降:折流板间距h=400mm=0.400m；壳体内径D=550mm=0.550m=1413Pa一般地，流体流经换热器进出口导致的压强降可以忽略。壳程总压降：对于液体壳程压强降的结垢校正系数Fs=1.15；壳程数Ns=1=7307Pa<20000Pa.符合任务书的要求。第四节、设计结果一览表换热器工艺设计结果如下表所示：参数原油柴油流率kg/h4560037400进/出口温度/℃70/110175/131.7物性密度/（kg/m3）815715定压比热容/[kj/（kg•k）]2.202.48粘度/（Pa•s）3.0×0.64×导热系数W/(m·℃0.1280.133雷诺数191026366普朗德数51.5611.93设备结构参数形式浮头式壳程数1管径/㎜Φ25×2.5管心距/㎜32管长/㎜6000管子排列△ 管数目/根156管程数4传热面积/㎡73.48材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s）1.20.348污垢热阻/（㎡/W）1.72×10-41.72×10-4传热系数/[W/（㎡.℃）]299.6裕度/%21.35%折流板直径，mm540-折流板缺口高度,mm120折流板厚，mm6折流板间距h，mm400折流板数量14第三章设计总结、感想及有关问题分析讨论设计总结、感想：此次化工原理课程设计题目是“柴油-原油换热器设计”，课程设计是培养个人综合运用所学课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，也起着培养我们学生独立工作能力的重要作用。在换热器的设计过程中,我感觉我的理论运用于实际的能力得到了提升，主要有以下几点：(1)掌握了查阅资料，选用公式和搜集数据的能力；(2)树立了既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；比如说我们所设计的换热器,要考虑合理的压降;(3)培养了迅速准确的进行工程计算的能力；我们学会了查阅资料,小组讨论,综合前后数据进行分析;(4)学会了用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。 （5）从设计结果可看出，若要保持总传热系数，温度越大、换热管数越多，折流板数越多、壳径越大，这主要是因为水的出口温度增高，总的传热温差下降，所以换热面积要增大，才能保证Q和K.因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量相应增大.通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。（6）在化工厂使用列管式换热最广泛，有点如下：换热效率高,热损失小；占地面积小重量轻；污垢系数低；检修、清洗方便；产品适用面广。通过这次课程设计，我学到了很多，一份耕耘一份收获，当我捧着自己辛苦画的图纸的时候，那种成就感是无法言喻的。这是一段令人难忘的记忆。耐心、细心、决心、团结、协作——是本次课程设计最大的感受。分析讨论：（1）设计列管式换热器时，通常都应选用标准型号的换热器，为什么？是方便对以前的设备进行利用！我们现在设计的换热器的话都是定制性的！要根据现在的流量，污垢系数，压降等进行计算。（2）为什么在化工厂使用列管式换热最广泛？a、耐腐蚀性：聚丙烯具有优良的耐化学品性，对于无机化合物，不论酸，碱、盐溶液，除强氧化性物料外，几乎直到100℃都对其无破坏作用，对几乎所有溶剂在室温下均不溶解，一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使用。b、耐温性：聚丙烯塑料熔点为164-174℃，因此一般使用温度可达110-125℃。c、无毒性：不结垢，不污染介质，也可用于食品工业。d、重量轻：对设备安装维修极为方便。（3）在列管式换热器中，壳程有挡板和没有挡板时，其对流传热系数的计算方法有何不同？当无折流挡板时，，必须先计算出当量直径。（4）说明列管式换热器的选型计算步骤？根据两流体的温度变化情况，估计换热器的管壁温和壳体温，初步选用换热器的型式。 (5)在换热过程中，冷却剂的进出口温度是按什么原则确定的？1.热端的温差202.冷端的温差分3种情况：a:两种工艺流体换热时，在一般情况下，冷端温差20b:两种工艺流体换热时，若热流体尚需进一步加热，则冷端温差15c:采用水或其他冷却剂冷却时，冷端温差53.冷却水的出口温度不宜太高，否则会加快水垢的生成。对于经济良好净化的新鲜水，出口温度可达到45或稍高一些；对于净化比较差的冷却水，出口温度建议不要超过40。（6）说明常用换热管的标准规格（批管径和管长）。公称直径DN。钢管制圆筒：159,219,273,325mm。卷制圆筒：400,450,500,600,700,800,900,1000，（1100），1200（1300），1400（1500），1600（1700），1800mm。公称压力PN。0.25,0.60,1.00,1.60,3.50,4.00,6.40MPa。换热管长度L。1500,2000,3000,4500,6000,9000mm。（7）列管式换热器中，两流体的流动方向是如何确定的？比较其优缺点？流向的选择就是决定并流、逆流还是复杂流动。对于无相变传热，当冷热流体的进出口温度一定时，逆流操作的平均推动力大于并流，因而传递同样的热流量，所需传热面积减小。就增加传热推动力而言，逆流操作总是优于并流。但在实际换热器内，纯粹的逆流和并流是不多见的。当采用多管程和多壳程时，换热器内流体的流动形式较为复杂。此时需要根据纯逆流平均推动力和修正系数φ来计算实际推动阻力，它的值应大于0.8，否则应该变流动方式。参考文献【1】申迎华，郝晓刚.《化工原理课程设计》.北京，化学工业出版社，2009【2】姚玉英等.《化工原理（上）》.天津，天津大学出版社，2005【3】任晓光.《化工原理课程设计指导》.北京，化学工业出版社，2009【4】贾绍义.柴诚敬.《化工原理课程设计》.天津，天津大学出版社，2002【5】袁文.刘岩.《化工制图》.哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2010【6】钟理,伍钦，马四朋.《化工原理（上）》. 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