环境工程原理列管式换热器课程设计分解

YibinUniversity环境工程原理课程设计题目列管式换热器设计专业资源环境与城乡规划管理学生姓名年级指导教师化学与化工学院任务书一、设计目的培养学生综合运用本门课程及有关选修课程基础理论和基本知识去完成换热单元操作设备设计任务的实践能力二、设计目标设计的设备必须在技术上是可行的，经济上是合理的，操作上是安全的，环境上是友好的三、设计题目1列管式换热器设计四、设计任务及操作条件产量（万吨）10131619222528石油1#7煤油814硝基苯1521原料温度石油：入口96℃，出口34℃地点：兰州石油物性数据815kg/m3c3.0103Pascc2.2kJ/kgoCpc0.128W/moCc煤油：入口132℃，出口47℃地点：宜宾煤油物性数据825kg/m3c7.05104Pascc2.22kJ/kgoCpc0.14W/moCc硝基苯：入口124℃，出口50℃地点：广州硝基苯物性数据1154kg/m3c9.8104Pascc1.558kJ/kgoCpc0.129W/moCc允许压降：不大于0.1MPa冷却介质任选五、设计内容21、换热器概述换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。换热器的类型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，列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。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，使湍流程度大为增加。列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响（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。3（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4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2、设计的选择（1）设计任务处理能力：10万吨/年设备型式：列管式（2）操作条件①煤油：入口温度132℃，出口47℃地点：宜宾②冷却介质：循环水入口温度20℃出口温度40℃③允许压降：不大于0.1MPa④煤油物性数据825kg/m3c7.05104Pascc2.22kJ/kgoCpc0.14W/moCc⑤每年按300天机算，每天24小时连续运行3、确定物理性质数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值13247壳程流体煤油的定性温度为T89.522040管程流体水的定性温度为T302在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和植物油)的物性参数，见下表：密度/（㎏比热容/粘度/导热系数//m3）（kJ/kg•℃）（Pa•s）（kJ/m•℃）煤油8252.227.05×0.1410-4水995.74.1748.07×0.617510-44、设计计算10107mTt13888.89㎏/h=3.86kg/ss1=mm30024Q=mc(T-T)=13888.89x2.22x(132-47)=2620833.543kJ/h=728.01kws1p112平均传热温差计算两流体的平均传热温差暂时按单壳程、多管程计算。逆流时，我们有煤油油：132℃→47℃循环水：40℃←20℃从而，8520t'44.82mln8520而此时，我们有：tt402020R210.24TT132478512TT1324785P124.25tt40202021式中：T,T12——热流体（煤油）的进出口温度，单位℃；t，t12——冷流体（循环水）的进出口温度，单位℃；R2+11-P2-P(1+R-R2+1)ψ=ln1-PRlnR-12-P(1+R+R2+1)52110.1620.16(15521)lnln0.8835110.16520.16(1551)2ψ>0.8符合要求则平均温差：△tm=t'×ψ=0.883x44.82=39.58℃m冷却水用量由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得冷却水用量：6QQc==2620833.543/[4.174x(40-20)]=31394.75㎏/h=8.72㎏/sC(tt)pc21由《常用化工单元设备设计》表1-6。，查得水与煤油之间的传热系数在290—698w/(㎡·℃)。初步设定K=500w/(㎡·℃)估算传热面积Q728010估算的传热面积为A32.49㎡Kt50044.825、主要设备工艺尺寸计算（1）管径尺寸和管内流速的确定选用Φ25×2.5的传热管（碳钢管），管内径d=0.025-0.0025×2=0.02,取管内1流速u=1.2m/s1（2）管程数、管数和壳程数的确定依据传热内径和流速确定单程传热管数7.72Vn=995.720.5721根s3.14du0.0221.24114按单管程计算，所需的传热管长度为A32.49L=19.71dn3.140.025210s按单管程设计，传热管过长，现取传热管长l=6.5，则该换热器管程数为L19.71N=3.034（管程）pl6.5热管总根数N=21×4=84(根)由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。横过管束中心线的管数为n=1.1N=1.1×84≈11（根）c(3)按管尺寸的确定壳程流体进出口接管：取接管内煤油流速为u=1.0m/s，则接管内径为7.724V4d=8250.109mu3.141经圆整采用Φ114mm×5mm热轧无缝钢管（GB8163-87），取标准管径为114mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径为7.724V4d=995.70.044mu3.145经圆整采用Φ60×7mm热轧无缝钢管（GB8163-87），取标准管径为60mm根据以上的计算可以得到如下的计算结果表DN,mm4007管程数4壳程数1管子规格25*2.5管子根数60中心排管数9管程流通面积，m20.005966换热面积，m226.41换热管长度，mm6000通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：DN,mm400管程数4壳程数1管子规格25*2.5管子根数84中心排管数11管程流通面积，m20.0060换热面积，m237.2换热管长度，mm65006.换热管6.1换热管的规格及尺寸偏差经过查表，对于碳钢、低合金钢的换热管的规格及尺寸偏差见下表4-2：材料换热管标准管子规格高精度、较高精度偏差外径，mm厚度，mm外径偏差，壁厚偏差，mmmm碳钢GB/TB8163≧14~302~2.5±0.2+12%低合金钢GB9948-10%6.2传热管排列和分程方法管子在管板上的排列方式最常用的为图4-1所示的（a）、（b）、（c）、（d）四种，即正三角形排列（排列角为30°）、同心圆排列、正方形排列（排列角为90°）、转角正方形排列（排列角为45°）。当管程为多程时，则需采取组合排列，图1-10为二管程时管小组合排列的方式之一。8图4.1.管子在管板上的排列方式和组合排列示意图采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。换热管的中心距经查表4-3可得：（mm）换热管外径d换热管中心距t分程隔板槽两侧相邻管的中心距2532446.3横过管束中心线的管数n=1.19N1.197610.411c采用多管程结构，取管板利用率η=0.7，壳体内径为N84D=1.05t1.0532367.92mm400mm0.77.折流板折流板间距系列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表4-4所列数据。表4-4.折流板厚度/mm壳体公称内相邻两折流板间距/mm径≤300300～450450～600600～750＞750/mm200～2503561010400～70056101012700～1000681012169＞1000610121616支承板厚度一般不应小于表4-4(左)中所列数据。支承板允许不支承的最大间距可参考表4-5（右）所列数据。表4-5支承板厚度以及支承板允许不支承的最大间距壳体直径400～900～管子外径＜40019253857/mm8001200/mm支承板厚最大间距1506810180025003400度/mm/mm0经选择，我们采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：h=100mm取折流板间距B=0.7D，则：B=0.5×400=200mm可取B=200mm因而查表可得：折流板厚度为5mm，支承板厚度为8mm，支承板允许不支承最大间距为1800mm。6000折流板数N129B200折流板圆缺面水平装配。8.接管8.1.壳程流体进出口时接管取接管内植物油流速为u=0.1m/s则接管内径为：4V46500/(3600825)d=0.049mu3.141.0所以，取标准管的内径为50mm。8.2.管程流体进出口时的接管取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径：416250.60/(3600995.7)d=0.062m3.141.5取标准管径为60mm。9.壁厚的确定、封头9.1壁厚查GB151-99P21表8得圆筒厚度为：8mm10查JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，即8mm9.2椭圆形封头示意图如下：查表可得其尺寸数据，见下表4-6公称直径曲面高度直边高度碳钢厚度内表面积容积质量DN/mmΔ/mmM/kgh/mmh/mmA/m2V/m2124001502580．43740．035327．4710.管板管板除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个重要的受压器件。10.1.管板结构尺寸查（《化工单元设备设计》P25-27）得固定管板式换热器的管板的主要尺寸：公称直径DDDDbcd螺栓孔数1344005304904985453610232810.2.管板厚度考虑到腐蚀裕量，以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等原因，建议最小厚度应大于20mm。表4-7.管板的最小厚度换热器管子外径≤25323857/mmd0管板厚度/mm3d/42225320换热管的外径为25mm，因而管板厚度取为3d/4=18.75，取上述的最小厚度20mm。011六、换热器核算1.热量核算（1）壳程对流传热系数可采用克恩公式，0.140.360R0.55p130deoruew0.14取1w当量直径d，由于是正三角形排列e34t2d2240d=0.020med0d0.025壳程流通截面积A=hD100.150.610.01969㎡0t0.032壳程流体流速及其雷诺系数分别为3.86V825u00.238m/s0A0.019690du0.0200.238825Re05570.2eo0.000705普兰特准数C2.220.000705Pr=p11.1790.140.140.365570.20.5511.179131646.7W/(㎡·℃)00.020（2）管程对流传热系数谁在管程中是被加热0.023iR0.8Pr0.4idei其中：管程流通截面积d2N3.140.02284Ai0.0066㎡i4444管程流体流速以及其雷诺数分别为128.72u995.71.3m/si0.0066du0.021.3995.7Re=ii41917.422i0.0006176普朗特准数Cu4.1740.0008007Pr=p5.410.6176故管程对流换热系数0.61760.023419170.85.410.46959.7W/(㎡·℃)i0.02（3）污垢热阻和管壁热阻查阅《化工原理（上）》P354，附录20，得煤油侧的热阻R=0.000172㎡·℃/w0循环水侧的R=0.000344㎡·℃/wi钢的导热系数为λ=45（4）传热系数K1ddbd10R00RKdsiddsoiiim00.0250.0250.00250.02510.0003440.0001726528.10.020.02450.0225898.4解得K=508.05W/(㎡·℃)Q728010传热面积S=30.17㎡Kt508.0544.82m实际传热面积S=dlN3.140.0256.5(8411)37.25㎡p（5）传热面积裕度该换热器的面积裕度为SS37.2530.17H=P100%100%19%S37.25p2壁温核算由于换热管内侧污垢热阻较大，会使传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，减低了传热管和壳体的壁温之差。但在操作初期，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。Tttmcmhw11ch13式中液体的平均温度t和T为：mmtt4020t1230（℃）m22TT13247T1289.5（℃）m226959.7W/m2℃ci646.7W/m2℃h89.56959.730646.7传热管平均壁温：t36.18℃w16959.71646.7壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度，即T=90℃壳体壁温和传热管壁温之差为：t9036.1853.82℃由于换热器壳程流体的温差不大，壳程压力不高，因此，选用固定管板式换热器较为适宜。3.壳程和管程的压力降的计算因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。（1）管程压力降管程压力降的计算公式为：pi(pp)NN12spRe=41917.422（前面已求），为湍流。i0.1取绝对粗糙度0.1mm,0.005d20i查Re关联图，可得摩擦因数:0.035，l60.762pu20.035995.73019.36Pa12d0.022iu20.762p33995.7862.67Pa222另外，式子中：壳程数N=1s管程数N=4p代入公式中，有：pi(pp)NN=（3019.36+862.67）×1×4=15528.12Pa<35kpa12sp14（2）壳程压力降由于壳程流体的流动状况比较地复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。下面以埃索法计算壳程压力降：壳程压力降埃索法公式为：P（P'+P'）FN012ssp——流体横过管束的压力降，Pa；1p——流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；2Fs——壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体取1.0；Ns——壳程数；u2而P'FfN（N+1）0，其中F0.5，f5Re0.228，=0.86N，23n=11，10cB20ccN=29,u=0.097m/s。BoF——管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列，F=0.5，对正方形斜转45o排列，F=0.4，正方形排列，F=0.3;f——壳程流体的摩擦系数，当Re﹥500时，fo5(Re)0.228oon——横过管束中心线的管子数，对正三角形排列cN——折流挡板数B代入数值得：0.0972p'=0.5×0.86×11×30×950×=634.19Pa122hu2而p'N（3.5-）0，其中h=0.2m，d=0.4m，N=29,2BD2BD——壳径，mh——折流挡板间距，md——换热器外径，mou——按壳程流通截面积S计算的流速，而S=h（D-nd）=0.025m2oco6500故u0.8ms36000.025825代入数值得：2hu220.28250.072p'N（3.5-）0=29×（3.5-）×=168.74Pa2BD20.42对于液体F=1.15，于是我们有：s15P（P'+P'）FN=1.15×1×（634.19+168.74）=923.37Pa<35kpa012ss经过以上的核算，管程压力降和壳程压力降都符合要求。处于要求的15%~20%的范围内，该换热器符合实际生产要求七、设计结果汇总：见下表参数循环水煤油进、出口温度，℃20/40132/47压力，Mpa400300密度，kg/m3995.7825定压比热容，kJ/（kg•℃）4.1742.22粘度，Pa•s0.0008070.000705热导率，W/m•℃0.6170.14形式管板式换热器壳程数1结壳体内径，mm400台数1构管径，mm管心距，mm32252.5参数管长，mm6500管数，根84管程数4材质碳钢主要计算结果热流量，KW728.01传热温差，℃43.23传热系数，W/(m2K)508.05传热面积，m237.25八、设计在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,它们也是这些行业的通用设备,并占有十分重要的地位。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，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这16种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可配合应用。由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：①不洁净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较方便；②腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；③压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；④饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液容易排出；⑤若两流体温度差较大,选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。通过此次设计，了解了很多关于换热器的知识，如换热器的选型，换热器结构和尺寸的确定，以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等。最最重要的是我深刻认知做设计计算时要非常小心，因为一不留神就会出错，如果前面错了没发现，后面就全错。这是设计中的禁忌。设计内容很多，必须要付出努力才可以。为此，也要感谢老师及同学的互相帮助。九、工艺流程图17主要符号说明18英文字母B——折流板间距，m；C——系数，无量纲；d——管径，m；D——换热器外壳内径，m；f——摩擦系数；F——系数；h——圆缺高度，m；K——总传热系数，W/(m2·℃)；L——管长，m；m——程数；n——指数；管数；程数；N——管数；程数；NB——折流板数；Nu——努塞尔特准数；P——压力，Pa；因数；Pr——普兰特准数；q——热通量，W/m2；Q——传热速率，W；r——半径，m；气化潜热，kJ/kg；R——热阻，m2·℃/W；因数；e——雷诺准数；S——传热面积，m2；t——冷流体温度，℃；管心距，m；T——热流体温度，℃；u——流速，m/s；W——质量流量，kg/s，V——体积流量，m3/s。希腊字母α——对流传热系数，W/(m2·℃)；Δ——有限差值；λ——导热系数，W/(m·℃)；μ——粘度，Pa·S；ρ——密度，kg/m3；ψ——校正系数。下标c——冷流体；h——热流体；i——管内；m——平均；o——管外；s——污垢。十、参考资料[1]王静康.化工设计[M].北京：化学工业出版，1998[2]GB151-1999管壳式换热器[3]JB/T4715-92固定管板式换热器与基本参数[4]兰州石油机械研究所.换热器[M].北京：轻工出版社，[5]王志魁，刘丽英，刘伟.化工原理[M].北京：化学工业出版社，2010[6]夏清，姚玉英,陈常贵,等.化工原理[M].天津：天津大学出版社，2001[7]魏崇光，郑晓梅.化工工程制图[M].北京：化学工业出版社,1998[8]化工原理课程设计，天津大学化工原理教研室，化工出版社1997第一版[9]化工设备计算，聂清德，化工出版社，1991第一版[10]食品工程原理，冯骉，中国轻工业出版社，2007第一版[11]食品工厂机械与设备，许学勤，中国轻工业出版社，2008第一版[12]王志魁、刘丽英、刘伟编《化工原理》[M],.北京：化学工业出版社；2010.5[13]柴诚敬等.《化工原理课程设计》[M],.天津:天津科学技术出版社,2000