化工原理换热器课程设计.pdf

化工原理课程设计 1 目录目录 摘要.2 前言.3 一 化工原理课程设计任务书.4 二 设计说明书.5 2.1 计算热负荷和冷却流体的流出温度.5 2.2 计算两流体的平均温度差.5 2.3 换热器选型.5 2.4 换热器内冷热流体的的流径.7 2.5 换热器材质的选择.7 2.6 换热管的选择.8 2.7 换热管的排列方法.8 2.9 换热器台数及管程.9 2.10 初选换热器规格.9 三 传热过程工艺计算及校核.9 3.1 核算压力降.9 3.2 核算总传热系数.11 四 设备计算.13 计算壳程接口直径.13 4.2 计算管程接口直径.13 4.3 管板与壳体的连接.13 4.4 拉杆.13 4.5 封头设计.14 4.6 支座.14 4.7 管板厚度.14 五 计算结果汇总一览表.15 六 分析讨论.16 6.1 错误分析.16 6.2 设计结果分析及讨论.16 参考文献.17 符号说明.18 化工原理课程设计 2 摘要摘要 本设计说明的是关于管壳式换热器的设计，在设计过程中主要进行了有关工艺的计算，选型及结构的设计。根据所给的任务书，可以获取设计所需的基础数据和定性温度下有关的物性参数，由热量衡算可以计算出原油的出口温度，计算并查图得出温度校正系数及换热器的壳程，然后可以确定冷热流体的平均温度差。由经验值选择一个适宜的 K 值，进而可以估算总传热面积。根据相关公式，可以对一部分工艺尺寸进行计算。在标准设计下，根据标准选取一个合适的型号。接下来的工作有：核算壳程和管程的压力降，需要满足任务书中的条件；然后进行总传热系数的校核，安全系数须在 15%25%之间才符合。只要上述两个条件都满足，则此换热器就符合要求。然后就要进行具体的结构设计。具体有：管，管板，折流板，壳体，接管，封头，法兰，支座等。设计时要考虑物料的腐蚀情况，操作压强和零件的连接方法等因素。根据具体的情况和有关标准进行合理的选择和设计。最后的工作就是画图，利用 AutoCAD 进行绘图，与实物按照一定比例缩小。关键词：管板式换热器，定性温度，物性参数，换热面积，传热系数，压力降，折流板，法兰，封头 化工原理课程设计 3 前言前言 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。换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。在石油、化工、轻工、制药、能源等工业生产中，常常用作把低温流体加热或者把高温流体冷却，把液体汽化成蒸汽或者把蒸汽冷凝成液体。换热器既可是一种单元设备，如加热器、冷却器和凝汽器等；也可是某一工艺设备的组成部分，如氨合成塔内的换热器。换热器是化工生产中重要的单元设备，根据统计，热交换器的吨位约占整个工艺设备的 20%有的甚至高达 30%，其重要性可想而知。换热器的分类 一、换热器按传热原理分类 1、表面式换热器 表面式换热器是温度不同的两种流体在被壁面分开的空间里流动，通过壁面的导热和流体在壁表面对流，两种流体之间进行换热。表面式换热器有管壳式、套管式和其他型式的换热器。2、蓄热式换热器 蓄热式换热器通过固体物质构成的蓄热体，把热量从高温流体传递给低温流体，热介质先通过加热固体物质达到一定温度后，冷介质再通过固体物质被加热，使之达到热量传递的目的。蓄热式换热器有旋转式、阀门切换式等。3、流体连接间接式换热器 流体连接间接式换热器，是把两个表面式换热器由在其中循环的热载体连接起来的换热器，热载体在高温流体换热器和低温流体之间循环，在高温流体接受热量，在低温流体换热器把热量释放给低温流体。4、直接接触式换热器 直接接触式换热器是两种流体直接接触进行换热的设备，例如，冷水塔、气体冷凝器等。5、复式换热器 兼有汽水面式间接换热及水水直接混流换热两种换热方式的设备。同汽水面式间接换热相比，具有更高的换热效率；同汽水直接混合换热相比具有较高的稳定性及较低的机组噪音。二、换热器按用途分类 1、加热器 加热器是把流体加热到必要的温度，但加热流体没有发生相的变化。2、预热器 化工原理课程设计 4 预热器预先加热流体，为工序操作提供标准的工艺参数。3、过热器 过热器用于把流体（工艺气或蒸汽）加热到过热状态。4、蒸发器 蒸发器用于加热流体，达到沸点以上温度，使其流体蒸发，一般有相的变化。三、按换热器的结构分类 可分为：浮头式换热器、固定管板式换热器、U 形管板换热器、板式换热器等。一一 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 1 设计题目：换热器选型设计 1 设计所需基础数据：换热介质 原油 柴油 流量Kg/h 124000 60000 入口温度 100 210 出口温度 110 3 定性温度下有关物性数据：密度Kg/3 800 710 比热J/KgK 2200 2500 粘度Pas 0.0045 0.0011 导热系数w/mk 0.13 0.132 允许压降KPa 150 100 垢阻2 0.0006 0.0004 4 设计要求：（1）进行传热计算和压降计算。（2）确定换热器的最佳型号及台数。（3）对设计结果进行分析讨论。（4）画出结构示意图并标出主要工艺参数。化工原理课程设计 5 二二 设计说明书设计说明书 2.1 计算热负荷和冷却流体的流出温度计算热负荷和冷却流体的流出温度 Q=W(1 2)=60000 2500 (210 110)3600=4166666.67W 2=(3600)()+2=(4166666.67 3600)(124000 2200)+100=155 2.2 计算两流体的平均温度差计算两流体的平均温度差 逆流时平均温度差 热流体 210 110 冷流体 155 100 t 55 110 =(2 1)ln(21)=(110 55)ln(110 55)=26.4 P=(2 1)(1 1)=(155 100)(210 100)=0.5 R=(1 2)(2 1)=(210 110)(155 100)=1.82 由化工原理教材图 4-19（d），查得 =0.95，四壳程 校正后得=0.95 26.4=25.08。2.3 换热器选型换热器选型 本次课程设计是利用原油来给柴油降温。利用的是对流传热原则来设计换热器，以供生产需求。选择换热器时，要遵循经济，传热效果好，方便清洗，符合实际需要等原则。不同的换热器适用于不同的场合。换热器的选择涉及的因素很多，如换热流体的腐蚀性，操作温度与压力，换热器的热负荷，管程与壳程的温差，检修与清洗要求等。而列管式换热器在生产中被广泛应用。它的结构简单，坚固，制造较容易，处理能力大，适应性强，操作弹性较大。尤其在高压，高温和大型装置中使用更为普遍。而此次冷热流体的流量较大，需要处理量极大等因素，所以首选间壁式换热器中的列管式换热器为设计基础。化工原理课程设计 6 2,3.1 固定管板式换热器固定管板式换热器 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。通常在管外装置一些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，以致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 50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 60-70和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过 0.6MPa 时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。2.3.2 浮头式换热器浮头式换热器 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”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，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。2.3.3 U 型管换热器型管换热器 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。2.3.4 填料函式换热器填料函式换热器 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，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。化工原理课程设计 7 由于 =210+1102155+1002=32.5 100）下即可达到湍流，以提高传热系数。8 若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。综上所述，从柴油和原油的粘度与流量之比上来看，原油应流于壳内，因其粘度与流量之比大于原油，在有折流挡板的壳程内流动时，流速和流向的不断改变，在低 Re 值（大于 100）即可达到湍流，以提高对流传热系数。柴油应走管内，因其流速较慢，相对来说其较易结垢，而管内清理较容易，故其应该走管内。2.5 换热器材质的选择换热器材质的选择 在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备化工原理课程设计 8 的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。（1）碳钢 价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为 10 号和 20 号碳钢。（2）不锈钢 奥氏体系不锈钢以 1Crl8Ni9Ti 为代表，它是标准的 18-8奥氏体不锈钢，有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。从经济，满足换热要求的情况上看，采用碳钢材质比较合理。2.6 换热管的选择换热管的选择 选用较小直径的管子，可以提高流体的对流传热系数，使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。大管径的管子用于粘度较大或易结垢的流体。我国管壳式换热器系列标准中仅有25mm2.5mm 及19mm2mm两种规格的管子。此课程设计中，换热管选25mm2.5mm 碳钢管。2.7 换热管的排列方法换热管的排列方法 因为原油走壳程，其粘度大，垢阻较大，比较容易结垢，故传热管采用正方形排列，因为正方形排列比较容易清洗管壁，将正方形错列排布，这样能提高对流传热系数。2.8 折流挡板折流挡板 安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的流速，使湍动程度加剧，以提高壳程对流传热系数。最常用的为圆缺型挡板，切去的弓形高度为外壳内径的 10%40%，一般取 20%25%，过高或过低都不利于传热，则挡板高度 a=(1 0.23)0.9=693。两 相邻挡板的距离h为外壳内径D的0.11倍。系列标准中采用的h值为：固定管板式的有 150，300 和 600mm 三种；浮头式的有 150，200，300，480 和 600mm 五种。板间距过小，不利于制造和检修，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。化工原理课程设计 9 2.9 换热器台数及管程换热器台数及管程 由于壳程隔板在制造，安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而是将几个换热器串连使用，以代替壳方多程。故须串联四个单课程换热器。每个换热器的换热面积为 4=251.72，为了提高管内流速应采用多管程，但不应过多，若过多，管内压降增加增加动力费用；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小。2.10 初选换热器规格初选换热器规格 据以上分析，按换热器系列标准中选定 G9002.5256.6 有关参数见下表 壳径/mm 900 管子尺寸/mm 25 2.5 公称压力/MPa 2.5 管长/m 6 公称面积/2 256.6 管子总数 554 管程数 4 管程流通面积/2 0.0435 管子排列方法 正方形斜转45 度 台数 4 台 挡板高度/mm 693 材质 碳钢 若选此型号换热器，则要求总传热系数为=()=4166666.67(4 256.6 25.08)=161.86(2)三三 传热过程工艺计算及校核传热过程工艺计算及校核 3.1 核算压力降核算压力降 3.1.1 管程压力降管程压力降 =(1+2)化工原理课程设计 10 其中=1.4，=4，=4；1=22 2=322 管程流通面积=0.04352 =60000(3600 710 0.0435)=0.54 =()=(0.02 0.54 710)0.0011=6966(过渡流)设管壁粗糙度=0.1mm，=0.005,由 Nikuradse 和 karmen 公式 1=2log10()+1.14 解得=0.03,且满足条件()0.005,则 1=22=0.03 60.02800 0.5422=931.662 P2=322=3 710 0.5422=310=(1+2)=(931.662+310)1.4 4 4=27825 3.1.2 壳程压降壳程压降 =(1+2)其 中=1.15，=4，1=F(+1)22,2=(3.5 2 )22;管子为正方形排列并斜转 45，故 F=0.4，=1.19=1.19 554=28 折流挡板间距 h=0.3m,折流挡板数=1=6 0.3 1=19,壳程流通面积=()=0.3 (0.9 28 0.025)=0.092,=1240003600 800 0.09=0.479 =0.025 0.479 8000.0045=2128 壳程流体的摩擦系数=5.00.228=5.0 21280.228=0.87 故 化工原理课程设计 11 1=F(+1)22=0.4 0.87 28 20 800 0.47922=17885 2=(3.5 2 )22=19 (3.5 2 0.30.9)800 0.47922=4940 则 =(1+2)=(17885+4940)1.15 4=104997.9 上述计算表明，管程和壳程压力降都能满足题设的要求。3.2 核算总传热系数核算总传热系数 3.2.1 管程对流传热系数管程对流传热系数=0.0270.813 式中，因为管内为热流体，因此=0.95。=6966（过渡流）=2500 0.00110.132=20.833 式中为过渡流下的校正系数 =(1 6000001.8)=0.927 故=0.027 0.1320.02 69660.8 20.83313 0.95 0.927=512.19(2)3.2.2 壳程对流传热系数壳程对流传热系数=0.36()()0.55()13()0.14 取换热器列管之中心距 t=32mm。则流体通过管间最大截面积为 A=hD(1)=0.3 0.9 (1 0.0250.032)=0.0592 化工原理课程设计 12 =124000800 3600 0.059=0.729 =4(224)=4(0.03224 0.0252)0.025=0.027=0.027 0.729 8000.0045=3499 13=()13=4.24 壳程中原油被加热，取()0.14=1.05 则=0.36 0.130.027(3499)0.55 4.24 1.05=686(2)3.2.3 污垢热阻污垢热阻 由课程设计任务书可得，管内外污垢热阻分别为=0.00042 =0.00062 3.2.4 管壁热阻管壁热阻 换热管的壁厚 b=0.0025m,经查阅资料可得钢的导热系数=45W/(m).=0.0025 2545 22.5=0.00006172/W 3.2.5 总传热系数总传热系数=11+=11686+0.0006+0.0000617+0.0004 2520+25512.19 20=197.63(2)化工原理课程设计 13 由前面计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为161.86(2)，在 规 定 的 流 动 条 件 下，计 算 出 的=189.94(2)，安全系数为 197.63 161.86161.86 100%=22.1%四四 设备计算设备计算 计算计算壳程壳程接口直径接口直径 假设原油进口速度=1.7 ;壳体进口内径：1=4 =4 1240003600 800 1.7=101.3mm 壳程出口接管内径1 1=101.3mm。4.2 计算管程接口直径计算管程接口直径 假设管程流体流速=1.6 ;管程接口内径：2=4=4 600003600 710 1.6=58.7mm 4.3 管板与壳体的连接管板与壳体的连接 管板兼做法兰，固定板与壳体采用不可拆焊式，管板与封头采用法兰连接。4.4 拉杆拉杆 1 拉杆直径与数目 本换热壳体内径为 900mm，换热管外径为 25mm，经查阅资料可得拉杆直径=16，拉杆数为 6 根。化工原理课程设计 14 2 拉杆的布置 拉杆应尽量均匀布置在管束的外缘上，原则上每块折流挡板上不得少于3 个紧固点。由此可计算出拉杆的长度。对大直径换热器，还需在靠近缺口处适当布置一定数量的拉杆，以防止折流挡板倾斜。4.5 封头设计封头设计 4.5.1 封头封头 本换热器采用椭圆封头两个，材料选用碳钢，壳体内径为 900mm，网上查阅资料可得，曲面高度1=225，直边高度2=40mm，内表面积 A=0.988m2，壁厚 S=12mm。4.5.2 管箱管箱 分程隔板 公称直径 DN=900mm，查阅资料可得碳素钢隔板的最低厚度为 10mm。深度为 300mm。法兰 公称直径 DN=900mm，法兰外径 1060mm，厚度 52mm。4.6 支座支座 对卧式换热器一般采用鞍式支座，鞍式支座的布局应满足以下原则：（1）当L 3m 时，支座距=(0.40.6)；（2）当L 3m 时，支座距=(0.50.7);；（3）应尽量使得 Lc与 Lc相近。4.7 管板厚度管板厚度 管板与换热管采用胀接连接时，管板的最小厚度按如下规定：a 用于易燃，易爆及有毒介质等严格场合时，管板的最小厚度硬不小于换热管外径；b 用于一般场合时，管板的最小厚度，应符合如下要求：do 25 时 0.75 化工原理课程设计 15 25 50 时 0.70 50 时 0.65 由上分析可得，隔板厚度=25。外径为 1060mm。五五 计算结果汇总一览表计算结果汇总一览表 参数 管程 壳程 操作条件 物料名称 柴油 原油 流量（Kg/h）60000 124000 操作温度（进/出口）210/100 100/155 物性参数 定性温度（）155 127.5 密度(Kg/m3)710 800 粘度（mPas）0.0045 0.0011 比热容（kJ/Kg）2500 2200 导热系数W/（m2）0.132 0.13 允许压降KPa 100 150 主要工艺性能参数 流速（m/s）0.54 0.729 对 流 传 热 系 数 W/（m2）512.19 686 污垢热阻（m2/W）0.0004 0.0006 阻力损失(Pa)27825 104997.9 热负荷（Kw）4166.67 传热面积（m2）1026.4 总传热系数W/（m2）197.63 安全系数（%）22.1 设备结构参换热器型式 固定管板式 材质 碳素钢 碳素钢 程数 4 4 管子规格 25 2.5 壳体内径 900mm 化工原理课程设计 16 数 管长 6000mm 折流挡板型式 上下 管心距 32mm 每台换热器折流挡板数 19 管子排列方式 斜正方形 折流挡板间距 300mm 每台换热器管子数目 554 六六 分析讨论分析讨论 6.1 错误分析错误分析 此换热器通过核算表明能够胜任任务书中所提的换热要求，在此次课程设计中遇到了较多的错误，错误过程主要有下；错误次数 原因分析 1 冷热流体流径选择错误。2 根据 K 经验值选取 K 过大。3 为提高管内流速，采用六管程，导致压降过大，不符合标准。4 为提高管外对流传热系数，采用多挡板，结果导致壳程压降过大，不符合要求。5 忽视了管壁热阻。6.2 设计结果设计结果分析分析及讨论及讨论 换热器的设计需要注意的是能较好的满足换热要求及经济效益。在换热器型号选择一节中，通过详细的比较，我们优先选择固定管板式，因为此型号换热器结构简单，坚固，制造较容易，处理能力大，适应性强，在高压，高温和大型装置中使用最为普遍。在满足换热要求的情况下，我们采用碳钢材质。强化传热过程对经济效益的影响很大，从传热速率方程Q=KS来看，增大传热速率 Q 有以下几个途径：1 增大传热面积 S 传热速率与传热面积成正比，传热面积增加可以使传热强化。需要注意的是，只有热交换器单位体积内传热面积增大，传热才能强化。这只有改进传热面结构才能做到。此换热器是根据传热面积来选取的，故不考虑如何增加其传热面积。化工原理课程设计 17 2 增大传热温度差tm 增大传热温度差是强化传热的方法之一。采用逆流操作，这时，可获得较大的传热温度差。3 传热总系数 K 此换热器强化传热主要的是增大 K 值，从其计算式=11+可以看出，要提高 K 值就要必须减小各项热阻，而且应该从热阻最大处着手。若内、外侧垢层为主要热阻时，应设法阻止或减小垢层的生成，或采取定期清洗等措施。若两侧的对流给热系数相差很大，应把重点放在提高较小的值方面。若两侧的给热系数都比较小时，则应设法使两个值同时提高。对于在传热过程中无相变化的流体，增大流速和改变流动条件都可以增加流体的湍动程度，从而提高对流给热系数。增加列管换热器的管程数和壳体中的挡板数，同时应考虑到对于流动阻力和清洗、检修等方面的影响。参考文献参考文献【1】夏清 贾绍义 主编化工原理（上），天津大学出版社，第二版，2005 年 1 月【2】董大勤 高炳军 董俊华 主编化工设备机械基础，化学工业出版社，第四版，2011.3【3】张洪流 张茂润 主编化工单元操作设备设计，华东理工大学出版社，2011.12【4】赵军 张有忱 段成红 主编化工设备机械基础，化学工业出版社，第二版，2014.1 化工原理课程设计 18 符号说明符号说明 英文字母 S：传热面积，t:管心距，mm b：管壁厚度，mm D:换热器壳内径，mm d:导热管外径，mm d:导热管内径，mm F：管子排列方法对压力降的修正字数，0.4 Fs：壳程压力降的结垢修正系数，1.15 F：结构校正因素（对252.5mm 的管子，1.4）2:流体通过折流板缺口的压力降，Pa fo：壳程流体摩擦因数 T1:热流体入口温度，h：折流板间距，mm T2：热流体出口温度，:串联的壳程数 1：冷流体入口温度，n：管束中心线上的管数 2：冷流体出口温度，L:管子长度，m n：总管数 :壳程压力降，Pa Pr：普朗特常量 1:流体横过管束的压力降，Pa：管程数 K：总传热系数，(W/)NB：折流板数 Q：热负荷，J P，R：校正系数的辅助量：管程压力降，Pa:壳程当量直径，m Cp:比热容，J/kg Rs：污垢热阻，(/W)1:流体流过直管由摩擦引起的压力 Pa 2：流体经回弯管由摩擦引起的压降，Pa Re:雷诺数:传热平均温度差，：管程流体的流速，m/s ：按壳程流通截面积 Ao 计算的流速，m/s 希腊字母 ：管外传热膜系数，(W/)：管内传热膜系数，(W/)：流体粘度，PaS：密度，kg/m:管壁导热率，W/m