宫面-1856
化工原理课程设计
齐齐哈尔大学
Qiqihar
University
化工原理课程设计
——回流液冷却器
说明书
学
院
：
机电工程工程学院
专
业
：
过程装备与控制工程
班
级
：
过控
123
班
姓
名
：
学
号
：
指导教师
：
张伟光
设计日期<
/p>
：
2014
年
8
月
25
日至
2
014
年
9
月
7
日
I
化工原理课程设计
化工原理课程设计任务书
一、
设计题目
回流液冷却器的设计
二、设计任务及操作条件
1
、
设计任务
①处理能力（回流液流量）
76.8
m
3
／
h
②设备型式
列管式换热器
2
、
操作条件
①回流液
入口温度
< br>194.0
℃
,
出口温度
101.8
℃
②冷却介质
原油入口温度
53.7
℃
,
出口温度<
/p>
122.1
℃
③管程、壳程的压强降
不大于
1.3MPa
④换热器的热损失
忽略
三、设计已知条件
1
、定性温度下两流体的物性参数
（
1
）回流液
定性温度
t
m
=147.9
℃
密度
ρ<
/p>
h
=701kg/m
3
< br>；
比热容
C
< br>ph
=2.89kJ/(kg.
℃
)
导热系数
λ
h
=0.151W/(m<
/p>
℃
)
粘度
μ
h
=0.5
09mPa.s
(2)
原油
定性温度
t
m
=8
7.9
℃
密度<
/p>
ρ
c
=798kg/m
< br>3
比热容
C
pc
=2.20kJ/(kg.
℃
)
导热系数
λ
c
=0
.131W/(m
℃
)
粘度
μ
c<
/p>
=6.27mPa.s
2
、管内外两侧污垢热阻分别是
R
si
=4
.0×
10
-4
(
m
2
℃
)/W
R
so
=2
.0×
10
-4
(m
2
℃
)/W
3
、回流液在管程
< br>4
、管壁导热系数
λ
w
=45 W/( m
℃
)
四、设计内容
1
、设计方案的选择及流程说明
2
、工艺计算
3
、主要设备工艺尺寸设计
（
1
）冷却器结构尺寸的确定
（
2
）传热
面积、两侧流体压降校核
（
3
）接管尺寸的确定
4
、辅助设备选型与计算
5
、设计结果汇总
< br>6
、换热器装配图
(1
号图纸<
/p>
)
7
、设计评述
8
、参考资料
II
化工原理课程设计
摘要
本设计内容是处理量为
76.8 m
3
／
h
的回流液冷却器，采用列管式换热
器。冷却介质为原油。
设计基本完成了换热器的工艺计算，<
/p>
包括回流液的基础物性数据，
换热器面积估算，
< br>换热器
工艺结构尺寸的计算，并分别进行了核算。最终绘制了换热器装配图。
关键词
：回流液；列管式换热器；
III
化工原理课程设计
Abstract
This
design content is the capacity for
76.8m
3
／
h Backflow
liquid cooler design, the design uses
the Handling hypoxia heat exchanger.
Cooling medium for crude oil.
The
design
is
completed
the
heat
exchanger
technical,
including
liquid
based
physical
property
data,
heat
exchanger
area
estimated,
heat
exchanger
process
structure
size
calculation,
and
respectively accounting. The assembly
drawing heat exchanger
Key
Words:
liquid; Handling hypoxia heat
exchanger
IV
化工原理课程设计
目录
课程设计任务书
????????????????????????Ⅰ
摘要
????????????????????????Ⅱ
Abstract
????????????????????????Ⅲ
目录
????????????????????????Ⅳ
一
前言
1.1
换热器及换热器分类
???
?????????????
????????
.1
1.2
列管式换热器分类
???
?
????????????????????
1
二
设计方案简介
????????????????????????
2
三
确定物性数据
????????????????????????
3
四
工艺计算及主要设计
4.1
选择换热器的类型
????????????????????????
4
4.2
流程安排
????????????????????????
4
4.3
估算传热面积
????????????????????????
4
4.4
换热器的核算
????????????????????????
5
五
.
换热器主要结构尺寸和计算结果表
????????????????????
12
六、设备参数计算
6.1
壳体
????????????????????????
13
6.2
管板
????????????????????????
13
6.3
拉杆
????????????????????????
14
6.4
分程隔板
????????????????????????
14
6.5
折流板
????????????????????????
14
6.6
封头及管箱
????????????????????????
14
6.7
接管及其法兰
????????????????????????
15
6.8
排气、排液管
????????????????????????
15
6.9
浮头
????????????????????????
16
6.10
支座设计
????????????????????????
16
七
设计计算结果汇总表
????????????????????????
18
八
设计总结
????????????????????????
19
九
主要符号说明
????????????????????????
20
十
参考文献
????????????????????????
21
十一
附录
????????????????????????
22
V
化工原理课程设计
一、前言
1.1
换热器及换热器的分类
在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，
简称换热器。
它是将热流体的部分
热量传递给冷流体的设备，既可是一个单独的设
备，如加热器、冷凝器的凝汽器；
也可以是
某一工艺设备的组成
部分，如氨合成塔内的热交换器。
换热器按用途不同可分为加
热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器
等。按传热方式的不同可分为
：
混合式、
蓄热式和间壁式。按传热面的形状和结构特点可分<
/p>
为管壳式（列管式）换热器、板面式换热器和扩展面式换热器。
1.2
列管式换热器的分类
列管式换热器种类很多，目前广泛使用的是按其温差补偿来分，主要有以下几种：
（
1
）
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，
< br>并在其上连接有顶盖，
顶盖和壳体装有流体进出口
接管。
通常在管外装置一系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，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，以致毁坏换热器。
（
2
）
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相接，
以使管子受热或冷
却时可以自由伸缩，但在这块管板上裂解一个顶盖，称之为“浮头”
，所以这种换热器叫做
浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洁；管束的
膨胀不变壳体约束，因而当两
种换热器介质温差大时，
不会因管
束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。
其缺点为结
构复杂
，造价高。
（
3
）
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。
但壳程内
介质有外漏可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒
的介质。
（
4
）
U
型管式换热器
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。
VI
化工原理课程设计
二、设计方案简介
1
、选择换热器类型：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相
接，
以使管子受热或冷
却时可以自由伸缩，但在这块管板上裂解
一个顶盖，称之为“浮头”
，所以这种换热器叫做
浮头式换热器
。其优点是：管束可以拉出，以便清洁；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两
种换热器介
质温差大时，
不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。
其缺点为结
构复杂，造价高。由此课程设计是两介质温差较大，所以选择浮头式换热
器。
2
、计算并初选设备规格
2.1
根据设计的任务书及要求所给数据，计算热负荷
2.2
计算平均温差
,
并根据温差校正系数不小于
0.8
的原则决定壳
程
;
2.3
确定总传热系数
K
选
;
2.4
计算传热面积
S,
按系列标准选择设备标准<
/p>
;
3
、核算总传热系数
计算管、壳程对流传热系数
a
i
与
a
o
，确定污垢热阻
R
si
与
R
so
，再计算总传热系数
K
，
并
比较
K
与
K
选
，若（
K-K
选
）
/K
选
100%
的范围在
10%~25%
之间
,
则初选设备合格
,
< br>否则另选
K
选
值
,
重复以上步骤
.
4
、计算管、壳程压强降
计算初选设备的管、
壳程压强降，如超过工艺允许范围，
< br>则需要调整流速，
在确定管程
数语折板间距，或选另一规
格的换热器，直至满足要求。
5
、根
据所选设备规格及工艺要求，确定辅助零部件及尺寸。
*
VII
化工原理课程设计
三、确定物性数据
定性温度
壳程原油的定性温度为：
T
m
=
（
T
1
+T
2
）
/2=147.9
℃
壳程回流液的定性温度为：
t
m
=
（
t<
/p>
1
+t
2
）
/2=87.9
℃
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性参数。
壳程原油的物性数据如下：
密度
ρ
=798kg/m
3
c
比热容
C
pc
=2.20KJ/(kg.
℃
)
导热系数
λ
c
=0.131w/m
·℃
黏度
u
10<
/p>
-3
c
=6.27
×
pa
·
s
管程回流液的物性参数如下
:
密度
ρ
=701kg/m
3
h
热容
C
ph
=2.89KJ/kg
导热系数
λ
h
=0.151w/m
·℃
黏度
u
-3<
/p>
h
=0.509
×
10
pa
·
s
VIII
化工原理课程设计
四、工艺计算及主要设计
4.1
选择换热器的类型
设计要求为操作压力在
1.3Mpa
下，属较大压
力，又因为管壁，壳壁的温差相差较大，所以
初步选用浮头式换热器。
< br>
4.2
流程安排
原油走壳程。回流液走管程。
4.3
估算传热面积
4.3.1
热负荷
Q=W
h
C
ph
（
T
1
-T
2
）
3
=76.8
×
701/3600
×
2.89
×
10
×
（
194.0-101.8
）
6
=3.985
×
10
J/s
4.3.2
冷却剂质量流量
W
c
Q=W
c
C
ph
（
t
1
-t
2
）<
/p>
=W
c
×
2.2
0
×
10
×（
122.1-53.7
）
=3.985
×
10
J/s
3
6
解得
W
c
=26.48k
g/s
4.3.3
平均传热温差
先按单壳程、多管程计算纯逆流两流体的对数平均温度
t
m
=
?
t
1
-
?
t
2
?
t
ln
1
?
t
2
=
(
1
94.0
-
122.1)
-
(101.8
-
53.7)
194.0
-
122.1
ln
101.8
-
53
.7
=59.2
℃
4.3.4
平均传热温差校正
R=
T
1
-
T
2
194
.
0
-
101
.8
=1.35
=
122
.1
-
53
.7
t
2
-
t
1
IX
化工原理课程设计
P=
t
2
-
t
< br>1
1
22.1
-
53.7
=0.49
=
T
1
-
t
1
194.0
-
53.7
<0.8,
不符合一般原则
.
△
t
=0.925>0.8
符合原则
.
△
t
查
<
化工原理
>(
天大出版
)
图
4-19a
得校正系数
:
?<
/p>
查
<
化工原理
>
(
天大出版
)
图
4-19b
得校正系数
:
?
则平均传热温差
:
△
t
m
=
?
△<
/p>
t
△
t
m
逆
= 0.925
×
59.2
=54.76
℃
根据平均传热温差校正系数大于
0.8,
同时壳程流体流量
适合
,
需取双壳程或两台换热器串
联操
作合适
.
4.3.5
传热面积
假设
K
选
=300w/m
·℃
,
则估算面积为
:
A=
2
Q
K
?
t
m
3
.9
85
×
10
6
=
<
/p>
300
×
54
.
7
6
=242.57 m
2
4.3.6
换热器的规格
T
m
-t
m
=147.9-87.9=60>50
需考虑热补偿
,
先选择两台单程的浮头式列管换热器
,
型号为
F
A
—
600--1.5
—
130--
6<
/p>
--4
?
9
600
16
130
4
300
25
管子尺寸（
mm
）
管长
L
< br>（
m
）
管子总数
N
T
管子排列方式
折流板数
N
B
壳程
Ns
19
×
2
6
368
正三角
19
1
根据上面的初算，查化工原
理的附录得出固定挡板式换热器规格参数如下表：
壳径
D
（
mm
）
工程压强（
at
）<
/p>
工程面积（
m
）
管程数
Np
折流板间距
B
（
mm
）
管心距
t (mm)
2
4.4
换热器的核算
4.4.1
传热能力核算
4.4.1.1
壳程流体传热膜系数
α
0
=0.
36
λ
c
d
e
Re
0
.
55
0
Pr
(
1<
/p>
3
0
μ
c
0
.
14
)
μ
w
对于正三角形排列，当量直径
X
化工原理课程设计
4
[
de=
3
?
×
t
2
d
]
2
4
0
?
d
0
=
4
×
(
0
.
866
×
0
.
025
2
0
.
785
×
0
.
019
2
)
3
.
15
×
0
.
019
=0.0173 m
壳程流通截面积：
A
d
0
0
=BD(1-
t
)
=
0.3
×
0.6
×
(1-
0
.
019
0
.
025
)
=0.0432m
2
壳程流通流速：
u
V
0
0
=
A
0
=
26
.
48
798
×
0
.
0432
=0.768m/s
；
壳程流体雷诺准数：
Re
0
=
d
eu
0
?
c
?
c
=
0
.
0173
?
0<
/p>
.
769
?
79
8
6
.
27
?
10
?
3
=1693.2
普兰特数：
Pr
c
0
=
C
pc
?
?
c
2
.
20
?<
/p>
10
3
?
6
.
27
?
10
?
3
=
0
.
131
=105.3
所以
XI
化工原理课程设计
1
0
.
131
α
.
36
×
0
.
0173
×
1691
.
0
0<
/p>
.
55
0
=
0
×
105
.
3
3
×
0
.
95
=72
9.24w/(m
2
·℃
)
4.4.1.2
管程传热膜系数
α
λ
i
.
8
.
3
i
=
0
.
023
d
Re
0
Pr
0
i
i
管程流通截面积：
A
π
i
=
2
N
T
4
d
i
N
p
=
0
.
785
×
0
.
015
2
×
368
4
=0.0162m
2
管程流体流速：
u
V
i
=
A
i
=
76
.
8
0
.
0162
×
3600
=1.317m/s
雷诺准数：
Re
d
i
μ
i
ρ
h
i
=
μ<
/p>
h
=
0
.
015
×
1
.
317
×
701<
/p>
0
.
509
×<
/p>
10
3
;
=
2
.
72
×
10
4
普兰特数：
Pr
i
=
c
ph
×
μ
h
λ
h
XII
化工原理课程设计
2
.
89
×
10
3
×
0
.
509
×
10
3
< br>=
0
.
151
=9.74
以上数据
Re<
/p>
i
=
2
.
72
×
10
4
10000
为湍流；
Pr
i
=9.74
在
0.6~160
范围内；
μ
2
=
0
.
509
×
10
3<
/p>
pa
s
;
l
=
6
/
0
.
015
=
400
50
;
d
i
所以管内传热膜系数：
α
i
=
0
.
023
λ
i
d
i
Re
0
.
8
Pr
0
.
3
0
.
151
×
(
2
.
< br>72
×
10
4
< br>)
0
.
8
×
9
.
74
0
.
3
0<
/p>
.
015
2
=<
/p>
0
.
023
×<
/p>
.
47
W
/
m
=
1617
℃
4.4.2
流体阻力
5.4.2.1
管程流动阻力核算
Δ
p
i
=
(
Δ
p
i
+
Δ
p
r
)
N
s
N
< br>p
F
t
式中：
Δ
P
i
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
单程直管阻力
Pa
;<
/p>
Δ
P
r
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
局部阻力
Pa
;
N
s
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
壳程数取
1
；
N
p
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-.
壳程数取
4
；
F
1
-------
-----------------
管程结垢校正系数；
<
/p>
Δ
P
1
----
-------------------
管程总压力降
Pa<
/p>
；
l
u
1
2
ρ
Δ
p
1
=
λ
1
d
1
2
由
Re=2.72
×
10
4
，取传热管相对粗糙度
图得
λ
1
=0
.036
；
ε
=0.1/15=0.00667
，查上册教材
P
54
-1-27
莫狄
d
XIII