化工原理设计原油换热器.doc

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1、化工原理课程设计题目:原油加热器一一固定式换热器指导教师：李先生院士职 称:国家特级院士班级:高分子材料与工程系学号:学生姓名：目录一.绪论3二、 设 计 条 件 及 主 要 物 性 参 数 41、设计条件2 、 定 性 温 度 的 确疋 4三.确疋设计方案 51、选择 换 热 器 的 类型 52、流程安排 5四 估算传热面积5差 53、传热面工程结构1、管径和管内流速 62、管程数和传热管数 63、平均传热温差校正及壳数 4、传热管的排列和分程方六换热器核1、壳程传热系数82、管程传热系数83、污垢热阻和管壁热阻4、总传热系数K105、传热面积裕度107、管程流动阻力 118、壳程流动阻力

2、11七、设计计算结果汇总 12一、绪论1. 加热器简介1.1. 固定管板式固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在 外壳的适当位置上焊上一个补偿圈（或膨胀节） 。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿 圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。 特点：结构简单，造价低 廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。1.2. U 形管式U 形管式换热器每根管子均弯成 U 形，流体进、出口分别安装在同一端的两侧， 封头内用隔板分成两室，每根管子可自由伸缩，来解决热补偿问题。 特点：结构简 单，质量轻，适用于高温和高压的场合。管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易

3、 结垢的物料。1.3. 浮头式 换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。管子受热时，管束连同 浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。 特点：结构复杂、造价高，便于 清洗和检修，完全消除温差应力，应用普遍。本实验采用的是浮头式加热器，包括输油管，输油管上套有密闭的外壳，外壳的 一段管道上设有加热体，该加热体用固定卡固定在外壳表面上，所述外壳的外表面上 包覆有保温层。本实用新型具有传热速度快、均温性好的特点，避免了在输送过程中 热损失大而导致油品凝固难以输送的问题。2. 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础知识完成某项单元 操作设备设计的实践操作能力。 设计的

4、设备必学在技术上是可行的， 经济上是合理的，操作上是安全的，环境上是友好的、设计条件及主要物性参数2.1设计条件由设计任务书可得设计条件如下表:体积流量进口温度出口温度设计压力类型（标准t/h）C)(C)(Kpa)柴油3417580原油337011080项目密度p比热Cp导热系数黏度卩(kg/m3)(kJ/kg?C)(W/rr?C)(Pa?s)柴油7152.480.1330.64 10 3原油8152.20.1286.65 10 322定性温度的确定Wc:原油流量（kg/h） Wh:柴油流量（kg/h） C pc：原油比热容Cph： 柴油比热容 t 1，t 2： 原油的出、进口温度T1、T2:

5、 柴油的进、出口温度根据夏清陈常贵化工原理(上)P225,公式(4-33),热流量为Qc = W Q(ti 12)=33 000X 2.2 X( 110- 70) /3.6=806667 W柴油出口温度： Qh = Qc = Wh Cph (T1T2)806667=34000X2.48X(175T2) /3.6T 2=140.5 C可取流体进出口温度的平均值。管程柴油的定性温度T= (175+140.5) / 2=157.5 C壳程原油的定性温度为t=(70+110) / 2=90C三、确定设计方案3.1 选择换热器的类型由设计任务选择固定管板式换热器。3.2 流程安排柴油温度高，走管程可减少

6、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，有利于提高其传热膜系数。四、估算传热面积4.1热流量4.2平均传热温差根据化工原理课程设计P47,公式（3-9）t = （t2）（T2 tj =（175 110） （140.5 70） =67 8 r m 2 24.3传热面积根据夏清 陈常贵 化工原理（上）P356表，初步设定K=160/V-m-2C-1根据化工原理课程设计P47,公式（3-5）五工程结构尺寸5.1管径和管内流速选用 25x 2.5mm的传热管（碳钢管）。5.2管程数和传热管数根据估算的传热面积，然后查 JB1145-73得:公称直径D(mrh管程数管数管 长(mrh管

7、程流通面积(m2 )500216860000.0264m2传热面积A=77.9外径D=500mm管程N=2单程传热管数n=168管程流通面积Si =0.0264 m2该换热器型号为G500II -2.5-805.3平均传热温差校正及壳程数根据化工原理课程设计P47,公式(3-12)平均传热温差校正系数R=1ZL上匹=0.86t2ti11070 t2 t,110 70P 21 0.381T1 t1175 70根据夏清陈常贵化工原理（上）P231,公式（4-46）平均传热差校正为 tm= t Xt m =67.8 X 0.95=64.4 ( C )由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流

8、量较大，故取单壳程合适5.4传热管的排列和分程方法采用正三角形排列法，则管间距t=32mm5.5折流板采用弓形折流板,取折流板间距B=400 mm折流板数Nb=传热管长折流板间距-1=6000 -1=14 块折流板圆缺面水平装配。5.6接管（1）壳程流体进出口接管取接管内液体流速u1=1.0m/s.4v 4 33000/（3600 815）=n9.2mmUi .3.14 1圆整后取管内直径为120mm.（2）管程流体进出口接管取接管内液体流速u2=1.5m/s,圆整后取管内直径为130mm六换热器核算6.1总传热系数核算6.1.1壳程传热系数根据夏清 陈常贵化工原理（上）P253,公式94-7

9、7a） 得0 = 0.36“Re055 Pr1/3（）0.14d eUw其中： 粘度校正为（“）0.14=0.92卩w 当量直径，管子为正方形旋转45形排列时，根据化工原理（上）P253,公式（4-78 ）得4（t2_d2。）432 10 3 2314 0.025 23.14 0.025de=4=4=0.027do壳程流通截面积，根据化工原理（上）P253,公式（4-80）,得Ao = BD（1 - do ）=0.400 X 0. 500X t（1 - 0025）= 0.044m20.032式中 B 两挡板间距离，m换热器间的外壳内径，m壳程原油的流速及其雷诺数分别为u=空=33000/（36

10、00 815） = 026 m/s A。0.044r# pd = 8150.260.027= 8606.65 10 3普朗特准数（ 传热传质过程设备设计P26,公式1-43）33Pr二 CP = 22 106.65 10 =114.30.128因此，壳程水的传热膜系数0 = 0.36“ Re0.55Pr1/3（h）0.14d eUw= 0.36 吐80.0271860055 114.33 0.92 =3O8W/（n2C）6.1.2管程传热系数根据夏清陈常贵化工原理（上）P248，公式（4-70a ）得=0.023Re0.8Pr0行其中:管程流通截面积S i =0.0264卅管程柴油的流速及其雷

11、诺数分别为ui =百=34000/(3600 715) = 0.5 m/sSi0.0264Re=PiUidi0.02 0.5 715=111720.64 10 普兰特准数Cpi i3=2.48 1030.64 10=11.930.133因此，管程空气的传热膜系数i为0 1330.023 X1117208 X 11.930.4 X - =714W/(m-T)0.026.1.3污垢热阻和管壁热阻查阅夏清 陈常贵 化工原理（上）P354,附录表20,得原油侧的热阻Ro= 0.00034m2 W-12柴油侧的热阻RSi = 0.00034m CW查阅化工原理（上）P354,附录表13,得碳钢的导热系数

12、入=50w*m 16.1.4总传热系数K因此，查夏清 陈常贵化工原理（上）P227,公式（4-40）丄二丄+血+空+AK a。dm di aid.10.0025 0.0250.025=+ 0.00034 + 0.00034 -30850 0.02250.020+0.025714 0.02解得：2K = 172W/ （mC）管壁的厚度 d0:管的外径 dm:管的平均直径 di:管的内径6.1.5传热面积裕度根据化工原理课程设计P47,公式（3-5）S = Q/（ Ki = 806667 = 69.2m2172 67.8该换热器的实际传热面积 SSp= doINT =3.14 X 0.025 X6

13、X 168=79.1m依化工单元过程及设备课程设计P76,公式3-36该换热器的面积裕度为H SpS 100%=79=14.3%传热面积裕度合适。该换热器能够完成生产任务。6.2换热器内流体的流动阻力（压降）6.2.1管程流动阻力由&=11172,传热管相对粗超度为0.01 mm，内径 di 20mm流速 u=0.5m/s.相对粗糙度d0010.000520查夏清陈常贵化工原理（上）P54莫狄图得i 0.0346Pi 0.0340.02715 0.522912 (pa)2 2Pru c 715 0.53268 (pa)2 2总压降：刀Ap i=(Ap 1+Ap2)Ft N Np=( 912+2

14、68)X 1.4X 1X 2=3.3KPa 80KPa (符合设计要求)其中，Ft为结垢校正系数，取1.4 ;NS为串联壳程数，取1; NP为管程数，取2。622壳程流动阻力：根据化工原理（上）P284,公式（4-124 ）、（ 4-125）得流体横过管束的压降：其中：F=0.40 228fo=5.0 X 860-.=1.07NB=14 u=0.26m/s p1=0.4 X 1.07 X 16X(14+1) X (815 X 0. 262)/2 = 2823Pa P2 = NB (3.5 -空)D2 ou o2=14 X( 3.5 2 0.400 ) X (815 X 0. 262)/2 =

15、733 Pa0.500总压降：刀Ap o =( p1+A p2) Fs Ns=(2823+ 733)X 1.1 X1=3.91Kpa 80Kpa其中，Fs为壳程压强降的校正系数，对于液体取1.1 ;Ns为串联的壳程数，取1设计计算结果汇总表换热器的工艺计算及结构设计的主要结果和主要尺寸汇总于下表质量流量/(kg/h)3400033000进/出口温度/r175/140.5110/70操作压力/kPa物性参数定性温度/r1513.91密度 /(kg/m )715815定压比热熔/kJ/(kg K)2.482.2粘度/(Pa s)0.64 X 10-36.5 X10-3热导率 /W/(m K)0.1330.128工主要计算结果流速/(m/s)0.50.26污垢热阻/m2 K/W0.000340.00034阻力(压降)/kPa3.30.3对流传热系数2/W/(m K)714308总传热系数2/W/(m K)172平均传热温差/r64.4热流量/kW806.667传热面积裕度/%14.3