煤油列管换热器

2二、列管式换热器设计任务书（一）、设计题目：列管式换热器设计（二）、设计任务及操作条件1、设计任务处理能力：20万吨/年设备型式：列管式2、操作条件（1）煤油：入口温度140℃出口温度40℃（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0.1MPa（4）煤油定性温度下的物性数据CmWCkgkJcsPamkgocopccc/14.0/22.21005.7/82543（5）每年按330天计算，每天24小时连续运行。（三）、设计内容1、概述2、设计方案的选择3、确定物理性质数据4、设计计算（1）计算总传热系数（2）计算传热面积5、主要设备工艺尺寸设计（1）管径尺寸和管内流速的确定（2）传热面积、管程数、管数和壳程数的确定（3）接管尺寸的确定6、设计结果汇总37、工艺流程图及换热器工艺条件图8、设计评述（四）、图纸要求A3图纸三、概述3.1换热器概述[1]热器（英语翻译：heatexchanger），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。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、4冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。3.2.列管式换热器概述[1]列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构。其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔板，便成二管程；在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程；如此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积，而使传热面积减小。列管换热器（又名列管式冷凝器），按材质分为碳钢列管换热器，不锈钢列管换热器和碳钢与不锈钢混合列管换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、U型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程。四、工艺设计及主要设备设计4.1确定设计方案4.1.1选择换热器的类型[4]在本次设计任务中，两流体温度变化情况：热流体（煤油）进口温度140℃，出口温度40℃；冷流体(循环水)进口温度20℃，出口温度40℃。该换热器用循环水冷却介质，受环境影响，进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，且管束与管壳之间的温差较大会产生不同热膨胀，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。4.1.2流程安排5在固定管板式式换热器中，对于流体流径的选择一般可以考虑以下几点：(1)不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。(2)腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。(3)压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。(4)饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。(5)被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。(6)需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。(7)粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。从两物流的操作压力看，应使煤油走管程，冷却水走壳程。但由于冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使自来水走管程，煤油走壳程。4.2确定物理性质数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。壳程流体煤油的定性温度为90240140T管程流体水的定性温度为3024020T[3]根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。煤油在90℃的有关物性数据如下：物性密度ρo（kg/m3）比热容Cpo(kJ/(kg·0C))粘度μo(Pa·s)导热系数λo(W/(m2·0C))煤油8252.220.0007050.14水在30℃的有关物性数据如下：6物性密度ρi（kg/m3）比热容Cpi(kJ/(kg·0C))粘度μi(Pa·s)导热系数λi(W/(m2·0C))水995.74.1740.00080070.61764.3估算传热面积4.3.1计算热负荷和冷却水流量煤油流量s/7.01kg3600243301020W7hkW2.155640140360022.201.7)T-(TCWQ21phh）（冷却水流量skgttCQpcc/6.18)2040(174.42.1556)(W124.3.2计算两流体的平均传热温差按单壳程多管程进行计算，对逆流传热温度差进行校正根据《化工原理[1]（上）》P213，公式（4-45）得逆流传热温差为C7.49204040140ln)2040()40140ttlnttto1212m（而5204040140t-tT-TR1221167.0201402040tTttP1112所以修正后的传热温度差为C.943.749883.0ttomtm4.3.3估算传热面积由《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7290-698w/(m2.oC)，初步设定K=556.3w/(m2.oC)。根据《化工原理（上）》P235，公式（4-44a）估算的传热面积为2mm7.639.433.5561556200tKQA4.4主体构件的工艺结构尺寸4.4.1管径和管内流速选用Φ25×2.5的传热管（碳钢管），管内径di=0.025-0.0025×2=0.02，取管内流速ui=1.2m/s4.4.2管程数和传热管数根据《化工原理课程设计[7]》P62，公式3-9可依据传热内径和流速确定单程传热管数根506.492.102.0785.07.995/6.18ud4Vn2i2is按单管程计算，所需的传热管长度为m2.1650025.014.37.63ndALs0按单管程设计，传热管过长，现取传热管长l=6，则该换热器管程数为（管程）462.16LNpl热管总根数N=50×4=200(根）4.4.3传热管的排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。其中，每程内的正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。由《化工过程及设备课程设计》图3-13取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.25≈32(mm)。由《化工原理[2]（上）》P282，公式（4-119），得横过管束中心线的管数为8（根）162001.1N1.1nc由《化工单元过程及设备课程设计》P67页，公式（3-16），隔板中心到离其最近一排中心距离22mm632/26t/2S，取各程相邻管的管心距为44mm。其前后箱中隔板设置和介质的流通顺序按《化工过程及设备课程设计》图3-14选取。4.4.4壳体内径采用多管程结构，取管板利用率η=0.7，由《流体力学与传热》P206，公式4-115，得壳体内径为mm9.5677.0/2003205.1/Nt05.1D圆整可取D=600mm。4.4.5折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为150mm6000.25D25.0h取折流板间距B=0.4D，则B=0.4×600=240mm取板间距B=300mm折流板数块折流板间距传热管长19130060001NB4.4.6接管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d=uV4=114.3825/01.74=0.1040m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d=uV4=5.114.37.995/6.184=0.126m9经圆整采用Φ140mm×7mm热轧无缝钢管(GB8163-87),取标准管径为140mm.4.5换热器主要传热参数核算4.5.1热流量核算4.5.1.1壳程对流传热系数可采用克恩公式，由《化工原理[3]（上）》P253，公式（4-77a）得14.0w3/1r55.0eoe00PRd36.0其中：取114.0w当量直径de，由于是正三角形排列，由《化工原理（上）》P253，公式（4-79）得0202edd4t234dm020.0025.014.3025.04032.023422壳程流通截面积A0，由《化工原理（上）》P253，公式（4-80），得200m01969.0032.0025.016.015.0td1hDA壳程流体流速及其雷诺系数分别为s/m432.001969.0825/01.7AVu000106.10110000705.0825432.0020.0udR0eeo普兰特准数179.1114.00000705.022.2CPrp粘度校正4.8981179.116.10110020.014.036.03/155.00）（Cm/Wo24.5.1.2管程对流传热系数由《化工原理（上）》P248，公式（4-70a），水在管程中是被加热，所以公式中的n=0.4，得4.08.0eiiiPrRd023.0其中：管程流通截面积222iim0157.0420040.023.144N4dA管程流体流速以及其雷诺数分别为s/m2.10157.07.995/6.18ui386930006176.07.9952.102.0udReiii普朗特准数41.56176.00008007.0174.4CPrp11故管程对流换热系数1.652841.5386930.026176.0023.04.08.0i）（Cm/Wo24.5.1.3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R0=0.000172m2oC/w循环水侧的热阻Ri=0.000344m2oC/w钢的导热系数为λ=454.5.1.4传热系数K根据《化工原理[2]（上）》P227，公式（4-41）0som0i0siii01RdbdddRddK14.8981000172.00225.045025.00025.002.0025.0000344.002.01.6528025.0解得K=509.9W/(m2.OC)传热面积2mm5.699.439.5091556200tKQS所选用的换热器的实际传热面积7.86)16200(6025.014.3SPdlNm24.5.1.5传热面积裕度根据《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12%19100%86.769.5-86.7100%SSSHPp处于要求的15%~20%的范围内，该换热器符合实际生产要求4.5.2壁温