重油冷却器的设计

重油冷却器的设计课程名称：化工原理课程设计题目：重油冷却器的设计系部：专业：学生姓名：班级：学号：指导教师：设计完成时间：化工原理课程设计任务书一、设计题目：重油冷却器的设计二、设计任务及操作条件1、处理能力：1.8×104t/a重油2、设备型式：标准列管式换热器3、操作条件（1）釜残油：重油，入口温度102℃，出口温度40℃。

（2）冷却介质：井水，入口温度19℃，出口温度30℃。

（3）换热器管程和壳程压强降：不大于100kPa。

（4）重油在平均温度下的物性数据：ρ=986kg/m3μ=2.9×10-3Pa.sc p=1.99kJ/(kg·℃)λ=0.136W/(m·℃)（5）每年按330天计，每天24小时连续运行。

4、建厂地址：地区三、设计计算容：1、传热面积、换热管根数；2、确定管束的排列方式、程数、折流板的规格和数量等；3、壳体的径；4、冷、热流体进、出口管径；5、核算总传热系数；6、管壳程流体阻力校核。

四、设计成果：设计说明书一份。

五、设计时间一周。

六、设计进程：指导教师布置实践题目0.5天设计方案确定0.5天工艺计算 2.0天绘图0.5天编写实践说明书 1.0天答辩0.5天目录化工原理课程设计任务书 (I)1 概述 (1)2 换热器的工艺计算 (3)2.1基础物性数据 (3)2.2换热器面积的估算 (3)2.2.1 热负荷计算 (3)2.2.2 平均传热温差及其校正 (3)2.2.3传热面积 (4)2.3换热器工艺尺寸的计算 (4)2.3.1壳程流通截面积、流速及雷诺数的计算 (4)2.3.2折流板的选择 (5)2.3.3接管 (5)3 换热器核算 (6)3.1传热能力的核算 (6)3.1.1管程的对流传热系数 (6)3.1.2壳程的对流传热系数 (6)3.1.3污垢热阻和管壁热阻 (6)3.1.4总传热系数 (7)3.2传热面积核算 (7)3.3换热器流体阻力计算 (7)3.3.1 管程流体阻力计算 (7)3.3.2 壳程流体阻力计算 (8)设计结果汇总 (9)设计评述 (10)参考文献 (11)附录 (12)1 概述在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器,简称为换热器。

在换热器中至少要有两种温度不同的流体,一种流体温度较高,放出热量;另一种流体则温度较低,吸收热量。

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。

列管式换热器有以下几种：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。

1-折流挡板；2-管束；3-壳体；4-封头；5-接管；6-管板图1-1固定管板式换热器特点：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。

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，封头用隔板分成两室，每根管子可自由伸缩，来解决热补偿问题。

图1-2 U形管式换热器特点：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结垢的物料。

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。

图1-3 浮头式换热器特点：结构复杂、造价高，便于清洗和检修，消除温差应力，应用普遍。

2 换热器的工艺计算2.1基础物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。

壳程重油的定性温度+T==）（C︒712/40102管程井水的定性温度T=+=）（C︒3019245.2/根据定性温度，分别查取管程和壳程流体的有关物性数据。

物性参数表2.2换热器面积的估算 2.2.1 热负荷计算重油的质量流量：h /kg 22722433010108.1m 340=⨯⨯⨯=热流量：W 10184.2kJ/h 108.2)40102(99.12272)(m Q 5521200⨯=⨯=-⨯⨯=-=T T c p 2.2.2 平均传热温差及其校正102T 1=℃ 40T 2=℃ 19t 1=℃ 30t 2=℃39.41194030102ln )1940()30102(ln t 2121=-----=∆∆∆-∆=∆t t t t m ℃ 6.5193040102t -t T -T R 2121=--==13.0191021930t T t -t P 2121=--=-= 查图求得温差修正系数φ93.0t =∆， 所以m m 't t ∆=∆φ49.3893.093.41t =⨯=∆℃ 2.2.3传热面积初选240k =w/(m 2.℃)，所以25m 6.2349.3824010184.2k A =⨯⨯=∆=m t Q选用的换热器的面积一般应比计算值大10%—15%， 故2'14.276.2315.1A m =⨯=根据传热面积，查书后附录十九可知： 选用25 2.5φ⨯传热管（碳钢） 换热管长度L=3000mm管程的流通截面积为s=0.01982m 公称直径DN=450mm 管程数为2 管子数为126N = 中心管排数为12n =c 管心距mm 32t =2.2.4 净水用量h6098.36kg/)1930(174.4108.2W 51=-⨯⨯=∆=t c Q p2.3换热器工艺尺寸的计算2.3.1壳程流通截面积、流速及雷诺数的计算壳程径：mm 8.4507.01263205.1t05.1D =⨯⨯==ηN采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体径为25%，则切去圆缺高度为h=0.25×450=112.5mm ，可取h=110mm取折流挡板间距 mm 24.1358.4503.0D 3.0B =⨯== ,可取 0.15B m =故流通截面积：202m 315.0015.002.012-45.0B d n -D A =⨯⨯==）（）（c 流速：s m A m u /023.00315.09863600227236002202=⨯⨯==ρ当量直径：mm d d t e 02.0025.0)025.04032.023(4)423(4d 220202=⨯⨯-⨯⨯=-=ππππ雷诺数：4.156109.202.0986023.0Re 32222=⨯⨯⨯==-μρed u5.195109.2025.0986023.0Re 3222'2=⨯⨯⨯==-μρd u由以上核算看出，初选的换热器，管程、壳程的流速和雷诺数都是合适的。

2.3.2折流板的选择折流板数:)(19115030001N 块=-=-=B L B 2.3.3接管壳程流体进出口接管：取接管重油流速为s m /0.1u 1=,则接管径为： m u 029.01.014.39863600227244V d 111=⨯⨯⨯⨯==π 取整后圆管径可取为30mm 。

管程流体进出口接管：取接管井水水流速u=1.5m/s ，则接管径为：m 038.01.514.3994.3360036.609844V d 222=⨯⨯⨯⨯==u π 取整后圆管径也可取为40mm 。

3 换热器核算3.1传热能力的核算 3.1.1管程的对流传热系数设管流速s /m 6.0u 1=雷诺数：431111110134061089.002.03.9946.0Re >=⨯⨯⨯==-μρd u普朗特数：953.5624.010174.410890.0Pr 331111=⨯⨯⨯==--λμp c5.2455953.5)13406(02.0624.0023.0Pr Re d 023.03.08.03.018.01111=⨯⨯⨯==λαW/(2m ·℃)3.1.2壳程的对流传热系数对弓形折流板,可采用克恩公式 0.551322220.36Re Pr ed μλαϕ= 雷诺数4.156Re 2=普朗特数 43.42136.01099.1109.2Pr 332222=⨯⨯⨯==--λμp c因壳程流体被冷却，故取粘度校正=1.05μϕ3.58505.143.424.15602.0136.0036.0Pr Re d 36.03/155.03/155.0222=⨯⨯⨯⨯==μϕλαeW/(2m ·℃)3.1.3污垢热阻和管壁热阻122121W K m 00176.0R W K m 00058.0R --⋅⋅=⋅⋅=3.1.4总传热系数3.585100176.00225.04502.00025.0025.002.000058.0025.05.245502.011d 1K 221011011++⨯⨯+⨯+⨯=++++=αλαR d bd d d R d m=234 w/(m 2.℃) 3.2传热面积核算传热面积：25m 24.2449.3823410184.2K A =⨯⨯=∆=m t Q该换热器的实际传热面积：20'67.291263025.014.3A m LN d =⨯⨯⨯==π 该换热器的面积裕度:%4.22%10024.2424.2467.29%100A A'-A H =⨯-=⨯=传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务 3.3换热器流体阻力计算 3.3.1 管程流体阻力计算p s t r i t N N F p p )(p ∆∆=∆+1=s N , 2p N = , 1.4t F =2p 21111i u d L ρλ=∆， 232p 1212ρρζu ur ≈=∆∑s m s W /086.00198.03.994360036.60983600u 11=⨯⨯==ρPa16.34423.994086.002.03624.02p 21111i =⨯⨯⨯==∆u d L ρλ Pa u 03.1123.994086.0323p 212r =⨯==∆ρ所以管程总压降：kpa N N F p p ps t r i t 100Pa 63.994214.103.1116.344)(p <=⨯⨯⨯+=∆∆=∆+）（ 管程流动阻力在允许围之。

3.3.2 壳程流体阻力计算s s s N F p p )(p 21∆+∆=∆其中1=s N 1.15s F =流体流经管束的阻力：2)1(p 201u N Ff B ρ+=∆其中0.5F = 6.1109.2986025.0023.00.50.5Re 0.5f 30000228.000=⨯⨯⨯===-μρd u 12c n = 19=B N s m /023.0u 2=Pau N Ff B 17.42023.09861196.15.02)1(p 22201=⨯+⨯⨯=+=∆）（ρ 流体流过折流板缺口的阻力：Pa uD h N B 92.142023.098645.011.025.3192)25.3(p 2222=⨯⨯⨯-⨯=-=∆）（ρ 总阻力：kpa100P 95.21115.192.1417.4N F )(p ss 21<=⨯⨯+=∆+∆=∆a p p s ）（ 壳程流动阻力也比较适宜。