柴油原油换热器设计说明书

化工原理课程设计

柴油换热器设计说明书

设计者：班级：过控132

组长：吴世杰

成员：刘云杰李亚芳郑仕业刁昌东王宇学生姓名：吴世杰

日期：2015年9月4日

指导教师：佟白

目录

一．设计说明书 (3)

二．设计条件及主要物性的确定 (3)

1．定性温度的确定 (3)

2．流体有关物性 (3)

三.确定设计方案 (4)

1．选择换热器的类型 (4)

2．流程安排 (4)

四．估算传热面积 (4)

1.传热器的热负荷 (4)

2.平均传热温差 (4)

3.传热面积估算 (4)

五．工程结构尺寸 (5)

1.管径和管内流速 (5)

2.管程数和传热管数 (5)

3.平均传热温差校正和壳程数 (5)

4.传热管排列和分程方法 (5)

5.壳程内径 (6)

6.折流板 (6)

7.其他附件 (6)

8.接管 (6)

六．换热器核算 (7)

1.热流量核算 (7)

（1）壳程表面传热系数 (7)

（2）管程表面传热系数 (7)

（3）污垢热阻和管壁热阻 (8)

（4）传热系数K (8)

（5）传热面积裕度 (8)

2.壁温核算 (9)

3.换热器内流体的流动阻力 (9)

（1）管程流动阻力 (9)

（2）壳程流动阻力 (10)

七．换热器主要工艺结构尺寸和计算结果表 (11)

八．设备参考数计算 (12)

1.壳体壁厚 (12)

2.接管法兰 (12)

3.设备法兰 (12)

4.封头管箱 (12)

5.设备法兰垫片（橡胶石棉板） (12)

6.管法兰用垫片 (13)

7.管板 (13)

8.支垫（鞍式支座） (13)

9.设备参数总表 (13)

九．设计总结 (15)

十.主要符号说明 (16)

十一.参考文献 (17)

t

- t

一、设计说明书

1.设计任务书和设计条件

原油 44000kg/h 由 70°C 被加热到 110°C 与柴油换热，柴油流量 34000kg/h ，柴油入 口温度 175°C，出口温度 127。已知两则污垢热阻为㎡·C/W,管程与壳程两则降压小于或等 于，热阻损失 5%，初设 k=250w/ m 2·°C 。

二、设计条件及主要物性参数

设计条件

由设计任务书可得设计条件如下表：

类型

参

数

体积流量 （标准 kg/h ）

进口温度 （℃）

出口温度 （℃）

操作压力 （Mpa ） 设计压力 （Mpa ）

柴 油（管内）

原油（管外）

34000

44000 175

70 127

110

注：要求设计的冷却器在规定压力下操作安全，必须使设计压力比最大操作压力略大，本设 计的设计压力比最大操作压力大。

确定主要物性数据

定性温度的确定

根据《流体力学（上）》P177，公式（4-109），热流量为

Q = W C (T －T ) × =44000××（148－42）×

c

c

pc

1

2

=×106kJ/h = ×106 W

管程柴油的定性温度为

T = 175 + 127 = 151 ℃

2

壳程原油的定性温度为

t = 70 + 110 2

= 90 ℃

流体有关物性数据 根据由上面两个定性温度数据，查阅参考书可得原油和柴油的物理性质。运用内插法（公

式为 y = y + ( y - y ) /(t - t ) ? (

) ）,可得壳程和管程流体的有关物性数据。

b a

b

a

b

avg

b

原油在 90℃，下的有关物性数据如下：

物性

原油

密度ρi （kg/m 3）

815 定压比热容 c pi [kJ/(kg℃)]

粘度μi （Pa·s）

×10-3

导热系数 λi （W·m -1·℃-1）

柴油在 151℃的物性数据如下：

物性

密度ρo

定压比热容 c po

粘度μo 导热系数 λo

2 2

2 1

（kg/m 3）

柴油

715 [kJ/(kg℃)] （Pa·s）

×10-3

三、确定设计方案

（W·m -1·℃-1）

选择换热器的类型

由于温差较大和要便于清洗壳程污垢，对于油品换热器，以采用 Fe 系列的浮头式列管换热器为宜。

采用折流挡板，可使作为被冷却的原油易形成湍流，可以提高对流表面传热系数，提高 传热效率。

流程安排

柴油温度高，走管程课减少热损失，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

热流量

Q = 1.13 ? 10 6W

平均传热温差

(T - t ) + (T - t ) (175 - 110) + (127 - 70)

?t = 1 2 = (0℃,1atm)=61℃

m 传热面积

由于管程气体压力较高，故可选较大的总传热系数。初步设定设 K i ‘=250 W·m -2·℃-1。 根据《化工单元过程及设备课程设计》P44，公式 3-8，则估算的传热面积为

A = 估 Q i K '?t i

m

1.13?106 = = 74.1 m 2

250 ? 61

d 2u 4

1 五．工程结构尺寸

管径和管内流速

选用φ25×的传热管(碳钢管)；由《传热传质过程设备设计》P7 表 1－3 得管壳式换热 器中常用的流速范围的数据，可设空气流速 u i ＝1m/s ，用 u i 计算传热膜系数，然后进行校 核。

管程数和传热管数

依《化工单元过程及设备课程设计》P46，公式 3-9 可依据传热管内径和流速确定单程 传热管数

n =

V

i

s

π

i

i

= 34000 /(715 ? 3600) 0.785 ? 0.02 2 ? 1

= 42 (根)

按单程管计算，所需的传热管长度为

L = S

π d n i

s

74.1

= = 22.5 m 3.14 ? 0.025 ? 42

按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长 l= 7 m ，则该换热器 管程数为

N p =L / l=7≈4（管程）

传热管总根数

N = 42×4= 168 （根）。

平均传热温差校正及壳程数

依《化工单元过程及设备课程设计》P46，公式 3-13a 和 3-13b ，

平均传热温差校正系数

R ＝ T 1 - T 2 = t - t

2

1

175 - 127 110 - 70 ＝

P ＝ t 2 - t 1 = T - t 1

1

110 - 70 175 - 70

＝

依《传热传质过程设备设计》P16，公式3-13， 温度校正系数为

? ?t = R -+ 1

?

ln

1 - P ln

1 - PR

2 - P(1 + R - R 2 + 1) 1.2 2 + 1 = ?

1.2 - 1 2 - P(1 + R + R 2 + 1)

ln

1 - 0.381

ln

1 - 1.

2 ? 0.381

2 - 0.381(1 + 1.2 - 1.2 2 + 1)

≈

2 - 0.381(1 + 1.2 + 1.2 2 + 1)

依《传热传质过程设备设计》P16，公式 3-14，

=

折流板数 N B =

传热管长

π u 平均传热差校正为

t ? ?t

× t △m ’ =61×=( ℃ )

由于平均传热温差校正系数大于，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。∈

传热管的排列和分程方法

采用组合排列法，即每程内均按旋转 45°正四边形排列，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。查《化工单元过程及设备课程设计》P50，表 3-7 管间距，取管间距：

t ＝==32 mm 。

由《化工单元过程及设备课程设计》P50，公式 3-16， 隔板中心到离其最近一排管中心距离

S=t/2+6=32/2+6=22 mm

取各程相邻管的管心距为 44mm 。

壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率 η=，由《化工单元过程及设备课程设计》P51，公式 3-20，得壳体内径为

D i = n /η =×32× 168 / 0.7 =520 mm ,

圆整后取 D i =600mm 。

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 h= ×600=150 mm ，故可取 h=150 mm 。

取折流板间距 B=，则 B=×600=180 mm 。

7000 －1=

－1≈38 块

折流板间距

180

折流板圆缺面水平装配。

其他附件

直径为 12mm 的拉杆 4 根。

接管

（1）壳程流体进出口接管 取接管内液体流速 u1=s,

D = 4v 1 1

= 4 ? 44000 /(3600 ? 815)

3.14 ? 0.5

=(m)

圆整后取管内直径为 200mm.

(2) 管程流体进出口接管

π u h o = 0.36 S o = BD(1－ d u o ＝ V Re o ＝ 取接管内液体流速 u2=1m/s,

D = 4v 2 2

= 4 ? 34000 /(3600 ? 715)

3.14 ? 1

= 0.129(m )

圆整后取管内直径为 150mm

六．换热器核算

热量核算

壳程表面流传热系数

对于圆缺形折流板，可采用克恩公式。由《化工单元过程及设备课程设计》P53，公式 3-22，得

λ μ

o Re 0.55 Pr 1/ 3 ( o ) 0.14

d

μ

e

w

其中：

μ

粘度校正为 ( o ) 0.14 =

μ

w

②当量直径，管子为四边形角形排列时，依《化工单元过程及设备课程设计》P53，公 式 3-23a 得

d e ＝

π

4(t 2 - 4 πd

o

d 2 )

o

＝ m

③壳程流通截面积，由《化工单元过程及设备课程设计》P54，公式 3-25，得

0.025 o )=××（1－ t 0.032 ④壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为

）＝ m 2

S o

o

44000 /(3600 ? 815) = ＝ m/s 0.023625

ρ u d 815 ? 0.635 ? 0.02

o o e ＝ ＝1556

μ

6.65 ?10-3

o

⑤普朗特准数（<传热传质过程设备设计>P26，公式 1-43）

Pr ＝

c

po μ λ

o

o

2.2 ? 10 3 ? 6.65 ? 10 -3 = =

0.128

S i = π d 2

u i ＝ V ＝ ＋R so ＋

＝

1

因此，壳程水的传热膜系数 h o 为

h o = 0.36 ? 0.128

0.027

1 ?15560.55 ?114 3 ?1.05

=668 W/(m 2·℃)

管程表面流传热系数

由《化工单元过程及设备课程设计》P55，公式 3-22，3-33,得

h i =

λ d

i i

其中：

①管程流通截面积

n

168 i = 0.785 ? 0.02 2 ? = m 2

4

2 2

②管程空气的流速及其雷诺数分别为

S

i

i

34000 /(3600 ? 715) = ＝ m/s 0.026376

ρu d

Re ＝ i i μ i

③普兰特准数

0.02 ? 0.5 ? 715

i ＝ ＝11172>10000

0.64 ? 10 -3

Pr ＝

c

pi μ λ

i

i

2.48 ? 10 3 ? 0.64 ? 10 -3

= =

0.133

因此，管程空气的传热膜系数 h i 为

h i =

××

0.133 污垢热阻和管壁热阻

0.02

冷却水侧的热阻 R so ＝·℃·W -1 热空气侧的热阻 R si ＝·℃·W -1

碳钢的导热系数λ＝50W·m -1·℃-1

总传热系数 K

i

因此，依《化工单元过程及设备课程设计》P53，公式 3-21

1 1 K h

o bd λ d

o ＋ R m

d d o ＋ o si d h d i i

i

25 25

＋＋ 0.00005 ? ＋ 0.0002 ? 668 22.5 20 ＋

25 20 ? 557.3

解得： K ＝236 W/ (m 2·℃)

o

传热面积裕度

S i ＝Q i /( K

△m t )＝ ＝ m 2

236 ? 61

m

? h c ? h h 146 + 0.0002 ? + 86 + 0.0002 ? =℃

依《化工单元过程及设备课程设计》P56，公式 3-35：Q i ＝ K i S △i

t 得：

1.13 ?106

i

该换热器的实际传热面积 S p

S p = π d o lN T =××7×168= m 2

依《化工单元过程及设备课程设计》P56，公式 3-36

该换热器的面积裕度为

H = S - S

p S i

i ?100% = 92.3 - 78.49

78.49

=%

壁温核算

因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按《化工单元过程及设备课程设计》P77，

公式 3-42 计算。由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热 管壁温之差。但在操作早期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应 按最不利的操作条件考虑。因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是按式3-42 有

t = w ? 1 ? ? 1 ? T m + R c ? + t m + R h ?? ? ?

1/ h + 1/ h + R + R

c h c h

式中，冷流体的平均温度 t m 和热流体的平均温度 T m 分别按《化工单元过程及设备课程

设计》P77，公式 3-44、3-45 计算

T m =×175+×125=146℃

t m =×110+×70=86℃

h c = h o = 668 W/ (m 2·℃) h h = h i = 557W/ (m 2·℃)

传热管平均壁温

t =

? 1 ? ? 1 ? ? 668 ? ? 557 ?

1/ 668 + 1/ 557 + 0.0002 + 0.0002

壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即 T=90 ℃ 壳体壁温和传热管壁温之差为

△t=－90 = ℃

该温差不大，不需要建立温度补偿装置。

换热器内流体的流动阻力(压降)

管程流动阻力

由 R = 11172 ，传热管相对粗超度为，查莫狄图得 λ = 0.038 ，流速 u=s,

e i

ρ = 715k g / m 3

0.02 2 △’p I

＝N B （－ ）

7 715 ? 0.5 2

?p = 0.038 ? ? = 1188.68 (pa)

i

?p = ξ

r ρu 2 715 ? 0.5 2

= 3 ? = 268.125 (pa) 2 2

总压降：∑△p △i ＝（ p △1+

p 2）F t N s N p ＝（+）××1×4

＝8740Pa < 9800 Pa （符合设计要求）

其中， F t 为结垢校正系数，取；

N s 为串联壳程数，取 1；N p 为管程数，取 4。

壳程流动阻力：

由《化工单元过程及设备课程设计》P58，公式 3-51,3-52，得：

流体横过管束的压降：

?p = Ff N ( N = 1)

o o

tc

B

其中：F= f o =×=

ρ u 2

o 2

N

TC

= 1.19 N 0.5 = 1.19 ?1680.5 = 15.42

T

N B =38 u o = m/s

△’p O =×××(38+1)×(815×/2 ＝36989 Pa

2 B ρ u 2

o o

D

2

＝38×（－ 2 ? 0.18 0.6

）×(815×/2＝18107Pa

总压降：∑ p △o

＝（

’

p △1

＋ ’

p 2）Fs Ns

＝（36989+18107）××1 ＝

其中，Fs 为壳程压强降的校正系数，对于液体取；

Ns 为串联的壳程数，取 1。

七.换热器主要结构尺寸和计算结果表

参数管程壳程

流量，kg/h

物操作温度，℃

定性温度，℃性流体密度，kg/m3

定压比热容，kj/

黏度，

传热系数，W/

（m2·℃）

普朗特数

34000

175/127

151

715

0.64?10-3

44000

70/110

90

815

6.65?10-3

设备结构参数

形式

壳体内径，mm

管径，mm

管长，mm

浮头式

600

Φ25?2.5

7000

台数

壳程数

管心距，mm

管子排列

1

1

32

正方形旋转

45°

管数目，根

传热面积，m2

管程数

主要计算结果

流速，m/s

表面传热系数，W/（m2·℃）污垢系数，m2·K/W

阻力降，Pa

热流量，kw

传热温差，k

传热系数，W/（m2·℃）

裕度168

4

管程

668

折流板数

折流板间距，mm

材质

壳程

1130

236

38

180

碳钢

八、设备参数计算

1.壳体壁厚

由Po＝MPa，Di＝600mm，对壳体与管板采用单面焊，焊接接头系数φ＝,腐蚀裕度C=1mm，[σ]t=112MPa

δ=

P

o

D

i

2[σ]tφ-P

o

圆整后取8mm 2.接管法兰

1.6?600

+C＝+1= 2?112?0.9-1.6

管子平焊法兰螺栓焊缝

Dg

d

H S D D

1

D

2

f b

重量数

d直径K H

（kg）量

10010842151801583

3.设备法兰

26188M1656管子平焊法兰螺栓焊缝

Dg

d

H S D D

1

D

2

f b

重量数

d直径K H

（kg）量

60063098407707205504120M361011

4.封头管箱

封头：以外径为公称直径的椭圆形封头

公称直径Dg 曲面高度h

1

直边高度h

2

内表面积F容积v（m3）

60015040

5.设备法兰垫片（橡胶石棉板）

公称直径Dg 600垫片内径d

615

公称压力F(m2)

16

垫片外径D

655

6.管法兰用垫片

法兰公称压力介质温

Mpa度

密封面型式垫片名称材料

油品≤≤200光滑式耐油橡胶耐油橡

石棉垫片胶石棉

板

7.管板

管板厚度35mm，长度300mm，材料为16MnR。

8.支垫（鞍式支座）

公称直径Dg 每个支

座允许b

负荷t1

L B l

K

1b m

重量

（kg）

60018055012026042090220

9.设备参数总表

序号1 2

3 4 5 6 7 8图号标准

LNQ-001-3

HG20592

GB8163-87

LNQ-001-2

LNQ-001-2

GB/T6170

LNQ-001-3

名称

前瑞管箱

法兰RF

接管Φ108X5

L=160

折流板

筒体

拉杆

螺母M16

法兰

数量

1

2

2

29

1

4

8

1

材料

组合件

Q235-B

Q235-B

Q235-A

Q235-B

Q235-B

4级

20II

单重（kg）总量（kg）

278

87

9垫片

Φ642/Φ6004

S=3

石棉橡

胶板

10JB/T4701-20

00

法兰1Q235-B

11

12 13JB/T

4746-2002

GB/T14976

筒体DN600X8

L=140

封头EHA

600X5

换热管Φ，

L=6000

1

1

156

Q235-B

Q235-B

0Cr18N

i9

17

Q235-A

14JB/T4712-92支座500-S2/Q235-

B

15 16 17 18JB/4701-200

SYJ11-65

LNQ-001-3

LNQ-001-2

法兰

垫片

防松吊耳

管板

1

2

2

1

Q235-B

橡胶板

Q235-B

16MnR65

19GB/T6170螺母M201286级

20JB/T4707螺栓

M20x150-A

62级

九、设计总结

两周的化工原理课程设计即将结束，我们小组设计的是柴油原油换热器，虽然时间不长，但我们却从中学到了很多知识。加深和巩固了上学期所学的化工原理这

虽然刚开始会感到无从下手，很多所学的知识也有些生疏。但通过佟白老师的细心讲解，我们大家共同合作，一起讨论研究，通过一周的翻阅资料,查找公式,设计计算,使我对换热器有了进一步的了解,对传热的具体过程有了深刻的认识.尤其是从最初的无从下手到现在的可根据传热的不同而选择不同的换热器.另外,我对于换热器的用途也有了更多的认识.。最后我们顺利的完成了整个设计。

在佟白老师的细心讲解和指导下独立完成了本次课程设计，通过这次的锻炼,为我今后的学习工作做了良好的开端.这次的课程设计对我今后的生活产生巨大的影响也会终生难忘的.通过这初次的课程设计使我们深刻的了解了化工原理这门课的主要内容以及对将来

工作的深远影响。

在此，感谢学院为我们提供了一个锻炼自我，学习与历练的机会，感谢佟白老师耐心，认真的辅导，使我们的设计得以顺利完成。

十、主要符号说明

原油的定性温度T柴油定性温度t

原油密度ρ

o 柴油密度ρ

i

原油定压比热容c

po 柴油定压比热容c

pi

原油导热系数λ

o 柴油导热系数λ

i

原油黏度μ

o 柴油黏度μ

i

原油热流量W

o 柴油流量

W

i

热负荷Q

o 平均传热温差

?t'

m

总传热系数K管程雷诺数R

e

温差校正系数

φ

?t 管程、壳程传热系数

αiα

o

初算初始传热面积初算实际传热面积壳体内径

折流板间距A估

A

D

B

传热管数

管程数

横过中心线管数

管心距

N

N

N

t

s

p

C

折流板数N

B

接管内径d

1d 2

管程压力降壳程压力降∑?P

i

∑?P

o

当量直径

面积裕度

d

H

e

十一、参考文献

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【6】钟理,伍钦，马四朋.《化工原理（上）》.北京，化学工业出版社，.

【7】《材料与零部件（上）》.上海科学技术出版社..

【8】钱颂文.《换热器设计手册》，北京，化学工业出版社，

【9】匡国柱.《化工单元过程及设备课程设计》.北京，化学工业出版社，2002【10】陈锦昌.《计算机工程制图》.广州，华南理工大学出版社，.

【11】郑津洋，董其伍，桑芝富.《过程设备设计》.北京，化学工业出版社，.

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