化工原理课程设计

题目：煤油冷却器的设计

学院：化学化工学院

班级：化工0901

学号： 15050

姓名。指导教师：邱运仁。

时间： 2024年9月

摘要。壳式换热器结构。

由壳体、传热管束、管板、折流板和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。

为提高管外的传热流体的传热系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。

等边三角形排列比较紧凑，管外流速湍动程度高，传热系数大，但管外清洗较困难；正方形直列，管外清洗方便，但传热系数较小，适用于易结垢的流体；正方形错列的效果介于正方形直列和正三角形排列之间。

流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体速度，可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。

同样，为提高管外流速，也可以在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程和多壳程可配合应用。

一。化工原理课程设计任务书。

1.1.题目。

煤油冷却器的设计

1.2.任务及操作条件。

1.2.1处理能力：10万吨/年煤油。

1.2.2.设备形式：列管式换热器。

1.2.3.操作条件。

1).煤油：入口温度140℃，出口温度40℃

2).冷却介质：自来水，入口温度30℃，出口温度40℃

3).允许压强降：不大于100kpa

4).煤油定性温度下的物性数据：密度825kg/m3，黏度7.15×比热容2.22kj/(kg.℃)导热系数0.14w/(m.℃)

5).每年按330天计，每天24小时连续运行。

1.3.列管式换热器的选择与核算。

1.3.1.传热计算。

1.3.2.管、壳程流体阻力计算。

1.3.3.管板厚度计算。

形膨胀节计算

1.3.5.管束振动。

1.3.6.管壳式换热器零部件结构。

1.4.绘制换热器装配图。

见a2图纸另附）

二。热量设计。

2.1.初选换热器的类型。

两流体的温度变化情况如下：

1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃；

2）冷却介质：自来水，入口温度30℃，出口温度40℃；

该换热器用循环冷却自来水进行冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考略到这一因素，估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，相应地进行热膨胀的补偿，故而初步确定选用带有膨胀节的管板式换热器。

2.2.管程安排(流动空间的选择)及流速确定。

已知两流体允许压强降不大于100kpa；两流体分别为煤油和自来水。与煤油相比，水的对流传热系数一般较大。由于循环冷却水较易结垢，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降，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程，而使煤油走壳程。

表2-1.列管式换热器内的适宜流速范围

表2-2.不同粘度液体的流速（以普通钢壁为例）

由上表，我们初步选用φ25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/s。

2.3.确定物性数据。

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。

壳程流体（煤油）的定性温度为：t= =90℃

管程流体（水）的定性温度为：t=℃。

在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和煤油)的物性参数，见下表：

2.4.计算总传热系数。

2.4.1.煤油的流量。

已知要求处理能力为15万吨煤油每年（每年按330天计，每天24小时连续运行），则煤油的流量为：

100000t/（330*24）=12626.3kg/h

2.4.2.热流量。

由以上的计算结果以及题目已知，代入下面的式子，有：

q=12626.3kg/h×2.22kj/kg℃×(140-40)℃

2803030.3kj/h=778.6kw

2.4.3.平均传热温差。

计算两流体的平均传热温差

暂时按单壳程、多管程计算。

逆流时，我们有。

煤油：140℃→40℃

水： 40℃←30℃

从而，=39.1℃

而此时，我们有：p=r=

式子中：—热流体（煤油）的进出口温度，k或℃；

—冷流体（自来水）的进出口温度，k或℃；

由图4-19（参见天津大学出版社的《化工原理（上册修订版）》233页）可查得： =0.82﹥0.8，所以，修正后的传热温度差为：

2.4.4.冷却水用量。

由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得：

==68702kg/h

2.4.5.总传热系数k

1）.管程传热系数：

2753 w/m2℃

2）.壳程传热系数：

假设壳程的传热系数是： =500 w/m2℃

污垢热阻0.000344 m2℃/w

0.000172 m2℃/w

管壁的导热系数： =45 m2℃/w

管壁厚度b=0.0025m

内外平均厚度dm=0.0225m

在下面的公式中，代入以上数据，可得。

=320.3w/m2℃

2.5计算传热面积。

由以上的计算数据，代入下面的公式，计算传热面积：

考虑15%的面积裕度，则：

三。工艺计算及主要设备设计。

3.1.管径和管内流速。

换热器中最常用的管径有φ19mm×2mm和φ25mm×2.5mm。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。

所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用φ19mm×2mm直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子。

标准管子的长度常用的有1500mm，2000mm，3000mm，6000mm等。当选用其他尺寸的管长时，应根据管长的规格，合理裁用，避免材料的浪费。

选用φ25×2.5的碳钢管，管长4m，管内流速取=0.5m/s。

3.2.管程数和传热管数。

根据传热管的内径和流速，可以确定单程传热系数：

按单程计算，所需传热管的长度是：

若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构，可见取传热管长l=4m，则该传热管程数为：

则传热管的总根数为：

n=×=2×123=246（根）

3.3.平均传热温差校正及壳程数。

由前面的计算已求得，按单壳程、多管程计算，逆流时：

而此时，我们有：p=r=

由图4-19（参见天津大学出版社的《化工原理（上册修订版）》233页）可查得： =0.82﹥0.8，所以，修正后的传热温度差为：

于是，校正后的平均传热温差是32℃，壳程数为单程，管程数为2。

3.4.壳程内径及换热管选型汇总。

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。取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.25≈32(mm)

横过管束中心线的管数： =1.19=1.19=19根。

3.4.1壳体内径。

采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为：

=629.8mm

圆整可取d=650mm。

四。换热器核算。

4.1热量核算。

4.1.1壳程对流传热系数。

对圆缺形的折流板，可采用克恩公式：

计算壳程当量直径，由正三角形排列可得：

=0.020m

壳程流通截面积：so= =0.0197m

壳程流体流速为： =0.216m/s

雷诺准数为： =

普兰特准数为：pro=

=0.36re。物料被冷却，粘度校正系数取1，将数值代入上式：

=692w/m2℃

4.1.2管程对流传热系数。

自来水被加热，n取0.4，代入已得数值，有：

管道流通面积： =0.785×0.022=0.039m2

管程流体流速： =

雷诺准数为： =

普兰特准数为： =

=2724 w/m2℃

4.1.3传热系数k

根据冷热流体的性质及温度，在(gb151-99p140-141)选取污垢热阻：

污垢热阻0.000344 m2℃/w

0.000172 m2℃/w

管壁的导热系数： =45 m2℃/w

管壁厚度b=0.0025m

内外平均厚度dm=0.0225m

在下面的公式中，代入以上数据，可得。

389.1w/m2℃

4.1.4传热面积s

由k计算传热面积s:

s== 该换热器的实际传热面积为。sp=

=71.3m2

则该换热器的面积裕度为：

h=×100%=×100%=14.1%

为了保证换热器的可靠性，一般应使换热器的面积裕度大于15%～25%。满足此要求，所设计的换热器较为合适，传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

4.2流动阻力的计算。

因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。

4.2.1管程流动阻力。

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