化工原理课程设计

辽宁科技学院。

课程设计。一、设计题目：

精流塔的塔底残油冷却器设计。

二、设计条件：

1、处理能力：1.9×104 kg（残油）/h；

2、设备型式：标准列管换热器；

3、操作条件：

1)残油：入口温度102℃，出口温度40℃；

2)冷却介质：井水(设井水进口温度30℃，出口温度40℃)

3)允许压强降：管、壳程压强降小于50kpa；

4、物性参数：

物性参数表。

三、设计计算内容：

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、壳体的内径；

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、参考文献。

1] 申迎华，郭晓刚．化工原理课程设计［ｍ］北京：化学工业出版社，2009：

2] 柴城敬．化工原理课程设计指导［ｍ］天津：天津大学出版社，1999：

3] 林大钧，于传浩，杨静．化工制图［ｍ］北京：高等教育出版社，2007：

4] 中国石化集团．化工工艺设计手册［ｍ］北京：化学工业出版社，2009：

七、设计人：

学号：6411111229

姓名：王娜娜。

八、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。

应用化学教研室。

2024年12月10日。

目录。化工原理课程设计任务书 i

1 概述 1

2 方案设计 2

2.1选择换热器的类型 2

2.2流动空间及流向的确定 2

2.3确定物性参数 2

2.4计算热流量及平均温差 2

2.5初算传热面积 4

2.6工艺结构尺寸 4

2.7传热管的排列方式 5

3 换热核算 6

4 阻力损失计算 7

4.1管程阻力损失计算 7

4.2壳程阻力损失计算 7

5 核算传热系数 9

设计结果汇总 10

设计评述 11

参考文献 12

本次设计为时一周，既加深了我们对所学知识的理解，也锻炼了我们的实践运用能力。

列管式换热器是目前化工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，这称为壳程列管式换热器。

固定管板换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。

同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。

为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60～70℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.

6mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

设计任务就在不知不觉中结束了，对于换热器的知识，我们有了更加深入的理解，希望这些知识能在更多的方面帮助我们。

本方案需设计标准列管式换热器的处理能力：1.9×104 kg（残油）/h；将精馏塔残油从102℃冷却到40℃；冷却介质：

井水(设井水进口温度30℃，出口温度40℃)；允许压强降：管、壳程压强降小于50kpa。

两流体的温度变化情况：

热流体（残油）的进口温度为102℃，出口温度为40℃。

冷流体（冷却水）的进口温度为30℃，出口温度为40℃。

从两流体的温度来看，由于两流体温差<50℃，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。

由于残油具有腐蚀性，所以确定残油走管内，冷却水走壳体。这样可以用普通材料制作壳体，而管束、管板和封头采用耐腐材料。在此采用φ25mm×2.

5mm钢管，逆流换热。井水比残油黏度大，当装有折流挡板时，走壳程可在较低的re下达到湍流，有利于提高壳程一侧的折流系数。

表2.1物性参数。

按残油冷却计算换热器的热流量。

q=ms1cp1（t2-t1）=kw

由热量恒算式。

q=ms1cp1（t2-t1）= q=ms2cp2（t1-t2）

ms2=105kg/h

计算逆流平均温差△tm，逆。

残油 102℃→40℃

井水 40℃←30℃

tm，逆=℃

按逆流计算的平均温差△tm，逆应乘校正系数，选换热器的流动类型为符合下图的1壳程、偶数管程。计算p、r

由图2.1可查得；ψ=0.95 ∴ 符合设计时ψ的要求。

tm=28.50×0.95=27.08℃

图2.1温差校正图。

为求得传热面积a，需先求出传热系数k，而k值又与给热系数、污垢热阻等有关。在换热器的直径、流速等参数未确定时，给热系数也无法计算，所以只能进行试算。如下表2.

2，水和轻油（在此认为精馏塔残油为轻油）之间进行换热时的k值大致为340-910 w/(m2·℃)取k值为880 w/(m2·℃)由公式 q=ka△tm，则所需传热面积为。

a==57.53m2

表2.2列管换热器中k值的大致范围。

在决定管长和管数时，应先选定管内流速u，井水属于一般液体查表2.3得，管内流速范围为0.5-3.

0 m/s。因管长可能较大（管程数目较多），可先取u=0.5m/s。

设所需单程管数为n，φ 25mm×2.5mm的管内径为0.02m，管内的体积流量。

vi=nd2×u×3600=n××0.022×0.5×3600=m3/h

可解得n=34根。又有传热面积。

a=nd0l=57.53m2

可求得单程管长。

l，=若选用6m长的管，4管程，那么一台换热器的总管数为34×4=136根。

管程流体进出口管径：

取接管内流速u1=1m，则进出口内径为。

d1=m壳程流体进出口管径：

取接管内流速u1=1.5m/s，则进出口内径为。

d2=m壳体内径选定为600mm。

表2.3列管换热器某些流体常用的流速范围。

表2.4初选固定管板式换热器的主要参数。

对上表3中的数据进行核算：

si=（π4）×（0.02）2×55=0.0173m2，比查得的0.0174 m2相符。

2）传热面积a= nd0l=222×3.14×0.025×6=104.6 m2

3)中心排管数nc，按正三角形排列时，可计算。

nc=1.1=1.1=16.4

取整nc=17，与查得的中心排管数一致。

图3.1管子在管板上的排列。

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