浮头式换热器课程设计.docx

目录一 设计任务书 2二 设计计算 22.1 确定设计方案 22.11 选择换热器类型 22.12 管程安排 22.2 确定物性数据 22.3 估计传热面积 32.31 热流量 （忽略热损失） 32.32 冷却水的用量 32.33 平均传热温差 32.34 初算传热面积 32.4 工艺结构尺寸 42.41 管径和管内流速 42.42 管程数和传热管数 42.44 传热管排列和分程方法 52.45 壳体直径 52.46 折流板 52.47 接管 52.5 换热器核算 62.51 传热面积校核 62.52 换热器内压降的核算 8三 设计结果汇总表及图 9设计任务书某生产过程中，需将6000kg/h的原油从175°C冷却至130°C，压力为0.4MPa； 冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0・3MPa,循环水进口温度25C，出 口温度为55C试设计一台列管式换热器，完成该生产任务二 设计计算2.1 确定设计方案2.11 选择换热器类型两流体的温度变化情况:原油进口温度175°C，出口温度130°C；循环冷却水进口温度25C，出口温度55°C考虑到换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换 热器。

2.12 管程安排由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加速污垢增长速度，使换热 器的热流量下降，故总体考虑，应使循环冷却水走管程，原油走壳程2.2 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故 壳程原油的定性温度为：(175 +130)=152.5管程循环冷却水的定性温度为：(25 + 55) _ 40 OQ2已知原油在定性温度下的有关物性数据如下：密度 p 0 =820kg/m3导热系数 九0 = 0.128W/m°C定压比热容 C =2.20kJ/kgCp0粘度 卩0 =0.665mPa - s循环冷却水在40°C下的物性数据如下:密度 p i = 992.2kg/m 3导热系数 九0 = 0.634W/mC定压比热容 C =4.1744KJ/kgCp0粘度 卩 0 — 0.656mPa • s2.3 估计传热面积2.31 热流量 (忽略热损失)Q 0 _ m0Cp 0t 0 _ 6000 x 2.2 x 45kj / h2.32 冷却水的用量_ 4773.2kg /hQ0 594000m. _ ———_'C 01 4.1744 x 30p02.33 平均传热温差先按照纯逆流计算得：t' _m(120 -105) 112 36 C 盯 _112.36 CIn1052.34 初算传热面积由总传热系数的选择表可得：K的取值范围为290 ~698W/(m20C)，在K的取值范围内，取K=320W/(m20C)。

则估算的传热面积为:Q0 165000S” = \ = = 4.6m 2g Kt 320 X112.36m2.4 工艺结构尺寸2.41 管径和管内流速选用Q 25mmx2.5mm较高级冷拔传热管(碳钢)，取管内流速叫=0.5m/s2.42 管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数4743.23600 xp.N = 匚= u 9兀〃 0.785 x 0.022 x 0.5 x 3600 x 992.2du4 z4.6按单程管计算所需的传热管长度为l = Sg = 沁 6.5m兀 dou. 3.14 x 0.025 x 90i按单程管设计，传热管较长，宜采用多管程结构，根据本设计实际情况，可取传热管管长L=1.5m，则该换热器的管程数为:传热管总根数n = 5x 9 = 452.43 平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数计算如下:P = =竺=0.2T1 -11 150R = 口 = 175 一130 = 1.512 —片 55 — 25按单壳程温差校正系数应查有关图表，可得:申 t = 0.98平均传热温差 t =9 t = 0.98x 112.36 = 110 Cmtm由于平均传热温差校正系数大于 0.8，故取单壳程合适2.44 传热管排列和分程方法 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。

取管心距 Pt = 1.25d0 ； Pt = 1.25x25 q 32 mm隔板中心到离其最近一排管中心距离按式计算P 32Z = —- + 6 = + 6 = 22mm2 22.45 壳体直径 采用多管程结构，壳体直径可按式估算，取管板利用率耳=0.7，则壳体直径为玩 1~45~D = 1.05Pt = 1.05 x 32 x = 271mm计耳 \0.7圆整可取 D = 273mm 此时L = 55符合要求D2.46 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 = 0.25x 273 = 68.25mm 取 h=100mm取折流板间距B = 0.3D 贝V：B = 0.3x 273 = 81.9mm 可取 B=150mm折流挡板数NB =彳-1 = 9 2.47 接管壳程流体进出口接管：取接管内原油流速为u1 = 1.0m/s，则接管内径为: 圆整后可取管径为 60mm4 x 6000°= 3.14 x1.0 x 3600 x 820= 0.051m4 x 4743.2管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u2 = 0.5m/s，则接管内径为:D2 = ” 3.14 x 0.5 x 3600 x 992.2 = 0.0582mm圆整后取管径为 60mm。

2.5 换热器核算2.51 传热面积校核1)管程对流传热系数，按式计算：九a = 0.023 —R 0.8 P 0.4i d e ri冗 45管程流通截面积：S =-x0.022x上=0.002826 i 4 54743.2管程流体流速和雷诺数分别为：u = = 0.47m / si 3600 x 992.2 x 0.002826du p 0.02x0.47x992.2 . _R =亠匸= =14217.5e 卩 0.656 x10-3i普兰特准数：a 尢 y(2) 壳程对流传热系数，对于圆缺形折流板，可采用克恩公式:九 丄ya = 0.36(—0)R 0.55 P 3( 4)0.14 0 d e r yew当量直径由正三角形排列得4(空P2-^d 2) 4x(1!x0.0322 -tx0.0252)d = 「 4 0 = 2 4 = 0.020me 兀 d 3.14 x 0.0250壳程流通截面积：1 c

2.52 换热器内压降的核算1）管程阻力P = (P + P ) NN Fi 1 2 s p tN = 5 pN = 1sF = 1.4tP =X L叱i id 2由R = 14217.5，传热管相对粗糙度e/d = 0.01，查莫狄图得九=0.042W /moC ei流速：u = 0.47 m / siP = 992.2kg / m3iP = 0.042 x U x 0.472 x 992.2 = 345Pa1 0.02=3x992.2 x 0.4722= 329PaP = (345 + 329) x 5 x 1.4 = 4718Pa < 10 KPai管程流动阻力在允许范围内2）壳程阻力F=0.5N 为折流挡板数， N =9 BBn = 1.1馮=1.1^.-45 = 9c工 P = (P + P')FN0 1 2 s sN = 1sF = 1.15sP = Ffn (N +1) Bouo!1 0 c B 2P'2=N (3.5 -B2B、p u 2 )^-0-D 2f = 5.0 x R( -0.228)= 5.0 x 5672.2( -0.228)= 0.7 0eP' = 0.5 x 0.7 x 9 x (9 +1) x 8—X— = 683Pa 1 2P= 9 x (3.5 - x 820 x 0・232 = 468.5Pa2 0.273总阻力工 P = 9 x (683 + 468.5) x 1.15 x1 = 1324Pa < 10KPa 壳程流体也比较适宜。