列管式换热器的应用技术毕业论文.doc

酒 泉 职 业 技 术 学 院毕 业设计（论 文） 09级 石油化工生产技术专业题 目： 列管式换热器的应用技术 毕业时间： 2012年6月 学生姓名： 指导教师： 班 级： 09石化2班 2011 年 6月10日酒泉职业技术学院 2009 届各专业毕业论文（设计）成绩评定表姓名班级专业指导教师第一次指导意见年 月 日指导教师第二次指导意见年 月 日指导教师第三次指导意见年 月 日指导教师评语及评分 成绩： 签字（盖章） 年 月 日答辩小组评价意见及评分成绩： 签字（盖章） 年 月 日教学系毕业实践环节指导小组意见签字（盖章） 年 月 日学院毕业实践环节指导委员会审核意见签字（盖章） 年 月 日说明：1、以上各栏必须按要求逐项填写.。2、此表附于毕业论文 (设计)封面之后。摘 要 提出了在设计列管式换热器时的整体优化、简化设计的计算步骤及过程，从而可使便于计算，以获适宜或最优化设计。关键词：换热器，简化，热流量，折流挡板目录 摘 要3引 言5一、方案简介6二、方案设计72.1 确定设计方案72.1.1 选择换热器的类型72.1.2 流动空间及流速的确定72.1.3 设计和选用的计算步骤72.2、确定物性数据82.3计算总传热系数82.3.1 热流量82.3.2 平均传热温差92.3.3 冷却水用量92.3.4 总传热系数K92.4 计算传热面积102.5 工艺结构尺寸102.5.1 管径和管内流速及管长102.5.2 管程数和传热管数102.5.3 平均传热温差校正及壳程数102.5.4 传热管排列和分程方法112.5.5 壳体内径112.5.6 壳体内径112.5.7 接管122.6 换热器核算122.6.1 热量核算122.6.2 换热器内流体的压力降14三 列管式换热器的设计和选用应考虑的问题163.1 冷、热流体流动通道的选择163.2流速的选择163.3 流动方式的选择173.5折流挡板183.5.1 流体通过换热器时阻力的计算193.5.2 管程阻力损失19四、设计结果一览表21五、总结22致 谢23参考文献24主要符号说明25引 言列管式换热器是一种结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广的换热器.因此在石油、化工生产中，尤其是高温高压等大型换热器的主要结构形式分类,在化工、石油炼制等工业生产中，换热器被广泛使用。随着化工、炼油的迅速发展，各种新型换热器不断些传统的换热器的结构也在不断改进、更新。今后换热器的发展趋势将是不断增加紧凑性、互换性，不断降料消耗提高一、方案简介本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。二、方案设计某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从93冷却到50。处理能力为1×105吨/年。冷却介质采用自来水，入口温度27，出口温度37。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按300天，每天24小时连续运行）2.1 确定设计方案 2.1.1 选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度93，出口温度50冷流体。冷流体进口温度27，出口温度37。从两流体温度来看，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。2.1.2 流动空间及流速的确定 由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/。2.1.3 设计和选用的计算步骤设有流量为去qm,h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据传热速率基本方程：当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。计算热流量Q及平均传热温差tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 2.2、确定物性数据 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 硝基苯在71.5下的有关物性数据如下： 密度 o=1154 kg/m3定压比热容 cpo=1.558kJ/(kg·)导热系数 o=418.4×30.9×10-50.129 W/(m·)粘度 o=0.000979 Pa·s冷却水在32下的物性数据： 密度 i=994.3kg/m3定压比热容 cpi=4.24 kJ/(kg·)导热系数 i=0.618 W/(m·)粘度 i=0.000818 Pa·s2.3计算总传热系数 2.3.1 热流量 Wo=1×105×1000÷300÷2413889kg/hQo=Wocpoto=13889×1.558×(93-50)=930479.7 kJ/h=258.5 kW2.3.2 平均传热温差 2.3.3 冷却水用量 2.3.4 总传热系数K 管程传热系数 壳程传热系数 假设壳程的传热系数o=290 W/(m2·)； 污垢热阻Rsi=0.000344 m2·/W , Rso=0.000172 m2·/W管壁的导热系数=45 W/(m·)2.4 计算传热面积 考虑 15的面积裕度，S=1.15×S''=1.15×19.24=22.12m22.5 工艺结构尺寸 2.5.1 管径和管内流速及管长 选用25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s，选用管长为3m2.5.2 管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 按单程管计算其流速为按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。则该换热器管程数为 (管程)传热管总根数 N=94 (根)2.5.3 平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得平均传热温差2.5.4 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t=1.25 d0，则 t=1.25×25=31.2532(mm)横过管束中心线的管数得到各程之间可排列11支管，即正六边形可排6层。则实际排管数设为102根，其中4根拉杆，则实际换热器为98根2.5.5 壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率0.7，则壳体内径为 圆整可取D400mm 2.5.6 壳体内径 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h0.25×400100mm，故可取h100 mm。 取折流板间距B0.5D，则B0.3×400200mm，可取B为200。 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=3000/200-1=14(块)折流板圆缺面水平装配。 2.5.7 接管 壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u1.0 m/s，则接管内径为 取标准管径为108 mm×11mm。 管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u1.5 m/s，则接管内径为 取76mm×6.5mm无缝钢管。2.6 换热器核算 2.6.1 热量核算 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 当量直径，由正三角形排列得 壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普兰特准数 粘度校正 管程对流传热系数 管程流通截面积管程流体流速 普兰特准数传热系数K传热面积S该换热器的实际传热面积Sp该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2.6.2 换热器内流体的压力降 管程流动阻力 Pi=(P1+P2)FtNsNpNs=1, Np=2, Ft=1.5由Re10064.6，传热管相对粗糙度0.01/200.005，查莫狄图得i0.037 W/m·， 流速ui0.414m/s，994 .3kg/m3，所以 管程压力降在允许范围之内。壳程压力降流体流经管束的阻力 流体流过折流板缺口的阻力 壳程压力降也比较适宜。 三 列管式换热器的设计和选用优化技术3.1 冷、热流体流动通道的选择在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。3.2流速的选择流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表4.7.1及表4.7.2列出一些工业常用的流速范围，以供参考。表3-1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体宜结垢液体气 体0.50.3>15300.21.5>0.5315表3-2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度最大流速 m/s>150010005005001001005351>10.60.751.11.51.82.43.3 流动方式的选择除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见4.4节。3.4 换热管规格和排列的选择换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用和两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有，57×2.5的无缝钢管和25×2,的耐酸不锈钢管。按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为46。管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。 图4.7.11 管子在管板上的排列3.5折流挡板 安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。 切除过少b.切除适当 c.切除过多图4.7.12挡板切除对流动的影响挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般挡板间距为壳体内径的0.21.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种,浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。3.5.1 流体通过换热器时阻力的计算换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104105Pa范围内，对于气体则以103104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降P换热器操作压力P(Pa)允许压降P<105 (绝对压力)0105 (表压)>105 (表压)0.1P0.5P>5×104 Pa3.5.2 管程阻力损失管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力应是各程直管摩擦阻力、每程回弯阻力以及进出口阻力三项之和。而相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失：由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即 对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。 3.5.3 壳程阻力损失对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：式中 -壳程总阻力损失，；-流过管束的阻力损失，；-流过折流板缺口的阻力损失，；F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；管束阻力损失，基本上正比于若挡板间距减小一半，剧增8倍，而表面传热系数只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。 图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系四、设计结果一览表换热器形式：固定管板式换热面积（m2）:22.2工艺参数名称管程壳程物料名称冷却水硝基苯操作压力，Pa未知未知操作温度，27/3793/50流量，kg/h21945.313889流体密度，kg/m3994.31154流速，m/s0.4140.191传热量，kW258.5总传热系数，W/m2·K347.5传热系数，W/（m2·）2402.3866.6污垢系数，m2·K/W0.0003440.000172阻力降，Pa2185.51800.8程数21推荐使用材料碳钢碳钢管子规格25×2.5管数98管长mm:3000管间距，mm32排列方式正三角形折流板型式上下间距，mm200切口高度25%壳体内径，mm400保温层厚度，mm未知表格 1五、对设计的评述初次接触化工原理课程设计，还荒谬地以为是像其他课程一样是实验类的，听课的时候也一头雾水，根本不知道该做什么，该怎么做，无从下手，只是觉得好难。有一段时间都在观望。所以自己设计的时候只能是根据老师提供的模板，用新的数据代替旧的数据，其他的公式完全照抄，花了一天时间，终于把计算部分完成了。裕度15，在合理范围内，但是，一看压力降，彻底崩溃了，12多千帕，天啊，完全不合理。再细看模板和自己的设计的时候，发现了很多问题，我的设计根本是行不同，果真用这设计的话，也是谋财害命。所以我决定重新来过。这时离交作业还有三天，做出来的裕度居然一直都在50以上，重新分析计算的过程中也出现了几次错误，由于急于求成，算出来后的结果偏离太多，检查才发现部分数据出现了错误，而且老师给的模板里面也有一些错误，这样照搬下去的一些公式就除了问题了，只好静下来认真地理解和消化原有的一些公式，这样又一次重新算过。因此，有花了一天的时间在计算上。那么接下来就是画图了，由于学过机械制图，以为画图比较简单，5个小时左右可以完成，谁知道，画图更难，这主要是因为在设计的时候，没有兼顾考虑到画图，因此设计出来的管数很难安排，冥思苦想了好久，换了好多方案，查了好多资料，换了多种排列方法，还是行不通。最终，只好把管数安排成易于排列的数目，才解决了这个问题。其实，在整个过程中，虽然遇到了很多问题，也犯了不少错误，但是自己真的学到了很多东西，比如word文档公式的运用，比如如何使自己的设计更加合理，这就要求自己在设计前要详细的考虑各种可能出现的问题和解决办法，才能达到事半功倍的效果。我觉得，如何查找数据也很重要，假如自己查不到数据，接下来的工作完全没办法做，假如查的数据是错误的，那设计出来的东西也是错误的，而且很可能导致严重的后果。致 谢在论文完成之际，我要特别感谢我的指导老师王军峻老师的热情关怀和悉心指导。在我撰写论文的过程中，他倾注了大量的心血和汗水，无论是在论文的选题、构思和资料的收集方面，还是在论文的研究方法以及成文定稿方面，我都得到了老师悉心细致的教诲和无私的帮助，特别是他的睿智、对知识孜孜不倦的追求、深厚的学术素养、对教育科学研究的热爱、严谨的治学态度和治学精神，精益求精的工作风使我终生受益，深深地感染和激励着我.在此表示真诚地感谢和深深的谢意。在论文的写作过程中，同时还得到化医中心许多老师的支持和帮助，也得到了许多同学的宝贵建议，在此一并致以诚挚的谢意。感谢所有关心、支持、帮助过我的良师益友。最后，向在百忙中抽出时间对本文进行评审并提出宝贵意见的各位专家表示衷心地感谢！ 参考文献(2)王国盛. 化工原理课程过程设计 大连理工大学出版社; (2)王志魁. 化工原理 化学工业出版社;(3)姚育英,陈常贵,柴诚敬. 化工原理学习指南 天津大学出版社; (4)曹玉璋. 传热学 北京航空航天大学出版社; (5)朱声石高电压电网继电保护原理与技术LM北京：中国电力出版社，19952葛耀中新型继电保护原理与故障测距原理与技术LM西安：西安交大出版社，1996(6)罗森诺W H传热学应用手册(上)M北京：科学出版社，1992.3-6 (7)陈维汉换热器两侧表面最佳匹配的一般化推导J华中理工大学学报，1999，27(增刊)：3537(8)陈维汉，孙毅传热过程损失率方程及参数优化J华中理工大学学报，1996，24(增刊)：9195（9）化工原理，王志魁 编，化学工业出版社，2006.（10）化工设备设计，潘国吕，郭庆丰 编著，清华大学出版社，1996.（11）化工物性算图手册，刘光启等 编著，化学工业出版社，2002.（12）生物工程专业课程设计，尹亮，黄儒强 编.(13)石油化工基础数据手册 化学化工工具书等.(8)陈维汉，孙毅传热过程损失率方程及参数优化J华中理工大学学报，1996，24(增刊)：9195 主要符号说明硝基苯的定性温度T冷却水定性温度t硝基苯密度o冷却水密度i硝基苯定压比热容cpo冷却水定压比热容cpi硝基苯导热系数o冷却水导热系数i硝基苯粘度o冷却水粘度i热流量Wo冷却水流量热负荷Qo平均传热温差总传热系数管程雷诺数温差校正系数管程、壳程传热系数 初算初始传热面积传热管数初算实际传热面积S管程数壳体内径D横过中心线管数折流板间距B管心距t折流板数NB接管内径 管程压力降当量直径壳程压力降面积裕度H