化工原理课程设计 列管式换热器的工艺设计.doc

PAGE PAGE 物料密 度 物料 密 度 粘 度 比热容 λ导热系数 Kg/m 3 Pa s . kJ/(kg. ) ℃ W/(m. ℃ ) 设计题目：列管式换热器的工艺设计和选用 原油 815 3×10-3 2.2 0.128 柴油 715 0.64×10-3 2.48 0.133 设计题目 4、炼油厂用原油将柴油从 175℃冷却至 130℃，柴油流量为 12500 kg/h；原油初温为 70℃，经换热后升温到 110℃。换热器的热损失可忽略。60kPa。 管、壳程阻力压降均不大于 30kPa。污垢热阻均取 0.0003 ㎡.℃/W 一、确定设计方案 1、选择换热器类型 俩流体温度变化情况： 柴油进口温度 175℃，出口温度 110℃。原油进口温度 70℃，出口温度 110℃ 从两流体的温度来看，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、流程安排 该任务的热流体为柴油，冷流体为原油，由于原油的黏度大，因此使 原油走壳程，柴油走管程。 二、工艺结构设计 （一）估算传热面积 换热器的热流量（忽略热损失） Q q c (T T ) 12500 2.48 103 (175 30) 3875000W m 1 p1 1 2 3600 冷却剂原油用量（忽略热损失） q Q 387500 4.40kg /s m 2 c (t t) 2200 (110 70) p 2 1 2 平均传热温差 t t' 1 t (175 110) (130 70) 2 62.5 C m t 175 110 ln 1 t 2 ln 130 70 估 K 值 K 220W （m 2 C） 估 由 K 值估算传热面积 A = Q 387500 28.2m 2 估 K t 220 估 m （二）工艺结构尺寸 管径、管长、管数 ○1 管径选择 选用 19 2mm 传热管（碳钢） ○2 估算管内流速 取管内流速u 0.6m /s 估 12500 ○3 计算管数 n s  v qd 2u q  3600 715 0.0152 0.6 45.8 4（6 根） ○4 计算管长 L 4 i 估 4 A 估 d n  28.2 0.019 46  10.28m o s ○5 确定管程 按单管程设计，传热管稍长，宜采用多管程结构。现取传热管长 l=2.5m ，则该传唤器管程数为：N p ×4=184（根） L 10.28 4(管程），则传热管总根数 N=4 6 l 2.5 管子的排列方法 ○1 采用组合排列法，即每程内按正三角形排列，隔板两侧采用矩形排列，管子和 管板采用焊接结构 ○2 计算管心距 t 1. 2 5d o  1. 2 5 1 9  2 3. 7m5m 2 ○3 隔板中心到离其最近一排管中心距离 S=t/2+6=24/2+6=18mm 各程相邻管心距为 36mm 各程各有传热管 46 根3.壳体内径的计算 采用多管程结构，取管板利用率η=0.7 ○1 计算 D 1. 0 t5 N / 1. 0 5 2 4 1 8 4 / 0. m7 m 4 0 8 ( ) ○2 圆整 D = 4 5 0 m m 折流板 ○1 圆缺高度的计算 H 2 5 % D i 0 .2 5 3 2 5 8m1m.2 ○2 折流板间距 h 300mm ○3 折流板数量 N l 1 2 1 6η b h 0. 3 计算壳程流通面积及流速 ○1 计算流通面积 n 1.19 N 1.19 64 9.52 10 c A h(D n d o c o ) 0.3(0.325 10 0.025) 0.0225(m 2 ) ○2 计算壳程流体流速 u v 2 1 04 0. 2 2 m5 s 计算实际传热面积 o A 0. 0 2 2 5 3 6 0 0 1. 0 935 4 7 1 0 o A N d 实 l 10.05m 2 o 传热温差报正系数的确定 t t P 2 1 T t 1 1 40 20 140 20 0.167 RT T 140 110 R 1 2 1.5 t t 40 20 2 1 查表： 0.92 管程与壳程传热系数的确定 ○1 壳程表面传热系数 0.36 o o d 0.55 1Re Pr （3 o o 1 ）0.14 e w 当量直径，由正方形排列得： （4 a2 d e 2 d ） （4 0.031252 4 o d o 0.0252） 4 0.0247m 0.025 壳程流通截面积： d  0.025 A hD (1 o ) 0.3 0.325(1 ) 0.0195m 2 a 0.03125 壳程流体流速： W  20000 u h