1、傳熱學課程設計報告設計題目 柴油套管式換熱器的設計 石油工程學院 院(系) 油氣儲運工程 專業班級 儲運12-2班 學號 設 計 人 指導教師 完成日期 2015 年 01 月 13 日第 18 頁 共 20 頁目 錄 一 設計說明書.1二 設計條件及主要物性參數.1三 確定設計方案.2四 估算傳熱面積.3五 工程結構尺寸.3六 換熱器核算.5七 換熱器主要結構尺寸和計算結果表.10八 設備參數計算.10九 設計總結.15十 參考文獻.17一、設計說明書1.設計任務書和設計條件1.1、設計題目 柴油套管式換熱器的設計。1.2、設計任務及操作條件 處理量：（2.2）×104t/a； 柴

2、油進口溫度為35，出口溫度73； 加熱介質：飽和水蒸氣，流量為5000kg/h，入口溫度： 100； 允許壓強降：不大于105Pa； 每年按330天計，每天24h連續運行； 設備型式：列管換熱器； 設計項目： a.設計方案簡介：對確定的工藝流程及換熱器型式進行簡要論述； B.換熱器的工藝計算：確定換熱器的傳熱面積；c.選擇合適的列管換熱器并進行較核計算；d.對換熱器的附件進行設計，包括結構設計；e.繪制換熱器總裝配圖；設計要求：a.說明書采用統一封面和紙張；b.方案和流程的選擇要闡明理由；c.設計過程思路清晰，內容完全；d.設計、計算中，所采用的公式、數據、圖表等注明出處，有些需說明理由；e.

3、一律用鋼筆或打印填寫，要排列整齊，字體端正，書面整潔；f.計算過程均應寫出；g.設備圖以制圖要求為準；h.集中做設計，獨立完成。二、設計條件及主要物性參數2.1設計條件由設計任務書可得設計條件如下表：數參類型體積流量（標準kg/h）進口溫度（）出口溫度（）柴 油（管內）277835 73水蒸氣（管外）5000100- 注：要求設計的冷卻器在規定壓力下操作安全，必須使設計壓力比最大操作壓力略大，本設計的設計壓力比最大操作壓力大0.1MPa。2.2確定主要物性數據2.2.1定性溫度的確定根據傳熱學P275，熱流量為 Qc = Cpc(T1T2) =0.772×1.943（73-35）=5

4、7kw飽和水蒸汽出口溫度：Qh = Qc = Cph (t1t2) 57×=1.389×1.89×（100t2） t2=78 可取流體進出口溫度的平均值。管程柴油的定性溫度為T=（35+73）/2=54飽和水蒸汽的定性溫度為t=(100+78)/2=892.2.2流體有關物性數據根據由上面兩個定性溫度數據，查閱參考書可得飽和水蒸汽和柴油的物理性質。運用內插法（公式為 ）,可得殼程和管程流體的有關物性數據。兩流體在定性溫度下的物性數據： 物性流體溫度T()密度kg/m3粘度（Pa·s）比熱容CpkJ/(Kg·)熱導系數W/(m·)液化潛

5、熱r/(kJ/kg)柴油548890.0671.9430.1253250飽和水蒸氣899660.011×10-31.8902.402285三、確定設計方案3.1 選擇換熱器的類型由于溫差較大和要便于清洗殼程污垢，對于油品換熱器，以采用Fe系列的浮頭式列管換熱器為宜。采用折流擋板，可使作為被冷卻的原油易形成湍流，可以提高對流表面傳熱系數，提高傳熱效率。3.2 流程安排柴油溫度高，走管程課減少熱損失，原油黏度較大，走殼程在較低的Re數時即可達到湍流，有利于提高其傳熱膜系數。四、估算傳熱面積4.1熱流量Q=54kW4.2平均傳熱溫差根據傳熱學P271，公式9-16，順流平均傳熱溫差式中：

6、4.3傳熱面積由于管程氣體壓力較高，故可選較大的總傳熱系數。初步設定設Ki= W·m-2·-1。根據傳熱傳質過程設備設計P14，公式1-2，則估算的傳熱面積為 考慮到外界因素的影響，根據經驗取實際傳熱面積為估算值得1.15倍，所以實際傳熱面積為： 五工程結構尺寸5.1管徑和管內流速選用25×2.5mm的傳熱管(碳鋼管)；由傳熱傳質過程設備設計P7表13得管殼式換熱器中常用的流速范圍的數據，可設空氣流速ui1m/s，用u i計算傳熱膜系數，然后進行校核。5.2管程數和傳熱管數依化工單元過程及設備課程設計P62，公式3-9可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數(根)按

7、單程管計算，所需的傳熱管長度為按單管程設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。現取傳熱管長 l= 4m ，則該換熱器管程數為Np=L / 4=10/43（管程）傳熱管總根數 N = 3×5= 15（根）。單根傳熱管質量7850×4×3.14×0.0225×0.0025=5.55kg5.3 平均傳熱溫差校正及殼程數依化工單元過程及設備課程設計P63，公式3-13a和3-13b，平均傳熱溫差校正系數P依傳熱傳質過程設備設計P16，公式3-13，溫度校正系數為 0.87依傳熱傳質過程設備設計P16，公式3-14，平均傳熱差校正為tm=×tm =

8、63.1×0.87=54.90( )由于平均傳熱溫差校正系數大于0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。5.4 傳熱管的排列和分程方法采用組合排列法，即每程內均按旋轉45°正四邊形排列，其優點為管板強度高，流體走短路的機會少，且管外流體擾動較大，因而對流傳熱系數較高，相同的殼程內可排列更多的管子。查熱交換器原理與設計P46，表2-3 管間距，取管間距：t 1.25d=1.25x25=32 mm 。橫過管束中心線的管數為：由化工單元過程及設備課程設計P67，公式3-16，隔板中心到離其最近一排管中心距離S=（t/2）+6=32/2+6=22 mm取各程相鄰管的管心距為4

9、4mm。5.5 殼體內徑 采用多管程結構，取管板利用率=0.7，由流體力學與傳熱P206，公式4-115，得殼體內徑為Di =1.05t=1.05×32×=155mm , 查閱化工原理（上）P275，附錄二十三：熱交換器，取Di =200mm。5.6折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為 取折流板間距B=0.6Di，則。取板間距H50mm，則：折流板數 NB=1=1=33塊折流板圓缺面水平裝配。5.7其他附件直徑為12mm的拉桿4根。5.8接管（1）殼程流體進出口接管 取接管內液體流速u1=0.5m/s, 圓整后取管內直徑為60mm

10、.(2) 管程流體進出口接管 取接管內液體流速u2=1m/s,圓整后取管內直徑為30mm六換熱器核算6.1熱量核算6.1.1殼程表面流傳熱系數 對于圓缺形折流板，可采用克恩公式。由流體力學與傳熱P164，公式4-60、4-61，得 其中：粘度校正為=0.92當量直徑，管子為四邊形角形排列時，依化工單元過程及設備課程設計P72，公式3-22得de殼程流通截面積，由流體力學與傳熱P164，公式4-62，得So = BD(1)=0.12×0.2×（1）0.00525m2殼程冷卻水的流速及其雷諾數分別為uo =0.03 m/sReo87普朗特準數（<傳熱傳質過程設備設計>

11、;P26，公式1-43）Pr =98因此，殼程水的傳熱膜系數ho為ho = =83 W/(m2·)6.1.2管程表面流傳熱系數由流體力學與傳熱P158，公式4-52a、4-52b，得hi = 0.023Re0.8Pr0.4其中：管程流通截面積Si =2.36 m2管程空氣的流速及其雷諾數分別為ui =0.36m/sRe10000普蘭特準數Pr =9.35因此，管程空氣的傳熱膜系數hi為Hi=0.023×100000.8×9.350.4×=593 W/(m2·)6.1.3污垢熱阻和管壁熱阻查閱化工原理（上）P365，附錄22，得l 冷卻水側的熱阻

12、Rso0.00002m2··W-1l 熱空氣側的熱阻Rsi0.00002m2··W-1l 碳鋼的導熱系數50W·m-1·-16.1.4總傳熱系數Ki因此，依化工單元過程及設備課程設計P71，公式3-21 Rso 777解得：244.8 W/ (m2·) 6.1.5 傳熱面積裕度依化工單元過程及設備課程設計P75，公式3-35：QiSitm得：SiQi/(tm)該換熱器的實際傳熱面積SpSp=3.14×0.025×4×15=4.71 m2依化工單元過程及設備課程設計P76，公式3-36該換熱器的面

13、積裕度為=34.6%6.2 壁溫核算 因管壁很薄，且管壁熱阻很小，故管壁溫度可按化工單元過程及設備課程設計P77，公式3-42計算。由于傳熱管內側污垢熱阻較大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作早期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應按最不利的操作條件考慮。因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。于是按式3-42有式中，液體的平均溫度tm和氣體的平均溫度Tm分別按化工單元過程及設備課程設計P77，公式3-44、3-45計算tm=0.4×35+0.6×73=57.8Tm=0.4×100+0.6×78=86.8 hc

14、 = ho = 83 W/ (m2·) hh = hi = 593W/ (m2·)傳熱管平均壁溫=61.36 殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=87 殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 t=87-61.36 =25.6 6.3換熱器內流體的流動阻力(壓降)6.3.1管程流動阻力由，傳熱管相對粗超度為0.01，查莫狄圖得，流速u=0.05m/s, 2955.925(pa)333.375(pa)總壓降：pi（p1+p2）Ft Ns Np（2955.925+333.375）×1.5×1×48740Pa < 9800 Pa（符合設計要求） 其

15、中， Ft為結垢校正系數，取1.5；Ns為串聯殼程數，取1；Np為管程數，取4。 6.3.2殼程流動阻力：由傳熱力學與傳熱P209，公式4-121、4-122，得： 流體橫過管束的壓降：其中：F=0.4fo=5.0×87-0.228=1.8NB=39uo=0.317 m/spO=0.4×1.8×24.62×(39+1)×(926×0.3172)/2 32989 PapINB（3.5）4173Pa總壓降：po（p1p2）Fs Ns（329894173）×1.15×142736Pa 其中，Fs為殼程壓強降的校正系數，對

16、于液體取1.15；Ns為串聯的殼程數，取4。七.換熱器主要結構尺寸和計算結果表參數管程殼程流量，kg/h27785000物性操作溫度，35/73100/78定性溫度，5489流體密度，kg/m3889966定壓比熱容，kj/(kg.k)1.9431.890傳熱系數，W/（m2·）0.12532.40普朗特數11.93114.2設備結構參數形式浮頭式臺數1殼體內徑，mm155殼程數1管徑，mm管心距，mm32管長，mm10000管子排列正方形旋轉45°管數目，根15折流板數33傳熱面積，3.91折流板間距，mm120管程數4材質碳鋼主要計算結果管程殼程流速，m/s0.50.3

17、17表面傳熱系數，W/（m2·）59383污垢系數，m2·K/W0.00020.0002阻力降，Pa0.00870.0202熱流量，kw54傳熱溫差，k25.6傳熱系數，W/（m2·）244.8裕度34.6八、設備參數計算8.1殼體8.1.1殼內直徑根據前面的工藝計算，本次設計采用的換熱器殼體內徑Di155mm。查閱結構與零部件（上）P123，表1-1-86 的無縫鋼管制作筒體時容器的公稱直徑，本次采用公稱直徑為DN155mm×8mm的殼體，則Do170mm，Di=155mm。8.1.2殼體壁厚 查閱化工設備機械基礎P126，表9-3，采用Q235-A.

18、F鋼板(GB3274)，其中鋼密度7850kg·m3由Po0.6 MPa， Di155mm，再查閱化工設備機械基礎P124，表9-6,對殼體與管板采用單面焊，焊接接頭系數0.65,腐蝕裕度C=3+0.5=3.5mm.查閱化工設備機械基礎P124，表9-4 碳素鋼、普通低合金鋼板許用應力，得：t=113MPa ，s235MPa+C+3.54.14(mm)圓整后取5mm 8.1.3殼體質量殼體長度=7m質量=7850×10×3.14×（0.61620.6002）/4 =1198.92kg注：個別數據來源于后續步驟。詳見附圖。8.2管板8.2.1管板與殼體的連

19、接管板夾于殼體法蘭和頂蓋法蘭之間，8.2.2管子在管板上的固定方式采用焊接法在管板上固定管子。根據換熱器設計手冊P172，表1-6-20，管子伸出長度約為5mm。8.3拉桿本換熱器殼體內徑為155mm，查閱化工單元過程及設備課程設計P135，表4-7和表4-8得：拉桿螺紋公稱直徑：=16mm拉桿長：L1=6.840m L2=6.480m前螺紋長La=20mm 后螺紋長Lb=60mm拉桿數：4根拉桿質量：m=7850×（2×6.840+2×6.480）×3.14×0.0162/4=64.7 kg拉桿外套有定距管，規格與換熱管一樣，長度：L1=6.

20、65 m，L2=6.300m。粗略計算定距管質量 m=7850×（2×6.65+2×6.3）×3.14×(0.02520.022)/4=35.4 kg8.4分程隔板查閱化工單元過程及設備課程設計P127，表4-1，因本此設計換熱器的公稱直徑Di=155mm ，對于碳鋼，得隔板厚度為：b10mm 。分程隔板長L1=150+40+400+5-10=585mm，L2=200+5-10=190mm其中10mm為管箱嵌入法蘭深度，5mm為隔板嵌入管板深度。管箱分程隔板質量以長方體板粗略估計：m1=0.6000×0.585×0.010&

21、#215;7850×2=55.1kg浮頭分成隔板質量以半圓板粗略估算：m2=3.14×0.5×0.190×0.010×7850=23.4kg隔板總質量 m=55.1+23.4=78.51kg8.5折流板前面已算出：折流板數 NB=33 塊圓缺高度 h150 mm板間距 B360mm查閱換熱器設計手冊P182，表1-6-26和表1-6-33，得：折流板直徑 Da(6003.50.5)mm=596mm折流板厚度 C5 mm。折流板的管孔，按GB151規定I級換熱器，管孔直徑=19+0.4=19.4mm 折流板質量：m=33×0.00041

22、8×7850=108 kg8.6封頭及管箱8.6.1 封頭查閱材料與零部件P332，表2-1-9，本換熱器采用橢圓型封頭(JB115473)一個，材料采用高合金鋼，公稱直徑Dg600mm（以內徑為公稱直徑），曲面高度h1150mm，直邊高度h240mm，厚度8mm,重量=16.6kg。焊接于管箱。8.6.2 管箱管箱長L=400mm，管箱內徑=6000mm（按非標準設計），壁厚=8mm管箱質量：m=3.14×0.600×0.400×0.008×7850=47.32 kg。8.6.3筒體法蘭及管箱法蘭 查閱材料與零部件（上）P386，表2-2-2

23、2，采用凹法蘭，在公稱壓力1.01.6MPa范圍內，選取的法蘭參數為D=730mm，公稱直徑=600mm，孔間距D1=690mm，D2=655mm。孔直徑25mm，厚度b=32mm ，法蘭重量=35.1kg 。所用螺栓規格M20×90mm，螺栓數目：28。一個法蘭焊接在管箱，再與前管板連接；另一個法蘭焊接在筒體，與后管板連接。8.7接管及其法蘭根據流體力學與傳熱P207，接管直徑公式，同時也考慮到接管內的流體流速為相應管、殼程流速的1.21.4倍。殼程流體進出口接管：取接管內水的流速為 ui= 0.5m/s，則接管內徑為=0.195 m取標準管徑為 200 mm查表材料與零部件（上）

24、P655表 2-8-1，取管的內徑200mm，管厚6mm，伸出高度150mm。接管質量=3.14×0.2×0.004×0.15×7850=2.957kg原油進口采用凸法蘭，原油出口采用凹法蘭，查閱材料與零部件P380，表2-2-19，取法蘭直徑340 mm，厚度b=26mm，螺栓孔間距D1295mm，D2=219mm，螺栓孔直徑22mm。法蘭重量：凹法蘭1.54kg，凸法蘭=2.42kg，螺栓規格：M20，螺栓數量為8。由于iui2=815×0.52=203.7<2200 kg/(ms2)，故不需防沖板。管程流體進出口接管：取接管內空氣的

25、流速為 uo= 1 m/s，則接管內徑為= 0.129m取標準管徑為 150 mm查表材料與零部件P132無縫鋼管（YB231-70），取管的外徑159mm，管厚4.5mm ，查閱材料與零部件（上P655表 2-8-1，伸出高度150mm。接管質量=3.14×0.1545×0.0045×0.15×7850=2.57kg柴油進口采用凹法蘭，柴油出口采用凸法蘭。查閱材料與零件P380，表2-2-19，法蘭的直徑260mm，厚度b=12mm，螺栓孔間距D1225mm，D2=202mm，螺栓孔直徑18mm。法蘭重量：凹法蘭2.18kg，凸法蘭=2.75kg，螺栓

26、規格：M16，數量為8。8.8排氣、排液管查表材料與零部件P123無縫鋼管（YB231-70），取排氣液管：外徑45mm，管厚3.5mm，伸出高度80mm。質量=7850×3.14×0.045×0.0035×0.08=0.29kg。選用螺塞M27×2。8.9浮頭浮頭法蘭溝圈內徑浮頭法蘭溝圈外徑布管限定圈直徑外蓋內直徑浮頭管板直徑8.10支座設計8.10.1 支座的設計選型查材料與零部件（上）P559，表2-7-1 鞍式支座尺寸，當公稱直徑600mm時，b1=180mm , L=550mm , B=120mm， b=90mm，m=220mm，質量

27、=26.3kg，A0.2×7=1.4m，支座間距70002×52×1400=4190mm。8.10.2 支座承載能力校核（1）換熱器的質量統計于下表：序號 各零部件 數量單件重量/kg重量/kg1殼體（YB231-70）829.24829.242管板246.3992.783殼程接管21.913.824殼程接管法蘭2凹3.08/凸4.847.925管程接管22.575.146管程接管法蘭2凹4.36/凸5.59.867隔板320.8462.568封頭116.6016.609封頭法蘭117.8017.8012傳熱管1684.42742.5613拉桿2/29.24 /

28、8.7836.0414定距管L127.6815.09L227.4115折流板192.4847.1316管箱123.0723.0717管箱法蘭117.8017.8018浮頭132.5132.51換熱器總重量/kg1961.56（2）傳熱管和拉桿所占的體積粗略為： V23.14×（0.025/2）2×7×170=0.583m3 殼體體積為： V13.14×（0.600/2）2×7.001.978m3 忽略隔板體積，原油充滿整個換熱器時的總重為： = 1961.56+（1.978-0.583）×815.03098.48kg。小于該鞍式支座的最大載荷14噸。（3）殼體剛度校核已知公式： 和 換熱器的受力可簡化為如圖：AAL 彎矩圖為：L=9.390m，=1961.56kg，g=9.81N/kg。校正為2000kg。取A=0.21L=0.21×9.3901.9719(m)，此時=0.025gL=0.025×2000×9.81×9.390=4605.79Nm抗彎截面模量：=0.00229=46