课程实训任务书
课程石油装备设计综合实训
题目炼油厂柴油换热器的选用和设计
主要内容：
1.液化气工艺概述；
2.换热器的工艺计算；
3.换热器的结构设计；
4.换热器的强度校核；
5.换热器的结果汇总。
设计条件：
炼油厂用原油将柴油从1750C冷却至1300C，柴油流量为12500kg/h；原油初温为700C，经换热后升温到1100C。换热器的热损失可忽略。操作压力为60KPa 管、壳程阻力压降均不大于30KPa。污垢热阻均取0.0003Pa s。
主要参考资料：
[1] GB150-2011，压力容器[S] .
[2]郑津洋，董其伍，桑芝富.过程设备设计[M] .北京：化学工业出版社,2010.
[3]JB 4731-2005，钢制卧式容器[S] .
[4]JB4712-2007，容器支座[S].
[5] JB 4715-1992，固定管板式换热器型式与基本参数[S].
完成期限2013年3月24日
指导教师
专业负责人
2013年2月25日
目录
第1章液化气工艺及流程图概述 (1)
1.1液化石油气工艺概述 (1)
1.1.1液化石油气的特点 (1)
1.1.2液化石油气的来源 (1)
1.1.3液化石油气的提取 (2)
第2章列管式换热器的选用与工艺设计 (4)
2.1列管式换热器的概述 (4)
2.2 初算换热器的传热面积 (4)
2.3主要工艺及结构基本参数的计算 (6)
2.4管、壳程压强降的校验 (9)
2.5总传热系数的校验 (12)
2.6列出所涉及换热器的结构基本参数 (14)
第3章换热器的结构设计 (15)
3.1 筒体部分计算 (15)
3.2 椭圆封头厚度 (16)
3.3 管板选取 (17)
3.4 法兰选取 (17)
3.5 鞍式支座 (19)
3.6 接管 (19)
第4章换热器的强度校核 (21)
4.1 计算容器重量载荷的支座反力 (21)
4.2 筒体轴向应力验算 (21)
4.3 鞍座处的切向剪应力校核 (23)
4.4 鞍座处筒体周向应力验算 (24)
第5章设计结果汇总 (26)
参考文献 (27)
第1章液化气工艺及流程图概述
1.1液化石油气工艺概述
液化气又叫液化石油气，是以丙烷、丁烷、丙烯、丁烯为主要成分的烃类混合物。英文名称为L.P.G（Liquified PetroIeum Gas）。
1.1.1液化石油气的特点
(1)液化石油气的主要成分丙烷、丁烷、丙烯、丁烯等在常温常压下呈气态。但适当升高或降低温度容易转变为液态。临界温度为92-162℃，临界压力为3.53-4.45MPa(绝)。
(2)从气态转变为液态，体积可缩小250-300倍，使得液化气较其他燃气便于运输、贮存和输配。通常采用常温加压条件使液化气保持液态，因此用于运输、贮存和输配容器设备均为压力容器。在大规模液化气贮存中(贮存量超过10000t)，可考虑采用低温降压或低温常压法,以减少投资。
（3）与其他城市燃气相比，液化气热值最高，低热值为45.1-45.9MJ／kg(液态)或87.8-108.7MJ／m3(气态)。考虑到燃烧的完全性，通常采用降压法。
(4)液化气从贮罐等容器或管道中泄漏后将迅速气化，需吸收充足的热量。这将导致漏孔附近材料及周围大气温度急剧降低，与人体皮肤接触甚至会造成冻伤。这也对容器的选材及制造提出了严格的要求。
(5)气态浓化气重度较空气大1.8—2.0倍。泄漏后易在低洼、沟槽处聚积。而液化气爆炸下限很低(爆炸极限为空气中体积的 1.7％—10％)，极易与周围空气混合形成爆炸气体，遇到明火将引起火灾和爆炸事故。一旦遇火爆炸，其事故特点是对人员、设备及设施危害大，波及范围广，难以控制。所以在液化气供应中，必须保证运行安全、设备完好、操作正确、防火防爆。
(6)液态液化气比水轻(一般为水重的50％—60％)。在容器或管道中，通常呈饱和状态，其饱和蒸气压力随温度的升高(降低)而升高(降低)。其液态密度随温度的升高(降低)而减少(增加)。
1.1.2液化石油气的来源
液化石油气有两种来源:一种是在油田或气田开采中获得的，称为天然石油气;另一种来源于炼油厂在石油炼制加工过程中所获得的副产品，称为炼厂石油气。天然石油气中不含有烯烃，炼厂石油气中则含有相当数量的烯烃，这是原油在二
次加工时的裂解产物。
1.1.3液化石油气的提取
液化石油气的提取主要有压缩法、吸收法、吸附法。
1.1.3.1压缩法
从烃类的气—液相平衡关系可知，在一定温度下，不同烃类的饱和蒸汽压不同，含碳越高的烃类饱和蒸汽压越低，当温度高于某种烃的临界温度时，无论多高压力都不能使其液化。同时，在一定压力下，不同烃类的冷凝温度不同，含碳越高的烃类冷凝温度越高。
因而若将一定温度下的气态混合烃压缩，或者在一定压力下将其冷却，那么含碳高的烃类会成为液体。可从气态中分离出来，这就是压缩法提取液化石油气的基本原理。
气体在压缩过程中温度将升高，其中烯烃在高温下易形成聚合物，影响压缩机运行。为此通常采用分级压缩的方法，使每级压缩后气体温度控制在140℃左右，然后将其冷却。
1.1.3.2吸收法
吸收法是利用吸收液对于不同气态烃具有选择吸收的能力而分离烃类的一种方法。汽油是常用的吸收刘，愈重的烃类在汽油中溶解度愈大。提高压力和降低温度有利于吸收过程，所以吸收塔通常在加压、低温或常温下操作。此外，吸收剂中待吸收组分浓度愈低。吸收效率愈高。
为了提取液化石油气，一般先用吸收法把混合烃分离成C3以上的重馏分和C2以下的轻馏分及氢，然后再经过精馏，分离出C3、C4组分。
1.3.3吸附法
吸附法是利用吸附剂具有选择性吸附和解吸的能力来分离混合烃中不同组分的方法。作为吸附剂的有活性炭、硅胶和分子筛等多孔材料。其中分子筛的吸附能力强，选择性好，但是价格昂贵。工业上通常采用活性炭作吸附剂。当气态混合烃与吸附剂接触时，不饱和烃比饱和烃容易被吸附；在同类烃中高分子烃容易被吸附。
吸附法适用于分离含重烃很少的气态混合烃。
1.2 ARGG装置工艺流程概述
1.2.1 ARGG装置
ARGG装置包括反应-再生、分馏、吸收塔、气压机、能量回收及余热锅炉、产品精制几部分租成，ARGG工艺以常压渣油等重油质油为原料，采用重油转化和抗金属能力强，选择性好的ARG催化剂，以生产富含丙烯、异丁烯、异丁烷的液化气、并生产高辛烷只汽油。
其中，催化裂化是炼油工业中最重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。它是使原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩和等一系列化学反应，原料油转化为气体、汽油、柴油等主要产品及油浆、焦炭的生产过程。催化裂化的原料油来源广泛，主要是常减压的馏分油、常压渣油、减压渣油及丙烷脱沥青油、蜡膏、蜡下油等。随着石油资源的短缺和原油的日趋变重，重油催化裂化有了较快发展，处理的原料可以是全常渣甚至是全减渣。在硫含量较高时，则需用加氢脱硫装置进行处理，提供催化原料。催化裂化过程具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量高等特点。
1.2.2 部分工艺流程叙述
吸收塔顶操作压力1.3MPa（绝），从D-10301来的压缩富气进入吸收塔C-10301自下而上逆流与来自D-10201来的粗汽油和补充吸收剂泵P-10304/1、2送来的稳定汽油（补充吸收剂）逆相接触。气体中的及以上的更重要组分大部分被吸收，剩下含有少量吸收剂（贫气）去再吸收塔C-10303，为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔用P-10302/1～4分别抽出四个中段回流，经中段回流冷却器E-10307/1～8冷却后再返回吸收塔。在D-10301中平衡汽化得到的凝缩油由凝缩油P-10301/1、2抽出后，经脱吸塔进料-稳定汽油换热器E-10302/1-2换热至55进入脱吸塔C-10302顶部。脱吸塔顶操作压力1.4MPa（绝），温度50，脱吸塔底部由脱吸塔底重沸器E-10301/1.2提供热量。用分馏部分中段回流作为热载体，以脱出凝缩油中的组分。塔底抽出的脱乙烷汽油送至汽油稳定系统。贫气从吸收塔顶出来进入再吸收塔C-10303，操作压力1.25MPa（绝）。与从分馏部分来的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，已脱除气体中夹带的轻汽油组分，经吸收后的气体（干气）送至脱硫装置，富吸收油则靠再吸收塔的压力自流至E-10205/1-2，与贫吸收油换热后再返回分馏塔。
第2章列管式换热器的选用与工艺设计
2.1列管式换热器的概述
列管式换热器是一种通用的标准换热设备。它具有结构简单、坚固耐用、造价低廉、用途广泛、清洗方便、适应性强等优点，在化工、石油、轻工、冶金、制药等行业中得到了广泛应用。根据列管式换热器的结构特点主要分为固定管板式换热器、U型管式换热器、浮头式换热器、填料函式换热器。
2.1.1类型的选定
换热器类型的选定，主要可按流体压强，管壁与壳壁的温差及其污垢的清洗等方面来考虑。
其中，固定管板式换热器主要由壳体、管束、封矢、管板、节流挡板、接管等部件组成。其结构特点是管束以焊接或胀接在两块管板上，管板分别焊接在壳体两端并在其上与封头连接，封头与壳体上装有流体进出口管。与其他形式换热器相比，其结构简单、紧凑、制造成本较低、管内不易积垢，及时产生了污垢也便于清洗。但它仅适用于壳程流体压强小雨0.6MPa，管、壳程壁温温差小于70℃，且关键只能通过清洁流体的场合。
综合考虑，我们选定固定管板式换热器。
2.1.2流动路径的确定
冷热流体在换热器内的流动路径，需进行合理安排，通常可依一系列原则确定。原则：①不洁净和易结垢的流体走易于清洗的一侧。
②被冷却的流体宜走管程。
③流量小而粘度大的液体一般以走壳程为宜。
故根据以上原则我们确定原油走管程，柴油走壳程。
2.2 初算换热器的传热面积
列管式换热器可根据生产任务要求，由热量衡算大致估算出换热器的传热面积。
2.2.1 热负荷及冷却介质消耗量的计算
在热损失可以忽略不计的条件下，两流体均无相变的情况下，热负荷可由下式计算:
)()(1221t t C W T T C W Q pc c ph h -=-= （2-1）式中 Q ——热负荷,W
c h W W 、——热、冷流体的质量流量，kg/s pc C C ph 、——热、冷流体的定压比热容，kJ/(kg ?K) 21T T 、——热流体的进、出口温度，℃ 21t 、t ——冷流体的进、出口温度，℃
热负荷：3875003600/)130175(1048.21025.1)(342111=-????==-T T C W Q w 原油消耗量：4.4h /kg 10585.1)
70110(102.23600
387500)(43
1222=?=-???=-=
t t C Q W kg/s 2.2.2 计算平均温度差m t ?，并确定管程数
选取逆流流向，先按单壳程单管程考虑，计算出平均温差'
m t ?.
1
21
2'
t t In t t t m ???-?=
? （2-2）式中 1t ?——进、出口两端流体温差中较低一侧的温差； 2t ?——进、出口两端流体温差中较高一侧的温差；
5.6260
65ln )
70130()110175(ln 1212'=---=???-?=?t t t t t m
℃ 按下式计算因数R 和P 值： 1
22
1t t T T R --==
冷流体的温降热流体的温降 (2-3)
1
11
2t T t t P --==两流体最初温度差冷流体的温升 (2-4)
故：125.170110130
175=--=
R
38.070
17570
110=--=
P 根据R 、P 值，查温度校正系数可读得，温度校正系数8.092.0>=?t ?。可见用
单壳程单管程合适，因此平均温度差5.62'
=?=?m m t t ℃。
2.2.3 按经验数值初选总传热系数)(0估K
选取150)(0=估K w /(m 2?k )
2.2.4 初算出所需传热面积'0S
利用总传热速率方程式：
m
t K Q
S ?=
00 （2-5） 式中 0S ——估算的传热面积，m 2
0K ——假设的总传热系数，w /(m 2?k ) m t ?——平均传热温度差，℃ 得：33.415
.62150387500
)(00=?=?=
m t K Q S 估m 2
2.3主要工艺及结构基本参数的计算
列管式换热器结构主要基本参数包括：公称直径、公称压力、设计温度、换热管长、换热器规格、折流板间距及公称换热面积等。
2.3.1 换热器选材
换热管规格及材质的选定选用Ф25mm ×2.5mm 钢管。
2.3.2 换热器数量及长度的确定
在选定管子的规格后，可有下式先求出单管程所需的管子数目： u
d V n i s
24π= （2-6） 式中 n ——单程管子根数；
s V ——管内流体的体积流量，m 3/s ； u ——管内流体的适宜流速，m/s ； i d ——管子内径，m 。 故： 管数根14.10117
.002.014.38154
.44422=????==
i i d u V n π 由上述估算出的管外表面积又可计算出单程管长度： 0
'nd S l π=
（2-7） 则：管长21.514
.101025.014.333
.4100'=??==
d n S l πm 按商品管长系列规格，取管长L=6m
2.3.3管子的排列方式及管子与管板的连接方式的选定
管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用焊接法。
2.3.4 计算外壳内直径i D
'2)1(b n t D c i +-= （2-8） 式中 i D ——壳体内径，m ；
t ——管子中心距，用胀接方法连接，0)5.1~3.1(d t =；用焊接方法连接，
025.1d t =；
c n ——横过管束中心线的管数；
管子按正三角形排列：n n c 1.1=；管子按正方形排列：n n c 19.1=； n ——换热器的总管数；
'b ——管束中心线上最外层管中心至壳体内壁的距离，m ；通常取
0')5.1~1(d b =。
由于管中心距32025.025.125.10=?==d t mm ；
横过管束中心线的管数根06.111011.11.1===n n c ， 取整11=c n 根。 管束中心线最外层的中心至壳体内壁的距离：
038.0025.05.15.10'=?==d b m
所以5.3873875.00375.02)111(03125.0==?+-?=m D i mm 实际值D ：
25.4261.15.387=?=?=?i D D mm 按壳体直径标准系列圆整，取D=450mm
因为3.13450
6000
==
D L ，管长径比合适. 2.3.5 画出排管图
根据壳体内径i D 、管中心距t 、横过管束中心距的管数c n 及其排列方式，绘制出排管图，如图2-1所示。由图可见，中心排有13根管时，按正三角形排列，可排139根，除去4根拉杆位置，故实际管子根数N =135根。
图2-1 管子排列图
2.3.6 计算实际传热面积0S 及过程的总传热面积系数)(0选K
53.62)1.06(025.014.3135)1.0(00=-???=-=l d N S πm 3 15.995
.6253.62387500
t m 0)(0=?=?=
S Q K 选w /(m 2?k ) 2.3.7 折流板直径C D 、数量及有关尺寸的确定
选取折流板与壳体间的间隙为3.0mm ，因此： 折流板直径c D =450-2?3.0=444mm
切去弓形高度5.11245025.025.0=?==D h mm 折流板数量11
.0'
--=
h L N B 取折流板间距0h =300mm ，那么块67.18300
100
6000=-=B N ,取整得19=B N 块
实际折流板间距2951
19100
6000=+-=
h mm
2.3.8 拉杆的直径和数量与定距管的选定
选用Ф12mm 的钢拉杆，数量4条，定距管采用与换热器相同的管子，即
25Φmm ?5.2mm 钢管。
2.3.9温度补偿圈的选用
由于
C 50C 5.622
110
70213017500>=+-+，
故需考虑设置温度补偿圈。具体结构尺寸可从有关标准查取。
2.4管、壳程压强降的校验
列管式换热器压力降的校验，其目的是校验流体通过所设计换热器的压力降是
否符合工艺的要求。若达不到要求是，需调整管、壳程数或折流板间距等，重新计算，直到满足要求为止。
2.4.1 管程压强降（原油走管程）
管程压力降可由一般的摩擦阻力公式求得：
P S
t
i
N N
F P P P )(2
1
?+?=?∑ （2-9）
式中
∑?i
P ——管程总压力降，Pa ；
21P P ??、——分别为单程直管阻力与局部阻力，Pa ； t F ——校正系数，对于Φ25mm ?2.5mm 管子，取4.1=t F ； s N ——串联壳程数； p N ——管程数。
据上述结果可知：管程数p N =1，串联壳程数s N =1；对于Φ25mm ?2.5mm 的换热管，结构校正系数为4.1=t F 。
换热器为单程管，02=?P ；流体流经直管段（包括进、出口）的压力降为
2)5.1(2)1(221i i c e u d i
u d P ρλρζζλ+=++=? (2-10) 由于 80.10313502.014.34
.442
=???=
i G N/m 00.69210380
.10302.0Re 3
=??=
=
-μ
i
i i G d
取2.0=ζmm ，那么01.020
2
.0==i
d ζ
，可查得027.0=λ，故
00.962
17.000.692)5.102.06027.0(2
1=??+?=?P N/m
40.134114.1)000.96(=???+=?∑i
P P a<30kP a
管程流体压强将满足要求。
2.4.2 壳程压强降（柴油走壳程）
当壳程无挡板时，流体顺着管束流动，此时壳程流体压力降可按下式计算： s
s
N
F P P P )('2
'
1
?+?=?∑ （2-11）
式中
∑?0
P ——壳程总压力降，Pa ；
1P ?——流体流过管束的压力降，Pa ； 2P ?——流体流过折流板缺口的压力降，Pa;
s F ——结垢校正系数，对于液体，s F =1.15；对于气体或可凝蒸汽，s F =1.0； s N ——壳程数。 其中流体流经管束的压强降：
2
)
1(20
0'
1
u N N Ff P B C ρ+=? （2-12）
2
)25.3(2
2u D h N P B ρ-=? （2-13）
式中 B N ——折流板数目； C N ——横过管子中心数； 0f ——壳程的摩擦系数； F
——管子排列方式对压力降的校正因数；
0u ——壳程流体横过管束的最小流速，m/s ； h ——折流板间距，m 。
由于，管子排列方式对压强降的校正因子，F=0.5（正三角形排列） 壳程流体的摩擦系数：228.00Re 5-=f 横过管子中心数：根13=C N 折流板数：块19=B N μ
ρ2
00Re u d e =
（2-14）
其中：0181.0025
.014.3])025.0(414
.3)03125.0(23[44)23(4220202=??-??=-=
d d t d
e ππm
132.0)025.01345.0(295.0715********.1)()1(4
000=?-????=-=-=d n D h V t
d hD V u c s s
m/s
故 50012.266310
64.0715
1317.00181.0Re 3
0>=???=
- 828.0)12.2663(5228.00=?=-f
50.6702
132.0715*******.05.02
'1
=??
???=?P N/m 06.2592
132.0715)45.0295.025.3(192)
25.3(2
2
0'
2
=???-?=-=?u D h N P B ρN/m )(1单壳程=S N )(15.1液体=S F
故有：00.1069)06.25950.670(15.10=+?=∑P Pa<30k Pa
2.5总传热系数的校验
通过校验总传热系数，使之与初选的传热系数的比值尽量接近1.15至1.25之间。
2.5.1 w so si R R R 、、的查取
管外侧污垢热阻4107197.1-?=so R m ?2k/w 管内测污垢热阻410439.3-?=i R m ?2k/w
管壁热阻碳钢在该条件下的热导率为45w /(m 2?k ），则：
000056.045
0025
.0==
W R m ?2k/w 2.5.2 0K 的计算
列管式换热器面积是以传热管外表面积为基准，在利用关联式计算总传热系数也应以管外表面积为基准，其计算公式为：
i
i i si m W so d d d d R d d R R K αα000001
1++++= （2-15） 式中 0K ——总传热系数w /(m 2?k ）；
0αα、i ——分别为管程和壳程流体的传热膜系数，w /(m 2?k ）； so si R R 、——分别为管程和壳程的污垢热阻，w /(m 2?k ）； w R ——导热率，m ?2k/w ；
0d d i 、——分别为传热管内直径、外直径，m 。 其中: 14
.03
155
.00
0)(
Pr Re
36
.0w
e
d μμλα= （2-16）
i
i d Nu
λα=
（2-17）
14.031
3
13
1
)()(Pr Re 86.1w i L d Nu μμ
= （2-18）
式中 0α——壳程流体传热膜系数，W/(?2m K); i
α——管程流体传热膜系数，W/(?2m K);
0λ——壳程流体的导热系数，W/(?2m K); e d ——当量直径；m ；
μ——流体在定性温度下的粘度，Pa ?S; w μ——流体在壁温下的粘度，Pa ?S ； Pr ——普兰特准数。 由上述公式则有：
)
/(91.48505.1)133
.01048.21064.0()12.2663(0181.0133.036.0Pr Re 36
.0231
3355
.014
.03
155
.00
0K m W d w
e
?=???????==-φλα
73
.301)6
025.0()128.0103102.2(00.69286.1)()(Pr Re 86.13
1
31
333
114
.031
3
131=???????==-w
i L d Nu μμ
67.19602
.073
.30128.0=?=
=i
i d Nu
λαw /(m 2?k ）
故00.11620
67.19625
22525104394.310719.191.48511
440=?+?+?+=--K w /(m 2?k ）
17.115
.9900
.116)(00==选K K 因为比值在1.15到1.25之间，所以合适。
2.6列出所涉及换热器的结构基本参数
表2-1 换热器的结构基本参数
外壳直径：mm 450=i D 换热面积：20m 53.62=S
换热管数：N=135根
管长：m 6000=l
管子规格：mm 5.2mm 25??
管中心距：mm 32=t
管子排列方式:正三角形
管程数：1
壳程数：1 折流板数量：19=B N 块
折流板间距：h=295mm 拉杆数量：4根
拉杆直径：12φmm
定距管：与换热器相同规格 通过管板中心的管字数：n=13根
第3章 换热器的结构设计
表3-1 换热器的结构参数
材料 R Q 245
内径i D mm 450 管长L m 6
管数N 根135
管程数 1 焊缝系数φ 85.0
封头深度H
mm 138
3.1 筒体部分计算
筒体部分计算应包括筒体厚度的计算以及应力校核。
3.1.1 筒体厚度的计算
根据工作条件选择壳程圆筒的材料为Q245R 钢板，在设计温度175℃时需用应
力为5.13514025200150131
140][=+?--=
t σMPa ，常温时许用应力为48][=σMPa ，屈服极限20321025200
150196
210=+?--=
s σMPa 。 按GB150——2011标准中，壳程圆筒计算厚度 C P D P c
t
i
c +-=
φδδ][2 （3-1）
式中 δ
——筒体厚度，mm ；
i D ——外壳内直径，mm ；
t ][σ——材料在设计温度下的许用应力，MPa ； φ——焊缝系数；本设计采用双面焊缝取85.0=φ； c P ——设计压力，MPa ；
C ——腐蚀裕度，mm 。可在1~8mm 范围内，根据流体的腐蚀性而定。本设计取2=C mm 。 故有：18.326
.085.05.1352450
6.0][2=+-???=+-=
C P
D P c t
i c d φσδmm 考虑到安全系数，以及开孔强度等措施，GB150—2011中规定当壳体内径
450=i D mm 时，壳体的最小厚度为10mm ，则取10=δmm 即8=e δmm 。
3.1.2 壳程圆筒的液压试验及压力试验时应力校核
试验液体为水，试验压力T P 按GB150—2011或TSG ?R0004—2009计算 82.06.05
.135148
25.1][][25
.1=??==c
t T P P σσMPa 压力试验时，圆筒的总体薄膜应力按下式： 7.1829.06.2785
.082)8450(82.02)(=<=??+?=+=
s e e i T T MPa D P σφδδσMPa
3.2 椭圆封头厚度
根据工作条件选择封头的材料为Q245R ，在设计温度为175℃时许用应力为
5.135][=t σMPa 。
按GB150—2011中，封头壁厚公式 C P D KP c
t
i
c d +-=
φσδ][2 (3-2)
式中 d δ——封头厚度，mm 。
K ——形状系数，这里由于封头是标准的，故取1=K . 则有： 17.326
.05.085.05.1352450
6.015.0][2=+?-????=+-=
C P
D KP c t
i C d ?σδmm 取22=C mm ，6)3.0217.3(↑=++=n δmm 。
考虑到安全系数，以及开孔补强等措施，GB150—2011中规定封头内径
450=i D mm 时，最小厚度不小于8mm 而筒体厚度为10=δmm ，则封头n δ取
10mm ，8取e δmm 。
在GB150—2011中可查出该封头的参数：封头深度138=H mm ，直边长
5.25=h mm ，筒体名义厚度为10mm ，封头容积为0159.0=V m 3。
3.3 管板选取
由 6.0==t s P P MPa 450=i D mm 则选取如下表3-1中的规格管板：
表3-1 管板参数
D
1D
2D
3D
4D
5D
R
h
数量
规格螺柱
f b
b
565
530
500
447
487
450
125 18 M16
20
28
38
3.4 法兰选取
图3-1 法兰（a）
图3-2 法兰（b）
查JB4700-2000压力容器法兰可选甲型平焊法兰其具体尺寸如表3-2：（单位为mm）。
《化工过程设备设计Ⅰ（一）》 说明书 设计题目：换热器的设计 专业： 班级： 学号： 姓名： 指导教师： 设计日期： 设计单位：青海大学化工学院化学工程系
目录 前言 (4) 任务书 (5) 目的与要求 (6) 一、工艺设计方案 (8) 二、确定物性数据 (9) 三、估算传热面积 (9) 四、工艺结构尺寸 (10) 五、换热器核算 (12) 六、设计结果概要一览表 (17) 七、参考文献 (19)
前言 化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中能够培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。 化工原理课程设计是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。围绕以某一典型单元设备(如板式塔、填料塔、干燥器、蒸发器、冷却器等)的设计为中心，训练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力。设计时数为3周，其基本内容为： (1)设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。 (2)主要设备的工艺设计计算(含计算机辅助计算)：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。 (3)辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备的规格、型号的选定。 (4)工艺流程图：以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能流量，主要测量点。 (5)主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。 (6)设计说明书的编写。设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介，工艺计算及主要设备设计，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参
设计（论文）题目： 列管式换热器的设计 目录 1 前言 (3) 2 设计任务及操作条件 (3) 3 列管式换热器的工艺设计 (3) 3.1换热器设计方案的确定 (3) 3.2 物性数据的确定 (4) 3.3 平均温差的计算 (4) 3.4 传热总系数Ｋ的确定 (4) 3.5 传热面积A的确定 (6) 3.6 主要工艺尺寸的确定 (6) 3.6.1 管子的选用 (6) 3.6.2 管子总数n和管程数Np的确定 (6) 3.6.3 校核平均温度差 t m及壳程数Ns (7) 3.6.4 传热管排列和分程方法 (7) 3.6.5 壳体径 (7) 3.6.6 折流板 (7)
3.7 核算换热器传热能力及流体阻力 (7) 3.7.1 热量核算 (7) 3.7.2 换热器压降校核 (9) 4 列管式换热器机械设计 (10) 4.1 壳体壁厚的计算 (10) 4.2 换热器封头选择 (10) 4.3 其他部件 (11) 5 课程设计评价 (11) 5.1 可靠性评价 (11) 5.2 个人感想 (11) 6 参考文献 (11) 附表换热器主要结构尺寸和计算结果 (12) 1 前言 换热器（英语翻译：heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。 列管式换热器工业上使用最广泛的一种换热设备。其优点是单位体积的传热面积、处理能力和操作弹性大，适应能力强，尤其在高温、高压和大型装置中采用更为普遍。列管式换热器主要有以下几个类型：固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器等。 设计一个比较完善的列管式换热器，除了能满足传热方面的要求外，还应该满足传热效率高、体积小、重量轻、消耗材料少、制造成本低、清洗维护方便和操作安全等要求。 列管式换热器的设计，首先应根据化工生产工艺条件的要求，通过化工工艺计算，确定换热器的传热面积，同时选择管径、管长，确定管数、管程数和壳程数，
——大学《化工原理》列管式换热器 课程设计说明书 学院： 班级： 学号： 姓名： 指导教师： 时间：年月日
目录 一、化工原理课程设计任务书............................................................................ . (2) 二、确定设计方案............................................................................ (3) 1.选择换热器的类型 2.管程安排 三、确定物性数据............................................................................ (4) 四、估算传热面积............................................................................ (5) 1.热流量 2.平均传热温差 3.传热面积 4.冷却水用量 五、工艺结构尺寸............................................................................ (6) 1.管径和管内流速 2.管程数和传热管数 3.传热温差校平均正及壳程数 4.传热管排列和分程方法 5.壳体内径 6.折流挡板 (7) 7.其他附件 8.接管 六、换热器核算............................................................................ . (8) 1.热流量核算 2.壁温计算 (10) 3.换热器内流体的流动阻力 七、结构设计............................................................................ . (13) 1.浮头管板及钩圈法兰结构设计 2.管箱法兰和管箱侧壳体法兰设计 3.管箱结构设计 4.固定端管板结构设计 5.外头盖法兰、外头盖侧法兰设计 (14) 6.外头盖结构设计 7.垫片选择
课程实训任务书 课程石油装备设计综合实训 题目炼油厂柴油换热器的选用和设计 主要内容： 1.液化气工艺概述； 2.换热器的工艺计算； 3.换热器的结构设计； 4.换热器的强度校核； 5.换热器的结果汇总。 设计条件： 炼油厂用原油将柴油从1750C冷却至1300C，柴油流量为12500kg/h；原油初温为700C，经换热后升温到1100C。换热器的热损失可忽略。操作压力为60KPa 管、壳程阻力压降均不大于30KPa。污垢热阻均取0.0003Pa s。 主要参考资料： [1] GB150-2011，压力容器[S] . [2]郑津洋，董其伍，桑芝富.过程设备设计[M] .北京：化学工业出版社,2010. [3]JB 4731-2005，钢制卧式容器[S] . [4]JB4712-2007，容器支座[S]. [5] JB 4715-1992，固定管板式换热器型式与基本参数[S]. 完成期限2013年3月24日 指导教师 专业负责人 2013年2月25日
目录 第1章液化气工艺及流程图概述 (1) 1.1液化石油气工艺概述 (1) 1.1.1液化石油气的特点 (1) 1.1.2液化石油气的来源 (1) 1.1.3液化石油气的提取 (2) 第2章列管式换热器的选用与工艺设计 (4) 2.1列管式换热器的概述 (4) 2.2 初算换热器的传热面积 (4) 2.3主要工艺及结构基本参数的计算 (6) 2.4管、壳程压强降的校验 (9) 2.5总传热系数的校验 (12) 2.6列出所涉及换热器的结构基本参数 (14) 第3章换热器的结构设计 (15) 3.1 筒体部分计算 (15) 3.2 椭圆封头厚度 (16) 3.3 管板选取 (17) 3.4 法兰选取 (17) 3.5 鞍式支座 (19) 3.6 接管 (19) 第4章换热器的强度校核 (21) 4.1 计算容器重量载荷的支座反力 (21) 4.2 筒体轴向应力验算 (21) 4.3 鞍座处的切向剪应力校核 (23) 4.4 鞍座处筒体周向应力验算 (24) 第5章设计结果汇总 (26) 参考文献 (27)
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
目录 一．绪论........................................................ 1. 换热器发展历史……………………………………………………………………………………… 2. 换热器应用方向………………………………………………………………………………………二．化工原理课程设计任务书 三．设计概述 1．换热器的概念及意义…………………………………………………………………………………. 2、管壳式换热器的简介……………………………………………………………………………….四．换热器类型.................................................. 1. 夹套式换热器……………………………………………………………………………………… 2. 喷淋式换热器……………………………………………………………………………………… 3. 套管式换热器…………………………………………………………………………………… 4.管壳式换热器………………………………………………………………………………………… 五、换热器设计和选用........................................... 1．管壳式换热器的设计和选用要考虑的问题…………………………………………… 2.管壳式换热器的给热系数………………………………………………………………
3.流体通过换热器的阻力损失………………………………………………………… 六．换热器设计和计算 1．传热量Q及釜液出口温度T…………………………………………………………………………2．换热器壳程数及流程………………………………………………………………………………. 3.估算传热面积A………………………………………………………………………………….. 4．换热器选型…………………………………………………………………………………………… 5．换热器的核算…………………………………………………………………………………………. 七．经验公式 八．设计评述 九．参考文献 - 1 -
河南理工大学课程设计 管壳式换热器设计 学院：机械与动力工程学院 专业：热能与动力工程专业 班级：11-02班 学号： 姓名： 指导老师： 小组成员：
目录 第一章设计任务书 煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由140℃冷却冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为10t/h，且允许压强降不大于100kPa。
设计任务及操作条件 1、设备形式：管壳式换热器 2、操作条件 （1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃ （2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃ 第二章管壳式换热器简介 管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热器的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构改进。 强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积。 管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程）和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。 在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大，以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外空间成为多程。而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空间仍以单程对待。 管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于
课程设计设计题目：列管式换热器 专业班级：应化1301班 姓名：王伟 学号： U201310289 指导老师：王华军 时间： 2016年8月
目录 1.课程设计任务书 (5) 1.1 设计题目 (5) 1.2 设计任务及操作条件 (5) 1.3 技术参数 (5) 2.设计方案简介 (5) 3.课程设计说明书 (6) 3．1确定设计方案 (6) 3.1.1确定自来水进出口温度 (6) 3.1.2确定换热器类型 (6) 3.1.3流程安排 (7) 3.2确定物性数据 (7) 3．3计算传热系数 (8) 3.3.1热流量 (8) 3.3.2 平均传热温度差 (8) 3.3.3 传热面积 (8) 3.3.4 冷却水用量 (8) 4.工艺结构尺寸 (9) 4.1 管径和管内流速 (9) 4.2 管程数和传热管数 (9)
4.3 传热管排列和分程方法 (9) 4.4 壳体内径 (10) 4.5 折流板 (10) 4.6 接管 (11) 4.6.1 壳程流体进出管时接管 (11) 4.6.2 管程流体进出管时接管 (11) 4.7 壁厚的确定和封头 (12) 4.7.1 壁厚 (12) 4.7.2 椭圆形封头 (12) 4.8 管板 (12) 4.8.1 管板的结构尺寸 (13) 4.8.2 管板尺寸 (13) 5.换热器核算 (13) 5.1热流量衡算 (13) 5.1.1壳程表面传热系数 (13) 5.1.2 管程对流传热系数 (14) 5.1.3 传热系数K (15) 5.1.4 传热面积裕度 (16) 5.2 壁温衡算 (16) 5.3 流动阻力衡算 (17) 5.3.1 管程流动阻力衡算 (17) 5.3.2 壳程流动阻力衡算 (17)
精品文档 1.方案确定 选择换热器的类型 浮头式换热器：主要特点是可以从壳体中抽出便于清洗管间和管内。管束可以在管内自由伸缩不会产生热应力。 1.1 换热面积的确定 根据《化工设备设计手册》选择传热面积为 400m 2 1.2 换热管数N 的确定 我国管壳式换热器常用碳素钢、低合金钢钢管，其规格为φ19× 2、φ25× 2.5、φ32× 3、φ38 × 3、φ57 × 3.5 等，不锈钢钢管规格为φ19 × 2、φ25 × 2、φ32 × 2、φ38 × 2.5、φ57 × 2.5。 换热管长度规格为1.0、1.5、2.0、2.5、3.0、4.5、6.0、7.5、9.0m 等。换热器换热管长度与公称直径之比，一般在 4～25 之间，常用的为 6～10。管子的材料选择应根 据介质的压力、温度及腐蚀性来确定。 选用32×3mm 的无缝钢管，材质为 0Cr18Ni9，管长为 6000mm n=A/πd 0L 3-5 式 3-5：n —换热管数 A —换热面积m 2 d0—换热管外径mm L —换热管长度mm 故 -3-3 400 n= =6133.1432600010 ??10??根
表1.1 拉杆直径 /mm 表1.2 拉杆数量 换热器公称直径DN/mm 400＜d400≤d＜700700≤d＜900900≤d＜2600 44810 拉杆需 10根。 1.3 换热管的排布与连接方式的确定 换热管排列形式如图 3.1 所示。换热管在管板上的排列形式主要有正三角形、正方形和转正三角形、转三角形。正三角形排列形式可以在同样的管板面积上排列最多的管数，故用的最为广泛，但管外不易清洗。为便于管外便于清洗可以采用正方形或转正方形的管束。 换热管中心距要保证管子与管板连接时，管桥有足够的强度和宽度。管间需要清洗时还要留有进行清洗的通道。换热管中心距宜不小于 1.25 倍的换热管的外径。换热管排列形式如图 1.1 所示： 正三角形转角三角形 正方形转角正方形 图 1.1 换热管排列形式
化工原理课程设计说明书列管式换热器的选用和设计
目录 1 化工原理课程设计任务书 2 设计概述 3 换热器方案的确定 3.1 确定设计方案 3.2确定物性数据 3.3 计算总传热系数 4 计算换热面积 5 工艺结构尺寸 5.1 管径和管内流速 5.2 管程和传热管数 5.3 平均传热温差校正及壳程数 6传热管的排列和分程方法 7换热器核算 8 换热器的主要结构尺寸和计算结果表 9 设计评述 10 参考资料 11 主要符号说明 12 特别鸣谢
1化工原理课程设计任务书 欲用自来水将2.3万吨/年的异丁烯从300℃冷却至90℃，冷水进、出口温度分别为25℃和90℃。若要求换热器的管程和壳程压强降不大于100kpa，试选择合适型号的列管式换热器。假设管壁热阻和热损失可以忽略。 名称水异丁烯 密度 996 12 比热 4.08 130 导热系数 0.668 0.037 粘度 0.37×10^-3 13×10^-3 2.概述与设计方案简介 换热器的类型 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。 其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。列管式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。 2.1换热器 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样。 按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器又称表面式换热器或间接式换热器。在这类换热器中，冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量从热流体穿过壁面传给冷流体。该类换热器适用于冷、热流体不允许直接接触的场合。间壁式换热器的应用广泛，形式繁多。将在后面做重点介绍。
目录 一、设计题目及原始数据（任务书） (3) 二、设计要求 (3) 三、列管式换热器形式及特点的简述 (3) 四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择 (8) 五、换热过程中的有关计算（热负荷、壳层数、总传热系数、传热 面积、压强降等等） (10) ①物性数据的确定 (14) ②总传热系数的计算 (14) ③传热面积的计算 (16) ④工艺结构尺寸的计算 (16) ⑤换热器的核算 (18) 六、设计结果概要表（主要设备尺寸、衡算结果等等） (22) 七、主体设备计算及其说明 (22) 八、主体设备装置图的绘制 (33) 九、课程设计的收获及感想 (33) 十、附表及设计过程中主要符号说明 (37) 十一、参考文献 (40)
一、设计题目及原始数据（任务书） 1、生产能力：17×104吨/年煤油 2、设备形式：列管式换热器 3、设计条件： 煤油：入口温度140o C，出口温度40 o C 冷却介质：自来水，入口温度30o C，出口温度40 o C 允许压强降：不大于105Pa 每年按330天计，每天24小时连续运行 二、设计要求 1、选择适宜的列管式换热器并进行核算 2、要进行工艺计算 3、要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、横算结果等） 4、编写设计任务书 5、进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图。一剖面图，两个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。） 三、列环式换热器形式及特点的简述 换热器概述 换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，以实现不同温度流体间的热能传递，又称热交换器。换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。 在换热器中，至少有两种温度不同的流体，一种流体温度较
（封面） XXXXXXX学院 列管式换热器课程设计报告 题目： 院（系）： 专业班级： 学生姓名： 指导老师： 时间：年月日 目录
1、设计题目（任务书） (2) 2、流程示意图 (3) 3、流程及方案的说明和论证 (3) 4、换热器的设计计算及说明 (4) 5、主体设备结构图 (10) 6、设计结果概要表 (11) 7、设计评价及讨论 (12) 8、参考文献 (12) 附图：主体设备结构图和花版设计图 一．任务书
（一）设计题目： 列管式冷却器设计 （二）设计任务： 将自选物料用河水冷却或自选热源加热至生产工艺所要求的温度 （三）设计条件： 1.处理能力：G=学号最后2位×300t物料/d； 2.冷却器用河水为冷却介质，考虑广州地区可取进口水温度为20~30C；加热器用热水或水蒸气为热源，条件自选； 3.允许压降：不大于105Pa； 4.传热面积安全系数5～15％ 5.每年按330天计，每天24小时连续运行。 （四）设计要求： 1.对确定的设计方案进行简要论述； 2.物料衡算、热量衡算； 3.确定列管壳式冷却器的主要结构尺寸； 4.计算阻力； 5.选择合宜的列管换热器并运行核算； 6.用Autocad绘制列管式冷却器的结构（3号图纸）、花板布置图（3号图纸）； 7.编写设计说明书（包括：①.封面；②.目录；③.设计题目；④.流程示意图；⑤.流程及方案的说明和论证；⑥设计计算及说明；⑦主体设备结构图；⑧设计结果概要表；⑨对设计的评价及问题讨论；⑩参考文献。） （五）设计进度安排： 备注：参考文献格式： 期刊格式为：作者姓名.出版年.论文题目.刊物名称.卷号（期号）：起止页码。专著格式为：作者姓名.出版年.专著书名.出版社名.起止页码。 二．流程示意图
化工原理课程设计说明书列管式换热器设计 专业：过程装备与控制工程 学院：机电工程学院
化工原理课程设计任务书 某生产过程的流程如图3-20所示。反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶性组分。已知混合气体的流量为220301kg h ，压力为6.9MPa ，循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29℃，出口的温度为39℃，试设计一列管式换热器，完成生产任务。 已知： 混合气体在85℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值） 密度 3190kg m ρ= 定压比热容1 3.297p c kj kg =g ℃ 热导率10.0279w m λ=g ℃ 粘度51 1.510Pa s μ-=?g 循环水在34℃下的物性数据： 密度 31994.3kg m ρ= 定压比热容1 4.174p c kj kg =g K 热导率10.624w m λ=g K 粘度310.74210Pa s μ-=?g
目录 1、确定设计方案 ............................................................................................. - 4 - 1.1选择换热器的类型 (4) 1.2流程安排 (4) 2、确定物性数据............................................................................................. - 4 - 3、估算传热面积............................................................................................. - 5 - 3.1热流量 (5) 3.2平均传热温差 (5) 3.3传热面积 (5) 3.4冷却水用量 (5) 4、工艺结构尺寸............................................................................................. - 5 - 4.1管径和管内流速 (5) 4.2管程数和传热管数 (5) 4.3传热温差校平均正及壳程数 (6) 4.4传热管排列和分程方法 (6) 4.5壳体内径 (6) 4.6折流挡板 (7) 4.7其他附件 (7) 4.8接管 (7) 5、换热器核算 ................................................................................................ - 8 - 5.1热流量核算 (8) 5.1.1壳程表面传热系数.......................................................................................... - 8 -5.1.2管内表面传热系数.......................................................................................... - 8 -5.1.3污垢热阻和管壁热阻...................................................................................... - 9 -5.1.4传热系数.......................................................................................................... - 9 -5.1.5传热面积裕度.................................................................................................. - 9 -5.2壁温计算. (9) 5.3换热器内流体的流动阻力 (10) 5.3.1管程流体阻力................................................................................................ - 10 -5.3.2壳程阻力........................................................................................................ - 11 - 5.3.3换热器主要结构尺寸和计算结果................................................................ - 11 - 6、结构设计 .................................................................................................. - 12 - 6.1浮头管板及钩圈法兰结构设计 (12) 6.2管箱法兰和管箱侧壳体法兰设计 (13) 6.3管箱结构设计 (13) 6.4固定端管板结构设计 (14) 6.5外头盖法兰、外头盖侧法兰设计 (14) 6.6外头盖结构设计 (14) 6.7垫片选择 (14)
化工原理课程设计之列管式换热器 1
设计者:班级生物0902 姓名郑勇廖祥兵 学号 3503 3509 指导教师:陆爱霞 设计成绩:进度说明书图纸总分
日期: -11-19 西南科技大学生命科学与工程学院 目录 1．综述 (3) 1.1换热器较……………………………………………… 2．课程设计任务书…………………………………………………… 4 3．设计计算 (5) 3.1确定设计案………………………………………………… 3. 2 流动空间以及流速的确定………………………………… 5 3．3 确定流体流动及进出口温度…………………………… 3
5 3．4 计算两流体的平均温度差 (8) 3．5计算热负荷和冷却水流量...........................4．换热器主要附件的确定及工艺结构尺寸 (8) 4.1 污垢热阻 (9) 4.2管程数和传热管数 (9) 4.3平均温度校正和壳程数 (10) 4.4换热管排列和分程法 (10) 4.5 折流板和接管 (11) 5．核算总传热系数 (11) 5.1 壳程对流传热系数 (11) 5.2 管程对流传热系数 (12) 5.3 总传热系数 (13) 5.4 设计裕度 (13) 6．核算压强降 (13) 6.1 管程压强降 (13) 6.2 壳程压强降 (14) 7．换热器主要结构尺寸和计算结果 (15) 8．换热器的安装与维修 (16) 6．参考文 4
献 (16) 1.综述 换热器的分类与比较,根据冷、热流体热量交换的原理和方式,换热器基本上可分为三大类即间壁式混合式和蓄热式,其中间壁式 5
化工原理 课 程 设 计 设计任务：换热器 班级：13级化学工程与工艺（3）班 姓名：魏苗苗 学号：90 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1. 流体流动途径的确定 (6)
2. 物性参数及其选型 (6) 3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 4. 计算两流体的平均温度差 (7) 5. 初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1. 核算总传热系数 (10) 2. 核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17)
参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度℃。 3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式：管壳式换热器 四、处理能力：109000吨/年苯 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 六、附表： 1.设计概述 热量传递的概念与意义 热量传递的概念 热量传Array递是指由于 温度差引起 的能量转移， 简称传热。由 热力学第二 定律可知，在 自然界中凡 是有温差存 在时，热就必 然从高温处 传递到低温 处，因此传热
是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学是热力学的扩展。 传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： 热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。
管壳式换热器课程设计 一、管壳式换热器的介绍 管壳式换热器是目前应用最为广泛的换热设备，它的特点是结构坚固、可靠高、适应性广、易于制造、处理能力大、生产成本低、选用的材料范 围广、换热面的清洗比较方便、高温和高压下亦能应用。但从传热效率、结构的紧凑性以及位换热面积所需金属的消耗量等方面均不如一些新型 高效率紧凑式换热器。管壳式换热器结构组成：管子、封头、壳体、接管、 管板、折流板；如图1－1所示。根据它的结构特点，可分为固定管板式、 浮头式、U形管式、填料函和釜式重沸器五类。 二、换热器的设计 2.1设计参数 参数名称壳程管程 设计压力（MPa） 2.6 1.7 操作压力（MPa） 2.2 1.0/0.9（进口/出口） 设计温度（℃） 250 75
操作温度（℃） 220/175(进口、出口) 25/45(进口/出口) 流量（Kg/h） 40000 选定 物料（-）石脑油冷却水 程数（个） 1 2 腐蚀余度（mm） 3 - 2.2设计任务 1. 根据传热参数进行换热器的选型和校核 2.对换热器主要受压原件进行结构设计和强度校核，包括筒体、前端封头管箱、外头盖、封头、法兰、管板、支座等。 3.设计装配图和重要的零件图。 2.3热工设计 2.3.1基本参数计算 2.3.1.1估算传热面积 -=220-45=175 -=175-25=150 因为,所以采用对数平均温度差 算术平均温度差：= P= R= 查温差修正系数表得 因此平均有效温差为0.82 放热量 考虑换热器对外界环境的散热损失,则热流体放出的热量将大于冷流体吸收的热量，即：
取热损失系数,则冷流体吸收的热量： 由可的水流量： ==31372.8 这里初估K=340W/(),由稳态传热基本方程得传热面积： =16.55 2.3.1.2由及换热器系列标准，初选型号及主要结构参数 选取管径卧式固定管板式换热器，其参数见上表。从而查《换热器设计手 册》表1-2-7，即下表 公称直径管程数管子根数中心排管管程流通换热面积换热管长 换热管排列规格及排列形式： 换热管外径壁厚：d=50mm 排列形式：正三角形 管间距： =32mm 折流板间距： 2.1.1.3实际换热面积计算 实际换热面积按下式计算 2.2计算总传热系数，校核传热面积 总传热系数的计算 式中：——管外流体传热膜系数，W/(m2·K)； ——管内流体传热膜系数，W/(m2·K)；
根据给定的原始条件，确定各股物料的进出口温度，计算换热器所需的传热面积，设计换热器的结构和尺寸，并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。具体项目如下： 设计要求： 1.某工厂的苯车间，需将苯从其正常沸点被冷却到40℃；使用的冷 却剂为冷却水，其进口温度为30℃，出口温度自定。 2.物料（苯）的处理量为1000 吨/日。 3.要求管程、壳程的压力降均小于30 kPa。 1、换热器类型的选择。 列管式换热器 2、管程、壳程流体的安排。 水走管程，苯走壳程，原因有以下几点： 1.苯的温度比较高，水的温度比较低，高温的适合走管程，低温适合走壳程 2.传热系数比较大的适合走壳程，水传热系数比苯大 3.干净的物流宜走壳程。而易产生堵、结垢的物流宜走管程。 3、热负荷及冷却剂的消耗量。 冷却介质的选用及其物性。按已知条件给出，冷却介质为水，根进口温度t1=30℃，冷却水出口温度设计为t2=38℃，因此平均温度下冷却水物性如下： 密度ρ=994kg/m3粘度μ2=0.727Χ10-3Pa.s 导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K) 苯的物性如下： 进口温度：80.1℃出口温度：40℃ 密度ρ=880kg/m3粘度μ2=1.15Χ10-3Pa.s 导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K) 苯处理量：1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s 热负荷：Q=WhCph（T2-T1）=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W 冷却水用量：Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s
河南理工大学管壳式换热器课程设计 姓名：李钦博 学号：311204000210 学院：机械与动力机械学院 专业：热能与动力工程 班级：热动1201 指导老师：王华 河南理工大学机械与动力工程学院能源与动力工程系 2016.3
管壳式换热器课程设计任务书一、设计题目： 设计一台煤油冷却的换热器 二、操作条件： 1、煤油：入口温度140℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度40℃。 3、允许压强降：不大于100kPa。 三、设备型式： 管壳式换热器 四、处理能力： 14t/h 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。 4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。
目录 一．设计概述 (3) 1.1热量传递的概念与意 (3) 1.2换热器的概念及意义 (5) 1.3管壳式换热器的简介 (5) 二.试算并初选换热器规格 (6) 2.1. 流体流动途径的确定 (6) 2.2. 物性参数及其选型 (6) 2.3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 2.4. 计算两流体的平均温度差 (7) 2.5. 初选换热器的规格 (8) 三.工艺计算 (9) 3.1. 核算总传热系数 (9) 3.2. 核算压强降 (11) 3.3经验公式 (12) 四.设计评述 (13) 参考文献 (13)
一.设计概述 1.1热量传递的概念与意义 1.热量传递的概念 热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 2. 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学士热力学的扩展。 3.传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： （1）热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。 （2）热对流（简称对流）流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。热对流仅发生在流体中，产生原因有二：一是因流体中各处温度不同而引起密度的差别，使流体质点产生相对位移的自然对流；二是因泵或搅拌等外力所致的质点强制运动的强制对流。