1、吉 林 化 工 学 院食 品 工 程 原 理 课 程 设 计题目 年处理量为 28万吨花生油的换热器的设计 CAD图纸，加 153893706教 学 院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 2013 年 5月 25 日 摘要 .11. 换热器的选择 11.1 列管式换热器类型 .11.1.1 固定管板式换热器 .11.1.2 U形管式换热器 11.1.3 浮头式换热器 .21.2 选择换热器类型 .21.2.1 换热器选型 .21.2.2 流体流动空间选择 .22. 初选换热器型号以及其他 .32.1 物性数据 .32.1.1花生油定性温度下的物性数据 32.1.2 水定性温度下的物性数据
2、 .32.1.3 热负荷及冷却水用量 .42.1.4 两流体的平均温差 .42.2 初选换热管类型与排列 .62.2.1 预估换热面积 .62.2.2 选择管内水的流速 .72.2.3 选择换热管的规格 .72.2.4 换热管的排列 .82.2.5 列管中心距 .82.3折流挡板的选择 .82.3.1折流挡板 82.3.2 折流挡板的形式 .92.3.3 挡板间距 .92.4 接管 102.4选择换热器型号 103 核算总传热系数及压力降 .113.1 核算总传热系数 K值 113.1.1 计算管程对流传热系数 11i3.1.2 计算壳程流体对流传热系数 1103.1.3 污垢热阻 123.1
3、.4 核算总传热系数 K值 133.1.5 核算传热面积 130A3.2核算压力降 143.2.1 计算管程压力降 143.2.2 计算壳程压力降 164. 设计结果汇总 .185. 结果与讨论 20致谢 21参考文献 .22附录 23摘要此次设计的设备是 28 万吨花生油的冷却设备，设计内容包括对热力设计，流动设计，结构设计。热力设计采用热力学公式，进行相应的热量衡算，以得到不同流体的流量等数据，为以后的流体流动分析进行必要的前提准备。流动设计对此次设计起着承上启下的作用，通过从流动设计中选取某些重要参数，可以正确选择热力设计。通过流动设计，可以将计算过程转化为相应的设备型号，或者是相应的零
4、部件的规格。结构设计是将每一个计算结果转化成相应的部件，是完成本次设计的重要步骤。在这次设计中，应用到热力学热量衡算以及质量衡算，还要进行雷诺数和普兰特常数的计算，而且设计管路时，还要计算管的排列方式以及折流挡板弓形高度，间距的计算，设计过程复杂。1 食品工程原理课程设计任务书1.1 设计题目年处理量为 28 万吨花生油换热器的设计；1.2 操作条件（1）花生油：入口温度 110，出口温度 40；（2）冷却介质：采用循环水，入口温度 15，出口温度 30；井水，入口压强 0.3MPa。（3）每年按 330 天计，每天 24 小时连续生产。（4）花生油定性温度下的物性数据：（5）允许压强降：不大
5、于 30kPa。（6）换热器热损失：以总传热量的 5%计。（7）油侧污垢热阻 0.000176 m2K /W，水侧污垢热阻 0.00026 m2K /W.1.3 设计任务（1）设备型式：列管式换热器；（2）选择适宜的列管式换热器并进行核算；（3）绘制设备工艺条件图，并编写设计说明书。（4）工艺设计计算包括：选择适宜的换热器并进行核算，主要包括物料衡算和热量衡算、热负荷及传热面积的确定、换热器主要尺寸的确定、总传热系数的校核等。 （注明公式及数据来源）（5）结构设计计算：选择适宜的结构方案，进行必要的结构设计计算。主要包括管程和壳c)w/(m.14.0kg2cS.a5.7/80p4-3cJP程分
6、程、换热管尺寸确定、换热管的布置、折流板的设置等。 （注明公式及数据来源）（6）绘制工艺流程图，CAD 绘制。 （7）编写设计说明书 设计说明书的撰写应符合规范与要求。 1.4 参考书（1）贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计 ，天津大学出版社；（2）陈敏恒，丛德滋等.化工原理上册，化学工业出版社出版；（3）匡国柱.史启才.化工单元过程及设备课程设计 ；（4） 化工设计全书编辑委员会.金国淼等编.吸收设备化学工业出版社；（5）李云飞，葛克山.食品工程原理 ，中国农业大学出版社；（6）其它参考书。食品工程教研室 2013 年 5 月11. 换热器的选择1.1 列管式换热器类型在化工企业中列管式换热器
7、的类型很多，如板式，套管式，蜗壳式，列管式。其中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属消耗量等方面均不如板式换热器，但它却具有结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广等特点，因此成为石油、化工生产中，尤其是高温、高压和大型换热器的主要结构形式。列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头式换热器、填函式换热器和U型管式换热器，而其中固定管板式换热器由于结构简单，造价低，因此应用最普遍。1.1.1 固定管板式换热器这类换热器操作简单、便宜。最大的缺点是管外侧清洗困难，因而多用于壳侧流体清洁，不易结垢或污垢容易化学处理的场合。当壳壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致
8、管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器，因此，一般管壁与壳壁温度相差50以上时，换热器应有温差补偿装置，图为具有温差补偿圈（或称膨胀节）的固定管板式换热器。一般这种装置只能用在壳壁与管壁温差低于6070和壳程流体压强不高的情况。壳程压强超过6105Pa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就应考虑采用其他结构。1.1.2 U 形管式换热器此类换热器只有一个管板，管程至少为两程。每根管子都变成 U 型，两端固定在同一块管板上。这样每根管子均可以按管长方向自由伸缩，以解决热补偿问题。由于管束可以取出，管外侧清洗方便，另外，管2子可以自由膨胀。缺点是 U 型管的更换及管内清洗困难
9、。1.1.3 浮头式换热器用法兰把管束一侧的管板固定到壳体的一端，另一侧的管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩。这种形式的优点是当前两侧传热介质温差较大时，不会因膨胀产生温差压力，且管束可以自由拉出，便于清洗。缺点是结构复杂，造价高。1.2 选择换热器类型1.2.1 换热器选型用循环水冷却花生油，不是在高温高压环境下，故采用固定管板式或者浮头式换热器，而且使用二者没有太多不同，但是，在使用时考虑到经济因素以及效益问题，固定管板式换热器价格较便宜，而且换热面积也比浮头式换热器大 20%左右，故而考虑到用固定管板式换热器。1.2.2 流体流动空间选择冷、热流体流动通道的选择的一般原则
10、：1) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。32) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。3) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。4) 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。5) 流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程 Re100 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。6) 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。7) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。综合以上的各种条件，其中有部分是相互矛盾的
11、，但是经过比较以及筛选，可以选定，循环冷却水在管程内流动，而花生油在壳程内流动。2. 初选换热器型号以及其他2.1 物性数据2.1.1 花生油定性温度下的物性数据 )/(14.0;25.7;/8;40,1T320KmWkgJcsPaChphohh42.1.2 水定性温度下的物性数据 )/(60.;1845.9;/730,421KmWkgJcsPaCTpcoco2.1.3 热负荷及冷却水用量（以下公式均出自于食品工程原理 ，李云飞著） WTcWQhkghph 15260933/)401(2.53)( /34012824 考虑到有 5%的热量损失，可以知道传热 ,则可知道，冷却水用量如下：Q9.
12、hkgTcQTcWcpp /4.8321)50(18.46250)(9.)( 32121 式中：W- -物 料 的 质 量 流 量 ， kg/h；-物 料 的 平 均 定 压 比 热 ， kJ/(kg );pcT-物 料 的 进 口 温 度 ， ；h-热 流 体 ， 即 花 生 油 ；c-冷 流 体 ， 即 循 环 冷 却 水 ；1， 2-分 别 代 表 进 口 和 出 口 温 度 。52.1.4 两流体的平均温差先按照理想逆流传热温度差进行计算，即 1221 21038;457.29lnlohc omtTCt再按单壳程，双管程进行计算，对逆流传热温度差 进行校正.t12104.67315.8
13、hchcTRP式中：R-热流体的温降/冷流体的温升；P-冷流体的温升/两流体的最初温差6图 2-1 温度差校正系数值经查图 2-1，P 和 R的关系式中，校正系数为 ：=0.900.80所以此种是可行的。所以，修正后的传热温差为： 0.947.2.56omtt CA2.2 初选换热管类型与排列2.2.1 预估换热面积由于 ,两流体间的温差较大，需要进行温度补偿；同时为1043152.2ohcTC了便于壳程污垢的清洗，以固定板式换热器为宜，而且温差超过 50，则需要使用膨胀节，所以选择的换热器为具有膨胀节的固定板式换热器。若选择换热器型号，须知传热面积。要计算传热面积，又需要先求出总传热系数 K
14、值，但是K值又是由两流体的对流传热系数，垢层热阻等所决定。但在换热器型号未确定之前，换热器直径，换热管规格与根数等参数根本无法计算，所以对换热器的具体型号的选择只能进行试算。表 2-1 列管式换热器中的总传热系数冷流体 热流体 总传热系数 K/ 2/WmKA水 水 8501700水 气体 17280水 有机溶剂 280850水 轻油 340910水 重油 60280有机溶剂 有机溶剂 1153407参照表 2-1中列管式换热器中 K值得大致范围，根据两流体的具体情况，初步选定总传热系数 ，于是，换热器的传热面积可以初步确定，即：2350/()KWmA 2.91526093=7.m34.mQAt
15、2.2.2 选择管内水的流速表 2-2 列管式换热器中常用的流速范围流速（m/s）流体种类管程 壳程一般流体 0.53 0.21.5易结垢流体 1 0.5气体 530 315有表 2-2中可知，管程内水的流速可以在 0.53范围之内，则可以取管内冷却水的流速u=0.7m/s。2.2.3 选择换热管的规格表 2-3 列管式换热器换热管规格换热管外径壁厚（d）碳素钢，低合金钢 不锈耐酸钢排列形式 管心距8252.5 252 32192 192正三角形25通过 2-3表格，知道：由于花生油和水均不是酸性液体，考虑到经济因素，可以使用碳素钢，而且由于此种换热器的热流量较大，则可以选择的管为碳素钢 25
16、mm2.5mm 的钢管,管内径 d=0.025-20.0025=0.02m，于是，单程管根数 n为： 28341./97.6105.40n根取 n=106根，按双程记，则换热器总管数为 2106=212根。这样，在换热器系列标准中，2.2.4 换热管的排列换热管在管板上排列方法主要有正 方 形 直 列 、 正 方 形 错 列 、 三 角 形 直 列 、 三 角 形 错 列 、 同心 圆 排 列 等，如图 3-5所示。图 2-2 换热管在管板上的排列正方形排列较紧凑，可在一定管板面积上配置较多的管子数，传热效果也好，管板的强度较高，在管板加工时也便于划线和钻孔，但管外清洗较困难。正方形直列则管外
17、清洗方便，适合于管程流体易结垢的情况，但其对流传热系数较小，一定管板面积可排列的管子数减少。若将管束斜转 45变成正方形错列，可增强传热效果。本系列采用的是正三角形排列。2.2.5 列管中心距中心距的确定主要考虑到管板的强度和清洗管外表面所需空隙，也与管子在管板上的固定方法有关。采用焊接时，中心距与管外径的比例常取 .如果采用胀接法，较小的管中0125td9心距会造成管板在胀接时由于挤压力的作用而发生形变，失去了管子与管板间的紧固性，所以胀接法时常采用 。此设计采用的管中心距为 32mm。0(1.35)td2.3 折流挡板的选择2.3.1 折流挡板折流挡板主要作用是提高壳程流体的对流传热系数，
18、支撑等作用。不利因素是挡板的存在会是阻力增加，另外，如果挡板和壳体间，挡板和管束间的间隙过大，会产生旁流，严重时会使对流传热系数减小。2.3.2 折流挡板的形式折流挡板主要有三种形式：环盘形，弓形和圆缺形，如图 2-3所示。常用的为圆缺形挡板，但是由于结构复杂，不便清洗，一般只在压力比较高和物料清洁的场合使用。圆缺形挡板切去的弓形高度约为壳体内径的 10%40%，常用的有 20%和 25%，弓形太大或弓形太小都将产生流体不能正常流动的“死区” ，不仅不利于传热，而且还使流动阻力增加，如图 2-4所示。图 2-3 折流挡板形式10图 2-4 挡板对流体流动的影响(a)缺口过小；(b)缺口适当；(
19、c)缺口过大在本设计中，采用的是圆缺形挡板，切去的弓形高度为 20%壳体内径，即为切去 120mm。2.3.3 挡板间距板间距一般为壳体内径的 0.21.0倍。在系列标准中，固定板式有 150mm，300mm 和600mm。浮头式的有 150mm,200mm,300mm,480mm和 600mm。在本设计中，选择挡板间距为 300mm。2.4 接管壳程流体进出口接管：取接管内花生油的流速为 u=1.0m/s，则接管的内径为：435./(84360).121Vu m取标准管径为 120mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u=1.0m/s，则接管内径为：483241./(97.630).
20、178Vu m取标准管径为 150mm。2.4 选择换热器型号综上所给条件，初步选定的具体型号为 型换热器，具体参数见表 2-460172BF11表 2-4 型号换热器的基本参数60172BF壳径/mm 600 管子尺寸 25mm2.5mm公称压力（MPa） 16 管长/m 6公称传热面积（m2） 107.5 管子总数 232管程数 2 管子排列方式 正三角形壳程数 1 折流挡板形式 圆缺形123 核算总传热系数及压力降3.1 核算总传热系数 K 值3.1.1 计算管程对流传热系数 i在本型号的换热器中，管程的流通面积 ;210.364Am这样可以得知，管内的冷却水的实际流速：1114340.
21、8.4 0.8832417/36097.06Re .351.9.06.5623RePr231260ccpciWu sAdd雷 诺 数 ：普 兰 特 准 数 ：Pr=管 程 对 流 传 热 系 数 0.4594/()WmKA3.1.2 计算壳程流体对流传热系数 00.51/30.140=.36()(pheohhwcdu（ ）换热器的列管中心距 t=32mm。流体通过管间的最大截面积，即壳程的流通截面积 A为：200.25(1).36(1).394dAhDmt壳程中花生油的流速：13035.40.295/86VumsA当量直径： 22203.144()4(.05).7etdd m04340.270
22、.958Re 7012.109.5Pr=1.3hphduc雷 诺 数普 兰 特 准 数由于壳程里面的花生油是被冷却的，所以应该取 ,于是壳程流体的对流传热系0.14()95hw数为： 0.51/30.140./ 2=.36(Re)Pr()14.7.9573.8/()2hhwdWmKA3.1.3 污垢热阻管程与壳程热阻分别为： 2 20.6/;0.176/si soRmKWRmKWAA143.1.4 核算总传热系数 K 值管壁的热阻可以忽略时，以外表面积为准，总传热系数为： 00211.025.025.76.5738 934.9/()soiiKdRWmKA在初选换热器型号时，要求换热过程的总传热
23、系数在 。通过核算，知道该型2/()WmKA号换热器在规定的流体流动条件下，所能提供的总传热系数为 ，故所选换热2358.9/()器是合适的。总传热系数的裕度为 358.9-01%=2.543.1.5 核算传热面积 0A按照核算后所得的总传热系数的值进行计算，则完成换热任务所需的传热面积为： 20.951260394.88.mQAmKt而该型号换热器的实际传热面积为： 203.1402563109.Adlnm从传热面积的核算中也可以得出，所选换热器是合适的。换热器的面积裕度为：15109.34810%6.33.2 核算压力降由于任务书中要求，压力降不得超过 30KPa,所以要对管程和壳程的压力
24、降进行核算。3.2.1 计算管程压力降（以下公式均出自化工原理课程设计 ，贾绍义，柴诚敬著）管程压力降的计算的通式为： ()iirsppN式中：壳程数 Ns=1，管程数 Np=2雷诺数 40.26379.132.55iiceduR可知管程流体呈湍流状态。表 3-1 管材的绝对粗糙度管材 粗糙度/mm铜，铝管 0.0015无缝钢管 0.040.17新钢管 0.1216有表 3-1可以取管壁的粗糙度为 0.1mm，相对粗糙度： 0.152id图 3-1 莫迪图根据莫迪图，可以查出摩擦因数为 =0.035，所以：2 222697.0630.3515.3.ciiciruLp PadaA于是： p(21
25、5.607.2)1546i Pa173.2.2 计算壳程压力降由于壳程流体的流动状况复杂，所以计算壳程压力降的表达式例如 Bell法，Kern 法,Esso法等很多，计算结果也相差很大，而且，Bell 法计算结果与实际数据一致性较好，但是计算比较复杂，而且对换热器结构尺寸要求较详细。工程计算常采用 Esso法，该计算公式如下：012()spFN式中 12 PaF.51.0Nssp-流 体 通 过 管 束 的 压 力 降 ， ；流 体 通 过 折 流 挡 板 缺 口 的 压 力 降 ， ;壳 程 压 力 降 的 垢 层 校 正 系 数 ， 无 因 次 ，对 于 液 体 取 ， 对 于 气 体 可
26、 取 ；壳 程 数 。而2010202(1)(3.5)BBupFfnhND18式中 -0.280 00.5,45.4,=5.Re1.,1.9;c ccBFFf fnnNhmu 管 子 排 列 方 法 对 压 力 降 的 校 正 系 数 ， 对 正 三 角 形排 列 对 正 方 形 斜 转 排 列 正 方 形 排 列 3;壳 程 流 体 的 摩 擦 系 数 ， 当 Re时 ， （ ） ；n横 过 管 束 中 心 线 的 管 子 数 ， 对 正 三 角 形 排 列对 正 方 形 排 列 （ 式 中 为 换 热 器 总 管 数 ） ；折 流 挡 板 数 ；折 流 挡 板 距 离 ，按 管 程 流 0
27、000 ();, cAhDndDdm通 截 面 积 A计 算 的 流 速 ， 而壳 径 ，换 热 管 外 径 ；在本设计中，管子的排列方式对压力影响的校正因数为 1.15，壳程数为 1。管子为正三角形排列，管子排列方法对压力降的校正系数为 0.5。横过管束中心线的管子数 。1.237cn折流板挡板间距 h=0.3m。折流挡板板数为 690.BLNh壳程流通截面积 200().3(17.25).cAhDndm1900-40.28035.40.21/68.5.Re=893.791.(e)7humsdf壳 程 流 速雷 诺 数则 ：于是就有： 21 2208450.10.571(9)592.3.9(
28、.)6(580)1.5403.p PaPPa所 以经过以上压力降核算可知，壳程和管程压力降都小于所要求的 30kPa。核算表明所选的 型换热器可用。60172BF204. 设计结果汇总表 4-1 计算结果以及设计结果汇总参数 管程 壳程流率(kg/h) 83241.5 35353.54进口温度/ 15 110出口温度/ 30 40压力/Mpa 0.3 -定性温度/ 22.5 75密度/（kg/m 3） 997.6 845定压比热容/kJ/（kg）4.18 2.22粘度/（mPas） 0.175 0.954热导率（W/m） 0.6 0.14物性参数普朗特数 11.34 6.64形式 具膨胀节的固
29、定板式壳程数 1壳体内径/mm 600 台数 1管径/mm 25.管心距 mm 32管长/mm 6000 管子排列 正三角形管数/根 232 折流板数/个 19传热面积/m 2 109.3 折流板间距 mm 300管程数 2 材质 碳钢圆缺高度/mm 120设备结构参数主要计算结果 管程 壳程流速/（m/s） 0.637 0.295表面传热系数/W/（m 2） 2934.3 573.8污垢热阻/（m 2/W） 0.00026 0.000176管壁热阻/（m 2/W） 0阻力/ kPa 5.465 4.035热流量/KW 1526.09温度校正系数 0.90传热温差/ 42.65总传热系数 ko
30、/W/（m 2） 358.9215. 结果与讨论此课程设计是设计年处理量为 28万吨的花生油换热器，根据计算以及相应的调整，我选择的换热器型号为 换热器。60172BF换热器具体的参数是：壳径为 600mm，公称压力为 16MPa，壳程为 1；采用 25x2.5mm 的换热管，管长为 6m，管程数为 2，换热管为 232根，换热管的排列方式为正三角形排列，公称传热面积为 107.5 ；折流挡板的圆缺高度为 120mm。2m经过面积核算和压力核算，其中面积裕度为 16.3%，面积裕度合理；壳程压力降为4.035KPa，管程压降为 5.465KPa,均小于规定的 30KPa，所选用的换热器是合理的
31、。此次设计换热器，选用的是方法是选择系列型换热器，通过讨论可以看出与其他种类的设计不同。其中预估总管数以及传热面积是最关键的步骤，通过改变其中的总传热系数来改变传热面积，通过改变其中的管程中水的流速可以改变其中的换热管根数，从而能查得到相应的换热器类型，然后再通过核算换热面积以及压降来确定自己选择的换热器是否合理，若不合理，再重新改变总传热系数以及流速，直到找到合适的换热器。22致谢本次课设非常感谢 XXX 老师的指导，使我们更快的进入了课程设计的状态，使我们少走了很多弯路同时也非常感谢我的室友和同学，正是和他们的一起讨论，才是我更快更顺利的完成了此次设计；同时感谢网络，在网络上查得许多宝贵的
32、资料，也让我掌握了更多的知识。23参考文献【1】贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津.天津大学出版社,2006.【2】方书起.化工设备课程设计指导.北京.化学工业出版社，2010.【3】唐伦成.化工原理课程设计简明教程.哈尔滨.哈尔滨工业大学出版社，1995.【4】李云飞，葛克山.食品工程原理.北京.中国农业大学出版社,2009.【5】钱颂文.换热器设计手册.北京.化学工业出版社，工业装备与信息工程出版中心，2001.【6】王国胜.化工原理课程设计.大连.大连理工大学出版社，2006.【7】其他文献等.24附录表 8-1 主要符号说明英文字母 希腊字母 下标T-温度 c-比热容，KJ/(Kg)Re-雷诺数，无因次-温度差损失,h-热流体，即花生油u-流速 , m/s K-总传热系数， Pr-普兰特数，无因次-摩擦系数，无因次c-冷流体，即冷却水h-挡板间距 ,mp-绝对压力 ,Pa A-传热面积 ,m2-热导率，W/(mK)i-换热管内D-壳径， m d-直径， m -流体密度， 3/kg-黏度， Pas o-换热管外
