食品工程原理课程设计 仅供参考.docx

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食品工程原理课程设计仅供参考

题目：

列管式燃油加热器的设计

学生姓名：

指导老师：

学院：

班级：

时间：

食品学院专业班

学生姓名

设计题目：

列管式石油加热器的设计

设计时间：

20年月日——200年月日

指导老师：

设计任务：

某炼油厂用柴油将原油预热。

柴油和原油的有关参数如下表，两侧的污垢热阻均可取1.72×10-4m2·K/W，换热器热损失忽略不计，管程的绝对粗糙度ε=0.1mm，要求两侧的阻力损失均不超过0.3×105Pa。

试设计一台适当的列管式换热器。

（y:

学号后2位数字）

物料

温度℃

质量流量

kg/h

比热

kJ/（kg·℃）

密度

kg/m3

导热系数

W/（m·℃）

粘度

PS·s

工作

压力

入口

出口

柴油

175

T2

34000+100*y

2.48

715

0.133

0.64×10-3

常压

原油

70

110

44000+150*y

2.20

815

0.128

3.0×10-3

常压

设计内容：

（1）目录

（2）设计题目及原始数据（任务书）

（3）设计方案的确定及流程说明

（4）换热面积的估算

（5）管子尺寸及数目计算

（6）管子在管板上的排列

（7）壳体内径的确定

（8）换热器校核（包括换热面积、压力降等）

（9）设计结果概要或设计一览表

（10）参考文献

设计思考题

（1）设计列管式换热器时，通常都应选用标准型号的换热器，为什么？

（2）为什么在化工厂使用列管式换热最广泛？

（3）在列管式换热器中，壳程有挡板和没有挡板时，其对流传热系数的计算方法有何不同？

（4）说明列管式换热器的选型计算步骤？

（5）在换热过程中，冷却剂的进出口温度是按什么原则确定的？

（6）说明常用换热管的标准规格（批管径和管长）。

（7）列管式换热器中，两流体的流动方向是如何确定的？

比较其优缺点？

时间安排：

用一周时间集中进行

1、设计方案选定：

0.5天

2、主要设备的工艺设计计算：

2天

3、辅助设备的选型：

0.5天

4、编写设计说明书：

2天

一、概述与设计方案简介

1、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。

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。

直接接触式换热器又称混合式换热器。

在此类换热器中，冷、热流体相互接触，相互混合传递热量。

该类换热器结构简单，传热效率高，适用于冷、热流体允许直接接触和混合的场合。

常见的设备有凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷凝器等。

蓄热式换热器又称回流式换热器或蓄热器。

此类换热器是借助于热容量较大的固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。

当蓄热体与热流体接触时，从热流体处接受热量，蓄热体温度升高后，再与冷流体接触，将热量传给冷流体，蓄热体温度下降，从而达到换热的目的。

此类换热器结构简单，可耐高温，常用于高温气体热量的回收或冷却。

其缺点是设备的体积庞大，且不能完全避免两种流体的混合。

工业上最常见的换热器是间壁式换热器。

根据结构特点，间壁式换热器可以分为管壳式换热器和紧凑式换热器。

紧凑式换热器主要包括螺旋板式换热器、板式换热器等。

管壳式换热器包括了广泛使用的列管式换热器以及夹套式、套管式、蛇管式等类型的换热器。

其中，列管式换热器被作为一种传统的标准换热设备，在许多工业部门被大量采用。

列管式换热器的特点是结构牢固，能承受高温高压，换热表面清洗方便，制造工艺成熟，选材范围广泛，适应性强及处理能力大等。

这使得它在各种换热设备的竞相发展中得以继续存在下来。

使用最为广泛的列管式换热器把管子按一定方式固定在管板上，而管板则安装在壳体内。

因此，这种换热器也称为管壳式换热器。

常见的列管换热器主要有固定管板式、带膨胀节的固定管板式、浮头式和U形管式等几种类型。

2、设计方案简介

（1）换热器类型的选择

根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。

以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。

1）固定管板式换热器

这类换热器如图1-1所示。

固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。

当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。

2）U型管换热器

U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。

管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。

U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。

其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。

此外，其造价比管定管板式高10%左右。

3）浮头式换热器

浮头式换热器的结构如下图1-3所示。

其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。

浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。

其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。

4）填料函式换热器

填料函式换热器的结构如图1-4所示。

其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。

管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。

填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。

其缺点是填料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。

5）换热器类型的选择

由于原油温度低于柴油，为减少热损失和充分利用柴油的热量，选择原油走壳程，柴油走管程。

二、工艺计算

1、计算热负荷（不考虑热损失）

由于设计条件所给为无相变过程。

由设计任务书可知热负荷为

Q=w原油Cp原油（t2-t1）=（46100/3600）×2.20×1000×（110-70）=1126889W.

由热量守恒可计算柴油出口温度T2

Q=w柴油Cp柴油（T1-T2）=（35400/3600）×2.48×1000×（175-T2）=1126889W

T2=128.79℃

2、计算平均温度差：

Δt1=175-110=65℃

Δt2=128.31-70=58.79℃

逆流温度差

℃

3、确定流体走向

由于原油温度低于柴油，为减少热损失和充分利用柴油的热量，选择原油走壳程，柴油走管程。

4、换热面积估算

由《食品工程原理课程设计》的表4-6，取K估=200W/（m2·℃）.

先假设换热器为单管程、单壳程的，且冷热流体逆流接触。

则

S估=Q/（K估×Δtm逆）=1126889/（200×61.84）=91.1m2.

预先估算传热面积为91.1m2。

5、选柴油的流速为u1=1m/s

取换热管的规格为Φ25×2.5mm碳素钢管（8.3kg/6m）。

估算单管程的管子根数

=

=47.02≈47根。

根据传热面积S估计算管子的长度L’，有

式中：

d1----换热管的内径，为0.02m

d0----换热管的外径，为0.025m

6、管程数Nt的确定

由于L’数值太大，换热器不可使用单管程的形式，必须用多管程。

我们选择管程的长度为6m，则Nt=L’/6=26/6≈4.（管程数通常选择偶数）

7、校正温度差

R=（T1-T2）/（t2-t1）=（175-128.31）/（110-70）=1.167

P=（t2-t1）/（T1-t1）=（110-70）/（175-70）=0.381

根据R，P的值，查食品工程原理教材中图4-25（S），得温度校正系数

φ=0.91>0.8，说明换热器采用单壳程，四管程的结构是合适的。

Δtm=φ×Δtm逆=0.91*61.6=56.06℃。

8、求实际换热面积S实际

换热管数为n’×Nt=47×4=188根。

S实际=L×（π×d0）×n’=6×（3.14×0.025）×188=88.55m2.

实际换热面积为88.55m2.

9、选择换热器壳体尺寸

选择换热管为三角形排列，换热管的中心距为t=32mm。

横过管束中心线的管数：

最外层换热管中心线距壳体内壁距离：

b'=（1～1.5）d0，此处b’取一倍d0，即b'=0.025m

壳体内径：

圆整后，换热器壳体圆筒内径为D=550mm，壳体厚度选择8mm。

长度定为5996mm。

壳体的标记：

筒体DN550δ=8L=5910。

筒体材料选择为Q235-S，单位长度的筒体重110kg/m，壳体总重为110*（5.910-0.156）=632.94kg。

10、确定折流挡板形状和尺寸

选择折流挡板为有弓形缺口的圆形板，直径为540mm，厚度为6mm。

缺口弓形高度为圆形板直径的约1/4，本设计圆整为120mm。

折流挡板上换热管孔直径为25.6mm，共有188-22-13/2=159.5个；拉杆管孔直径为16.6mm，每个折流挡板上有4个。

折流挡板上的总开孔面积=159.5*514.7185+4*216.4243=82963.2972mm2。

折流挡板的实际面积=191126.3264-82963.2972=108163.0292mm2，重量为5.1kg。

选择折流挡板间距h=400mm。

折流挡板数NB=L/h-1=6000/400-1=14块。

11、传热系数K的计算

1．管程对流传热系数αi

换热管内柴油流速：

雷诺数

，

普兰德数

，

柴油的黏度小于常温水黏度的两倍，是低黏度液体，且是被冷却，所以

w/（m2·℃）

2．壳程对流传热系数αo

壳程流通截面积：

m2

壳程流速：

换热管为三角形排列，壳程的当量直径为

雷诺数

，

普兰德数

，

原油被加热，所以

w/（m2·℃）

3.污垢热阻

根据设计任务书，两侧的污垢热阻Rso=Rsi=1.72×10-4m2·℃/W。

4．总传热系数Ko

;取管壁λw=45w/（m·℃）

=287.2w/（m2·℃）

S需要=Q/（Ko×Δtm）=1222222/（287.2×56.06）=75.91m2.

面积裕量：

〉15%

符合换热器设计规范的要求。

12、压强降的计算

（1）管程压强降

已知管程直管的绝对粗糙度ε=0.1mm，则ε/d1=0.1/20=0.005，雷诺准数

，查摩擦系数图1-28，得到λ=0.035，所以，每程直管的压降：

.75PS；

柴油在每管程中局部阻力导致的压强降按经验公式计算如下：

PS；

一般地，流体流经换热器进出口导致的压强降可以忽略。

对于Φ25×2.5的换热管，结垢校正系数Ft=1.4；因为是单壳程、四管程的换热器，所以Ns=1，Np=4；