食品工程原理课程设计-年处理量为28万吨花生油的换热器的设计【全套图纸】 .pdf

吉 林 化 工 学 院吉 林 化 工 学 院 食食 品品 工工 程程 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 年处理量为年处理量为 28 万吨花生油的换热器的设计万吨花生油的换热器的设计 cad 图纸，加图纸，加 153893706 教教 学学 院院 专业班级专业班级 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 2013年年 5 月月 25 日日 摘要 i 1. 换热器的选择 1 1.1 列管式换热器类型 1 1.1.1 固定管板式换热器 . 1 1.1.2 u 形管式换热器 . 1 1.1.3 浮头式换热器 . 2 1.2 选择换热器类型 2 1.2.1 换热器选型 . 2 1.2.2 流体流动空间选择 . 2 2. 初选换热器型号以及其他 3 2.1 物性数据 3 2.1.1 花生油定性温度下的物性数据 . 3 2.1.2 水定性温度下的物性数据 . 4 2.1.3 热负荷及冷却水用量 . 4 2.1.4 两流体的平均温差 . 5 2.2 初选换热管类型与排列 6 2.2.1 预估换热面积 . 6 2.2.2 选择管内水的流速 . 7 2.2.3 选择换热管的规格 . 7 2.2.4 换热管的排列 . 8 2.2.5 列管中心距 . 8 2.3 折流挡板的选择 . 9 2.3.1 折流挡板 . 9 2.3.2 折流挡板的形式 . 9 2.3.3 挡板间距 10 2.4 接管 . 10 2.4 选择换热器型号 10 3 核算总传热系数及压力降 . 12 3.1 核算总传热系数 k 值 . 12 3.1.1 计算管程对流传热系数 i a . 12 3.1.2 计算壳程流体对流传热系数 0 a . 12 3.1.3 污垢热阻 13 3.1.4 核算总传热系数 k 值 14 3.1.5 核算传热面积 0 a 14 3.2 核算压力降 15 3.2.1 计算管程压力降 15 3.2.2 计算壳程压力降 17 4. 设计结果汇总 . 19 5. 结果与讨论 . 21 致谢 . 22 参考文献 23 附录 . 24 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.14.0 c)/(kg.k22.2c s .a1015.7 kg/m845 0 c 0 pc 4- c 3 c = = = l m r j p 程分程、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。 食品工程教研室食品工程教研室 2013 年年 5 月月 1 1. 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，管子可 2 以自由膨胀。缺点是 u 型管的更换及管内清洗困难。 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： 1) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。 2) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。 3 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，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 );/(22 . 2 ;1015 . 7 ;/845 ;40,110t 4 3 2 0 1 kmw kkgkjc spa mkg ctc h ph h h o hh = = = = = - l m r 4 2.1.2 水定性温度下的物性数据 )/(60 . 0 );/(18 . 4 ;1054 . 9 ;/ 6 . 997 ;30,15 4 3 21 kmw kkgkjc spa mkg ctct c pc c c o c o c = = = = = - l m r 2.1.3 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） wttcwq hkgw hhphh h )40110(1022 . 2 5 . 35353)( / 5 . 3535324330101028 3 21 34 =-=-= = 考虑到有 5%的热量损失，可以知道传热qq95 . 0 =,则可知道，冷却水用量如下： hkg ttc q ttc q w ccpcccpc c / 4 . 83241 )1530(1018 . 4 3600152609395 . 0 )( 95 . 0 )( 3 2121 = - = - = - = 式中：w-物料的质量流量，kg/h； p c -物料的平均定压比热，kj/(kg); t-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。 5 2.1.4 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 112 221 21 2 1 1103080; 40 1525; 8025 47.29 80 lnln 25 o hc o hc o m tttc tttc tt tc t t d =-=-= d =-=-= d -d- d = d d 再按单壳程，双管程进行计算，对逆流传热温度差 td进行校正. 12 21 21 11 11040 4.67 30 15 30 15 0.158 110 15 hh cc cc hc tt r tt tt p tt - = - - = - 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： 0.90 47.2942.56 o mm ttced =d = 2.2 初选换热管类型与排列 2.2.1 预估换热面积 由于 1104030 15 52.5 22 o hc ttc + -=-=,两流体间的温差较大， 需要进行温度补偿； 同时为了 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 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 /wm k 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 115340 7 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 2 350/()kwm k=，于是，换热器的传热面积可以初步确定，即： 2 0.95 1526093 =97.2m 350 42.6 m q a k t = d 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 流体种类 流速（m/s） 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） 排列形式 管心距 碳素钢，低合金钢 不锈耐酸钢 252.5 252 正三角形 32 8 192 192 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25mm2.5mm 的钢管,管内径 d=0.025-20.0025=0.02m，于是，单程管根数 n为： 2 83241.4/997.6 105.45 0.020.7 3600 4 n p = 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 0 1.25td=.如果采用胀接法，较小的管中心 9 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 0 (1.31.5)td=。此设计采用的管中心距为 32mm。 2.3 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，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；(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： 44 35353.5/(845 3600) 0.122 3.14 1.0 v um up = 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： 44 83241.4/(997.6 3600) 0.178 3.14 1.0 v um up = 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600 107 162 b f - 型换热器，具体参数见表 2-4 表 2-4 600 107 162 b f - 型号换热器的基本参数 11 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 12 3 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 a 在本型号的换热器中，管程的流通面积 2 1 0.0364am=; 这样可以得知，管内的冷却水的实际流速： 1 1 1 4 34 0.80.40.8 83241.4 0.637/ 3600997.6 0.0364 3600 0.02 0.637 997.6 re13322.3 9.54 10 4.18 109.54 10 6.645 0.60 0.60 0.023repr0.02313322.56.6 0.02 c c c c pcc c i w um s a du c d r r m m l l a - - = = = = 雷诺数： 普兰特准数： pr= 管程对流传热系数 0.4 2 45 2934.3/()wm k= 3.1.2 计算壳程流体对流传热系数 0 a 0.551/30.14 0=0.36 ()() phh eohh hhw c d u m rm a mlm （） 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： 2 0 0.025 (1)0.3 0.6 (1)0.0394 0.032 d ahdm t =-=-= 壳程中花生油的流速： 13 0 0 35353.54 0.295/ 845 3600 0.0394 v um s a = 当量直径： 2222 0 0 3.14 4()4 (0.0320.025 ) 44 0.027 3.14 0.025 e td dm d p p - = 0 0 4 34 0 0.027 0.295 845 re7055 9.54 10 2.22 109.54 10 pr =15.13 0.14 eh h phh h d u c r m m l - - = = 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 0.14 ()0.95 h w m m =,于是壳程流体的对流传热系 数为： 0.551/30.14 000 0.551/32 =0.36(re )(pr )() 0.14 0.36705515.130.95573.8/() 0.027 hh ew d wm k lm a m = 3.1.3 污垢热阻 管程与壳程热阻分别为： 22 0.00026/;0.000176/ siso rm k w rm k w= 14 3.1.4 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： 0 00 0 2 1 1 1 10.00250.0025 0.0001760.00026 573.80.00200.0020 2934.3 358.9/() sosi iii k dd rr dd wm k aa = + = + = 在初选换热器型号时，要求换热过程的总传热系数在 2 350/()wm k。通过核算，知道该型号 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 2 358.9/()wm k，故所选换热器是 合适的。总传热系数的裕度为 358.9- 350 100%=2.54% 350 3.1.5 核算传热面积 0 a 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： 2 0 0 0.95 1526093 94.8 358.9 42.6 m q am kt = d 而该型号换热器的实际传热面积为： 2 0 3.14 0.025 6 232109.3ad l nmp= 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： 15 109.394.8 100%16.3% 109.3 - = 3.2 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： () iirsp ppp n nd = d +d 式中：壳程数 ns=1，管程数 np=2 雷诺数 4 0.02 0.637 997.6 13322.25 9.54 10 i iic e c d u r r m - = 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 0.12 16 有表 3-1 可以取管壁的粗糙度为 0.1mm，相对粗糙度： 0.1 0.005 20 i d e= = 图 3-1 莫迪图 根据莫迪图，可以查出摩擦因数为=0.035，所以： 22 22 6997.6 0.637 0.0352125.2 20.022 997.6 0.637 33607.2 22 ci i ci r ul ppa d u ppa r l r d = d = = = 于是： p(2152.2607.2) 1 25465 i pad =+= 17 3.2.2 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 () ss ppp f nd = d +d 式中 1 2 pa f 1.51.0 n s s p p d d - - - -流体通过管束的压力降，； 流体通过折流挡板缺口的压力降，pa; 壳程压力降的垢层校正系数，无因次， 对于液体取，对于气体可取； 壳程数。 而 2 0 100 2 0 2 (1) 2 2 (3.5) 2 b b u pff n n uh pn d r r d =+ d =- 18 式中 - 0.228 00 0 0.5,450.4, =5.0re 1.1, 1.19 ; cc c b f ff ff n n n hm u - = - -= = - - - 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f=0.3; 壳程流体的摩擦系数，当re500时，（）； n横过管束中心线的管子数，对正三角形排列n 对正方形排列n（式中n为换热器总管数）； 折流挡板数； 折流挡板距离， 按管程流 000 0 (); ; , c ah dn d dm dm =- - - 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1.1 23217 c n =。 折流板挡板间距 h=0.3m。 折流挡板板数为 6 1119 0.3 b l n h =- =- = 壳程流通截面积 2 00 ()0.3 (0.6 17 0.025)0.0525 c ah dn dm=-=-= 19 0 00 0 - 4 0.228 00 35353.54 0.221/ 3600 845 0.0525 0.025 0.221 845 re=4893.7 9.54 10 5.0 (re )0.721 h h um s d u f r m - = = = 壳程流速 雷诺数 则： 于是就有： 2 1 2 2 0 845 0.221 0.5 0.721 17 (19 1)2529 2 2 0.3845 0.221 19 (3.5)980 0.62 (2529980) 1.15 14035.35 ppa ppa ppa d =+ = d =-= =+= 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 600 107 162 b f - 型换热器可用。 20 4. 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 - 物 性 参 数 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 普朗特数 11.34 6.64 设 备 结 构 参 数 形式 具 膨 胀 节 的 固定板式 壳程数 1 壳体内径/mm 600 台数 1 管径/mm 25 2.5f 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 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/w/（m 2） 358.9 21 5. 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