食品工程列管式换热器选型设计说明书.doc

食品工程列管式换热器选型设计说明书1.列管式换热器选型设计条件1.1设计条件已知冷却水走管程，油品走壳程。忽略热损失。其他条件如下（见表1）表 1 设计条件 名 称单 位进 口出 口符 号数 值符 号数 值热空气流量kg/hmS17000热空气温度T190T260冷却水t120t2301.2流体的物性数据（见表2）1水的参数在其平均温度下选取，t=(t1+t2)/2=(20+30)/2=25表 2 流体的物性参数名 称空气水密 度（ kg/m3)1.015997热导率W/(m)0.030.6085比 热 cp KJ/(Kg)1.0204.1785粘度（10-3Pas）0.02070.9032.选型设计计算步骤2.1计算传热量QQ=mscpt =70001.020（9060）=2.15105 KJ/h=5.95105 W 由换热衡算式，Q= mS1cp1（T1T2）= mS2cp2（t2t1）得：mS2= Q/ cp2（t2t1）=2.15105/4.179（3020）=5137kg/h2.2计算传热温差tm项目逆流TtttmT1=120T2=120 t2=40t1=20t= T1t280 tT2t1100tm，逆 =（80+100）/2 =90又 R= (T1T2)/( t2t1)=0 P=( t2t1)/( T1t1)=0.2查表5-19（a）得=0.9999热空气 T190 T2 60冷却水 t230 t120计算逆流平均温度差tm，逆t1=60 t2=40t1t2lnt1/t2tm，逆=6040ln 60/40=49.3假设采用复杂折流的换热器，按逆流计算的平均温度差tm，逆应乘校正系数1，选设换热器的流动类型为1壳程、偶数管程。计算参数P和R：P=(t2t1)/(T1t1)=(3020)/(9020)=0.14R=(T1T2)/(t2t1)=(9060）/ (3020)=3.0查化工单元操作课程设计书P53，按图3-7，查得=0.97，符合0.9的要求，得到2tm=tm，逆=0.9749.3=47.8 =0.971，这是由于复杂流动中同时存在逆流和并流。因此，采用折流在经济上是比较合理的。2.3初步确定传热面积A为求得传热面积A，需先求出总传热系数K，而K值又和对流传热系数、污垢热阻等有关。在换热器的直径、流速等参数均未确定时，对流传热系数也无法计算，所以只能进行估算。当进行换热的流体由气体到水，总传热系数K值范围大概为172802，先取K值为130 W/(mK)，则A=Q/Ktm=59500/（13047.8）=9.57m22.4初步选定换热器型号在确定管数和管长时，首先要选定管内流速ui，增大ui有利于提高值，但压力降也会显著增加。水的粘度0.90310-3Pas 15001000500500100100353511最大流速(m/s)0.60.751.11.51.82.4从腐蚀性、传热面积、清洗和价格四方面综合考虑后，选用252.5mm无缝钢管，内径d0=0.02m，设所需的单程管数为n，Vs=mS2/=5137/3600/997=0.0014则从管内体积流量vs=n（/4）（0.02）21.03600=ms2/解之得n=5根。又从传热面积A=nd0l=5.6 m2，可以求得单管程管长l= A/nd0=5.6/(50.025)=14.7m。国内生产的无缝钢管长度一般为6m或9m1，故系列标准中换热器的长度分别为1.5m，2m，3m，4.5m，6m或9m，若选用4.5m长的管子管程数Z=l/L=14.7/4.5=3.274，故初定4.5m长的管子，4个管程，则一台换热器的总管数为47=28（根）。表4 初选换热器的主要参数项目数据项目数据壳径325mm管尺寸252.5mm管程数N4管长l4.5m管数n28管排列方式正方斜转45中心排管数nc4传热面积A9.7m2管程流通面积Si0.0022m2管心距32mm3换热器数据核算已选定的换热器型号是否适用，还要核算K值和传热面积A，才能确定。3.1每程的管数N1=总管数n/管程数Np=28/4=7管程流通面积Si=（/4）（0.02）27=0.0022m2,与查得的0.0022m2很好符合。3.2传热面积A 传热面积A=d0ln=0.0254.528=9.9m2，比查得的9.7稍大，这是由于管长的一小部分需用于在管板上固定管子。应以查得的A=9.7为准。3.3中心排管数 查得=4 Nc=1.19=1.19=6.29，取Nc=64.阻力损失的计算4.1管程 4.1.1流速 ui=Vs2/Si=0.0014/0.0022=0.636m/s 4.1.2雷诺数 Rei=diuipi/i=0.020.636997/(0.90310-3)=14044 4.1.3摩擦系数摩擦系数 取钢管绝对粗糙度=0.1mm（见化工原理上册表1-1）1，得相对粗糙度/di=0.1/20=0.005 根据雷诺数 Reo=14044， 查得2=0.0364.1.4管内阻力损失Pi=il/di(ui2i/2)=0.0364.5/0.020.6362997/2=1633Pa4.1.5回弯阻力损失Pr=3(ui2i/2)= 605Pa4.1.6管程总损失 Pt=（Pi+Pr）FtNsNp=（1633+605）1.414=3388PaPt100KPa4.2壳程4.2.1折流板常用的折流板型式有圆缺形或称弓形和孔式折流板。最常用的是圆缺形。其缺高度为壳角直径的10%40%4，常见的是20%和25%两种，一般去折流板间距，其系列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。即取折流板间距则则可取h为250mm，即h=0.25m故折流板的4.2.2壳程损失截面积 S0=h（D-ncdo）=0.25（0.325-60.025）=0.044m2流速 uo= (ms1/3600)/(oSo)=7000/3600/1.015/0.044=43.5m/s雷诺数 Reo=douoo/o=0.02543.51.015/(2.0810-5)=5.3110-4 Reo500摩擦系数 fo=5.0/Re0.228=5.0/531000.228=0.418管束损失 P1=Ffonc(NB+1)( ouo2/2)=0.40.4186（17+1）1.015 43.52/2=17341Pa缺口损失 P2= NB（3.5-2h/D）( ouo2/2) =17(3.5-20.25/0.325)1.01543.52/2 =32022 Pa壳程损失 PS=（P1+P2）FsNs=（17341+32022）11=49363PaPS100KPa壳程的阻力损失小于10kPa（化工原理上册P204）1，适用。5传热计算5.1管程给热系数壳程给热系数o，以上已算出Reo=14044，现再算ProPro=cpoo/o=(4.1781030.90310-3)/0.609=6.19由公式Nu=0.023 Re0.8Prn 得Nu0=0.023140440.86.190.4=99o=Nuo(o/do)=287(0.609/0.02)= 3019Wm-2K-15.2壳程给热系数Pr1=cp11/1=(1.0191032.0810-5)/0.03=0.7.6现空气被冷却，（/w）小于1，可取为0.9，故Nu1=0.36Re0.55Pr1/3（/w）0.14=0.36531000.550.7061/30.90.14=125.401=Nu1(1/d1)=125.40(0.03/0.02)= 188.1Wm-2K-15.3传热系数管内的污垢热阻 Rs1 =3.439410-4m2kW-1管外的污垢热阻 Rs2=1.719710-4 m2kW-1得 =1/188.1(0.025/0.02)+3.439410-4(0.025/0.02)+1.719710-4 +1/3019=7.57910-3K0=131.95W.m-2k-与假设的K=130误差小于5%5.4所需的传热面积A=Q/Ktm=59500/（13047.8）=9.57m2与换热器列出的传热面积A=9.7接近，故原选换热器适用6确定换热器型号所选的型号为：FB5325104047.结论本文提出的换热器的设计，在工艺设计上考虑了传热系数、流速、管壳程压降等对换热器设计的影响。设计过程要从耐腐蚀性、传热面积、清洗难易程度及经济效益等四方面综合考虑通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要。换热器的选型或设计实际上是个反复试算过程，以达到优化的目的。参考文献：1谭天恩，窦梅，周明华.化工原理（上册）.北京：化学工业出版社，20062 蕲明聪，程尚模，赵永湘. 换热器. 重庆：重庆大学出版社，19903 袁林根. 机械工程手册（第二版）. 北京：机械工业出版社，19974 聂清德编. 化工设备设计. 北京：化学工业出版社，1991 福建农林大学食品科学学院课程论文(设计)评分表学生姓名：_ 学号：_ 填表日期：2014年 月 日题目评价内容评价指标评分权值评定成绩工作量工作量饱满，能独立查阅文献0.1业务水平有扎实的基础理论知