温度112-45.doc

2006级食品工程原理课程设计轻工食品学院食品工程原理课程设计列管式换热器的设计班级食品061班姓名关秋媚学号200610714115指导教师张宏康提交日期2009.01.04目 录1. 设计任务书32. 列管换热器的设计流程图53. 设计方案的确定64. 初算传热面积75. 列管换热器结构设计76. 传热面积校核107. 壁温的计算138. 核算压力降149. 计算结果一览表1610. 重要符号说明1611. 参考文献201.设计任务书1.1题目：根据以下条件设计所需的换热器列管式超高温瞬时灭菌机的工艺原理如图所示：1.2原始数据和操作条件：试设计其中一台列管式换热器，要求将牛奶从112冷却到45，日处理牛奶80T，冷却水入口温度为室温，选择适合的出口温度。要求：换热器的管程和壳程压降不大于10kPa试设计能完成上述任务的列管式换热器。1.3设计任务内容：1.3.1设计计算列管式换热器的热负荷、传热面积、换热管、壳体、管板、封头、隔板及接管等。1.3.2绘制列管式换热器的装配图。1.3.3编写课程设计说明书。1.4换热器说明:在生产中，要实现热量的交换，须采用一定的设备，此种交换器的设备统称为换热器。换热器作为工艺过程必不可少的单元设备，广泛地应用于化工、石油、动力、轻工、机械、交通、制药等工程领域中。换热器按结构形式可分为管壳式换热器和板式换热器。而管壳式换热器居主导地位。固定管板式换热器地优点是结构简单、紧凑，管内清洁方便。适用于流体易清洁不易结垢，两流体温差不大或温差较大但壳程压力不高地场合。固定管板式换热器主要由壳体、管束、管板、封头和折流挡板等部件组成。分为管程和壳程两部分。有但管程和多管程，单壳程和多壳程，因此要根据物料地性质和工艺条件来设计选用不同型号的设备，从而达到高效的目的。2.列管换热器的设计流程图根据原始数据和操作条件，设计列管式换热器的流程图示如下：3设计方案的确定3.1选择换热器的类型两流体的温度变化情况：热流体的进口温度为112，出口温度为45。冷流体的进口温度为25，根据经验，冷水作冷却剂时出口的温升一般为510。所以这里选择水温升高10，则冷却水出口温度为30。（112+45）2-（25+35）2=48.550从两流体的温度来看，由于两流体温差50，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。3.2流体流入空间的选择该设计任务的热流体为牛奶，冷流体为水，为使牛奶通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果，故使牛奶走壳程，另外，水也较易结垢，为便于提高流速减少污垢生成，以及便于清除污垢，使水走管程。3.3流向的选择因工艺上无特殊要求，逆流操作有利于传热效果，所以选用逆流操作。3.4确定物性数据牛奶的定性温度： 水的定性温度： 两流体在定性温度下的物性数据整理如下表：（表一）两流体在定性温度下的物性数据1 牛奶在定性温度下的物性数据：水在定性温度下的物性数据：密度比热容导热系数=0.617W/( m)粘度=2.12 Pas=0.8007 Pas4.初算传热面积4.1计算热负荷（忽略热损失）4.2冷却水用量（忽略热损失）4.3传热平均温度差 牛奶得温度 T 112 45 冷却水得温度 t 35 25按逆流计算得：根据牛奶的粘度，参照管壳式换热器用作冷却器时，传热系数K的大致范围2为5001000 W/ ，所以初取K=500 W/ 则估算传热面积：考虑15的面积裕度，取实际面积为估算面积的1.15倍，则实际估算面积为：5. 列管换热器结构设计5.1选管子规格按照管子的选用标准 3 ，选用25mm 2.5mm的无缝钢管，管长。5.2总管数和管程数总管数：单程流速的计算4： 单程流速较低，因而传热膜系数较小，为提高传热效果考虑采用多程管。按管程流速的推荐范围，选管程流速为=0.2m/s，所以管程数为：5.3确定管子在管板上的排列方式因为管程为双程，故采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。管子与管板采用焊接结构。管心距取: 则查表可知，隔板相邻管心距: 5.4壳体的内径确定采用多管程结构，壳体内径可按式进行估算。取管板利用率，则壳体内径为： 按壳体标准圆整取 换热器长径比 ，在推荐范围610内，可卧式放置。5.5绘管板布置图确定实际管子数目由管板布置图3知，实际排管数为128根，扣除4根拉杆，则实际换热管数为124根。查表可得，取管板厚度为38mm，设管子与管板焊接时伸出管板长度为3mm，所以换热器的实际传热面积：管程实际流速：5.6折流挡板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去圆缺高度为：因壳程为单相清洁流体，所以折流板缺口水平上下布置。缺口向上的折流板底部开一90小缺口，以便停机时排净器内残液。取折流板间距（0.2DB 0.8，所以选用单壳程可行。6.2总传热系数K的计算6.2.1管内膜传热系数因为管内流体无相变化，在圆形直管内作强制湍流时，而且低于2倍常温水的粘度，而且流体被加热，所以传热系数公式选用：代入计算得：=5.42流体被加热，取n=0.46.2.2管外膜传热系数壳程中流体被冷却，所以因为采用弓形折流板，且Re在内所以壳程表面传热系数公式选用： 传热当量直径的计算与管子排列方式有关。因为管子三角形排列，所以传热当量直径为：流速u根据流体流过管间的最大截面S计算所以壳程流通截面积：壳程流体流速：代入计算得：Pr=6.2.3污垢热阻力和管壁热阻 查表可知9：管内、外热阻分别取：， 已知；取碳钢导热系数。6.2.4总传热系数K总传热系数K 为： 6.3传热面积校核 所需的传热面积： 前面已算出换热器的实际传热面积，则面积裕度： 为保证换热器操作的可靠性，一般使换热器的面积裕度大于1025。现在该换热器有47的面积裕度，大于1025范围，符合要求。7. 壁温的计算 为检验所选换热器的型式是否合适，是否需要加设温度补偿装置等，所以要进行壁温计算。7.1换热管壁温换热管壁温可由下式估算。已知 所以换热管平均温度为：7.2壳体壁温壳体壁温的计算方法与传热管壁温的计算方法类似。这里由于传热条件使壳体壁温接近于介质温度，所以壳体壁温可取壳程流体的平均温度。即壳体壁温与传热管壁温之差为： 该温差小于50，故不需设置温差补偿装置。8. 核算压力降8.1管程压力降对于多程换热器，其总阻力为各程直管阻力、回弯管阻力及进出口阻力之和。相比之下，进出口的阻力较少，一般可忽略不计。因此，管程总阻力的计算式为：管程校正系数，对252.5mm的管子取1.4串联的壳程数 管程数已知； ； （湍流） 对于碳钢管，取管壁粗糙度10： 由关系图查得 所以计算得： 8.2壳程压力降由于壳程流体的流动状况较为复杂，计算压力降的方法较多，用不同的公式计算结果往往偏差较大。下面选用较通用的埃索计算公式：其中 壳程结垢校正系数，对于液体1.15管子的排列方式按正三角形 所以F0.5，折流挡板间距： B0.15m折流档板数： 19块壳程流通截面积: 壳程流速: 符合公式要求。 所以, Pa已知 ； ，有计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计要求。设计结果为：选用固定管板式换热器9. 计算结果根据上述所计算的结果，汇列如下表： (表二)计算结果一览表 参 数管 程壳 程物料名称水牛奶进口温度/25112出口温度/3545物 性定性温度/3078.5密度/(Kg/m2 )995.71031.6定压比热容/kJ/（kg）4.1743.89热导率/W/(m)0.6170.6118粘度/(Pas)0.800710-32.1210-3普朗特数 5.4214.05主要计算结果管 程壳 程流量/(kg/h)207723333流速/(m/s)0.660.092表面传热系数/W/( m2)32871037.2阻力/Pa7352397热流量/kW2.41105传热温差/K41.02传热系数/W/( m2)610.2裕度/14公称压力/MPa1.6参 数管 程壳 程设备结构参数形式固定管板式台数1壳体内径/mm300壳程数1管径/mm252.5管心距/mm32管长/mm3000管子排列正三角形管数目/根52折流板数/个19传热面积/m210.98折流板间距/mm150管程数2材质碳钢材质碳钢折流板高度/mm85管板利用率0.8管板厚度/mm38材质碳钢10.重要符号说明 文章涉及到的重要符号说明如下： （表三）重要符号说明符号意义单位T温度Q热负荷Wq质量流量kg/sC定压比热容J/（kg）A面积m2管长mmK传热系数W/( m2)u流体流速m/sa管心距mmD壳体内径mmh切去圆缺高度mm折流板数块B相邻折流板间距mm对流传热膜系数W/( m2)流体导热系数W/( m)管外径mm3管内径mm当量直径mmR污垢热阻( m2)/W管板布置图草图如下管板布置图（ 图一）固定管板式换热器草图如下11. 参考文献(1) 李云飞，葛克山主篇主编食品工程原理北京：中国农业大学出版社，2002 (2) 匡国柱，史启才主编化工单元过程及设备课程设计北京：化学工业出版社，2002(3) 秦叔经，叶文刘邦主编换热器北京：化学工业出版社，2002(4) 王明辉主编化工单元过程设课程设计第1版北京：化学工业出版社，2002-6（1）（P28-29）(5) 钱颂文主编换热器设计手册北京：化学工业出版社，2002(6) 王志魁主编化