食品工程原理课程设计 仅供参考

1、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1.7210-4m2K/W，换热器热损失忽略不计，管程的绝对粗糙度=0.1mm，要求两侧的阻力损失均不超过0.3105Pa。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 PSs 工作压力入口 出口

2、 柴油 175 T2 34000+100*y 2.48 715 0.133 0.6410-3 常压原油 70 110 44000+150*y 2.20 815 0.128 3.010-3 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）

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10目 录一、 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

4、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，

5、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

6、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

7、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

8、） 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，

9、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

10、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

11、(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)2.201000(110-70)= 1126889W. 由热量守恒可计算柴油出口温度T2Q = w柴油Cp柴油(T1-T2) = (35400/3600)2.481000(175-T2)=1126889W T2=128.792、计算平均温度差：t1=175-110=65t2=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

12、，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tm逆)=1126889/(20061.84)=91.1m2.预先估算传热面积为91.1 m2。5、选柴油的流速为u1=1m/s取换热管的规格为252.5mm碳素钢管(8.3kg/6m)。估算单管程的管子根数=47.0247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0.025m6、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=26/64.(管程数通常选择偶数)7、

13、校正温度差R=(T1-T2)/(t2-t1)=(175-128.31)/(110-70)=1.167P=(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=0.91 0.8，说明换热器采用单壳程，四管程的结构是合适的。tm=tm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=474=188根。S实际=L(d0) n=6(3.140.025)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。

14、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=(11.5)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 DN550 =8 L=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188-22-1

15、3/2=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 = 108163.0292 mm2，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i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o壳程流通截面积：m2壳程流速：换热管为三

16、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=1.7210-4m2/W。4总传热系数Ko;取管壁w = 45w/(m)=287.2w/( m2) S需要=Q/(Kotm)=1222222/(287.256.06)=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=0.1mm，则/d1=0.1/20=0.005，雷诺准数，查摩擦系数图1-28，得到=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

17、：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252.5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；PS30000PS，符合任务书的要求。 （2）壳程压强降1）流体横过管束的压强降：管子排列方法对压强降的校正因数F=0.5(正三角形排列)；壳程流体的摩擦系数fo，当Re2500时，fo=5.0Re2-0.228=5.01943-0.228=0.89；横过管束中心线的管子数nc=15；折流板数NB=14；壳程流速u2=0.354m/s；原油=815kg/m3=5113PS；2）流体通过折流板缺口的压强降 折流板间距h=400mm=0.4