列管式换热器 (化工原理课程设计)

化工原理课程设计题目：列管式换热器设计班级：姓名：学号：指导教师：2015年-2016年学年第1学期目录设计任务书3前言4一．工艺说明及流程示意图5工艺流程5酒精的工艺流程5冷却流程图5白酒加工工艺流程5冷却流程5工艺说明6流体流入空间的选择6出口温度的确定（含算法程序）6流速的选择7计算平均温差8二．流程及方案的论证与确定8设计方案的论证8确定设计方案及流程8选择物料8确定两流体的进出口温度9确定流程9换热器类型的选择9三．设计计算及说明9流体物性的确定9水的物性9无水乙醇的物性9初步确定换热器的类型和尺寸9计算两流体的平均温度差9计算热负荷和冷却水流量10传热面积10选择管子尺寸11计算管子数和管长,对管子进行排列,确定壳体直径11根据管长和壳体直径的比值,确定管程数12核算压强降12管程压强降12壳程压强降12核算总传热面积14管程对流传热系数a014壳程对流传热系数ai14污垢热阻15总传热系数K'15传热面积安全系数15壁温的计算15TOC\o"1-5"\h\z4.7偏转角的计算 15四．设计结果概要表16五．对设计的评价及问题的讨论17\o"CurrentDocument"对设计的评价 17\o"CurrentDocument"问题的讨论 17,、• ■*'尸■.Jit卜六．参考文献18七．致谢八．附录：固定管板式换热器的结构图、花板布置图设计任务书设计题目：列管式换热器设计。设计任务：将自选物料用河水冷却或自选热源加热至生产工艺所要求的温度。三、设计条件：1.处理能力G=学生学号最后2位数X300t物料d；2．冷却器用河水为冷却介质，考虑广州地区可取进口水温度为20〜30°C；加热器用热水或水蒸汽为热源，条件自选。3．允许压降：不大于105Pa；4．传热面积安全系数5~15%；5．每年按330天计，每天24小时连续运行。四、设计要求：1.对确定的设计方案进行简要论述；2.物料衡算、热量衡算；确定列管式冷却器的主要结构尺寸；计算阻力；选择适宜的列管换热器并进行核算；用Autocad绘制列管式换热器的结构图（3号图纸）、花板布置图（3号或4号图纸）；编写设计说明书（包括：①封面；②目录；③设计题目（任务书）；④流程示意图；⑤流程及方案的说明和论证；⑥设计计算及说明（包括校核）；⑦主体设备结构图；⑧设计结果概要表；⑨对设计的评价及问题讨论；⑩参考文献。）备注：参考文献格式：期刊格式为：作者姓名.论文题目.刊物名称,出版年,卷号（期号）：起止页码专著格式为：作者姓名.专著书名.出版社名,出版年,起止页码例：潘继红等.管壳式换热器的分析与计算.北京:科学出版社,1996,70~90陈之瑞,张志耘.桦木科植物叶表皮的研究.植物分类学报,1991,29（2）:127~135前言酒精工业是十分重要的有机基础化学工业之一,又是新兴的能源工业之一。酒精在食品、医药、化工、燃料和国防工业等方面都有着广泛的用途。在酒精生产中,水的用量很大,根据各厂的管理水平、生产工艺、设备选型及原料的不同,每生产一吨酒精用水量从几十吨到一百多吨不等。【1】在生产过程中,水除了部分用于工艺配料外,大部分是用于冷却物料,如:糖化醪的冷却;酒母、发酵醪的冷却;酒精蒸馏的冷凝、冷却等,可见在酒精生产中使用换热器的工序、部位很多,在设计过程中,换热器选型和设计将对酒精厂节约用水产生重要的影响。乙醇是一种重要的基础化工原料，用于合成乙醛、乙醚、醋酸乙酯等基本有机原料，还是配制饮用酒和医药上的杀菌剂的原料。工业生产乙醇的主要原料是玉米、小麦或木薯等淀粉质，通过催化分解为可发酵的糖类，然后发酵转化为乙醇。燃料乙醇的关键生产技术是乙醇脱水。乙醇脱水传统技术主要包括分子筛吸附工艺、环烷酸恒沸蒸馏技术，比较先进的技术包括溶盐精馏技术和乙二醇萃取精馏技术等。乙醇的工业生产方法主要有两种，即以糖类、淀粉和水解纤维素等碳水化合物为原料的发酵法和乙烯为原料的水化法。本工艺为以淀粉为原料的发酵法，经过一系列的生产工艺后得到的乙醇液体温度还接近于其沸点，且乙醇是易挥发液体。在相对高温下不利于白酒的装罐贮存，所以在蒸馏后冷凝和冷却必不可少。又因为是流体的大生产量冷却，故使用列管式换热器将其进行冷却以达到一定的贮存温度。化工原理课程设计是化工类专业学生运用自己已学课程的知识来解决常规化工设计中的问题的一次很好地、全面地锻炼过程。通过设计可以不断增强学生运用综合知识的能力,解决工程实际问题的能力和全面分析问题的能力。换热器是进行热量传递的通用工艺设备，它在炼油、轻化工及其他一般化学工业中广泛应用着，例如冷却、加热、蒸发和废热回收等。随着化学工业的迅速发展，各种换热器发展很快，新型结构不断出现，以满足各工业部门的需要。列管式换热器是目前生产上应用最广泛的一种传热设备，由于不断的改进，其结构也较完善。换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器传热量大、应用最为广泛。本设计选用的是间壁式换热器中传热面积大，结构紧凑、坚固、传热效果好的列管式换热器。列管式换热器是化工生产中常用的一种换热设备，结构简单适应性强；单位体积所具有的传热面积大并传热效果好；且种类多，型号全。【2】工艺说明及流程示意图1.工艺流程图酒精的工艺流程酒精制造的传统工艺【3】我国酒精制造的传统工艺分别是酿造工艺和水合工艺。酿造工艺的主要原料是以大米、小麦、红薯等淀粉质，主要方法是利用稻、麦、豆及红薯、土豆等高淀粉含量的植物对其淀粉里的酶在水溶作用下经过一系列的化学反应化合成为葡萄糖，对葡萄糖进一步进行化学反应生成酒精。整个过程的实质就是将原料粉碎、蒸煮、葡萄糖化和酵母发酵及蒸馏形成一个有机的整体。其具体的生产流程为:淀粉一调浆一蒸煮一糖化酶一糖化一发酵一酒精程图戶±卄乙流酒精生产工程图戶±卄乙流酒精生产工lT冷却流程图白酒加工工艺流程淀粉原料——粉碎——拌料——蒸煮（糊化）——糖化（加糖化酶）——冷却——发酵（加酵母菌种）——蒸馏塔（蒸馏）——精馏塔（精馏）——95%乙醇——淡化——过滤——白酒冷却流程

熱流阵逬口rr挣祈体进I」冷航悻出口热说体出口图弘训管売式换煞器示惡圏1-熱流阵逬口rr挣祈体进I」冷航悻出口热说体出口图弘训管売式换煞器示惡圏1-对去？2—酹取*3-辔板「1—特极；丘一啓子：&一外喘图1乙醇冷却示意图2.工艺说明流体流入空间的选择固定管板式换热器要求不洁净和易结垢的流体宜走管程，易于清洁；腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管外空间的其他零件受腐蚀；根据冷热流体的特性，本设计选择让酒精走壳程而让冷河水走管程。这是因为相比而言河水更易结垢而管内便于清洗，走管程有助提高流速减少水垢；而作为热流体让白酒走壳程能增大与管壁接触面积，易于散热。进出口温度的确定及成本计算酒精将由85°C冷却到45°C,取冷却河水入口温度为25°C。对于列管换热器的优化设计,可以认为目标函数是指包括设备费用和操作费用在内的总费用,其最少值就是所求。本实验以河水为冷却介质，且河水的进口温度一定，有传热速率方程可知，冷却河水的出口温度将影响热温差，从而影响传热器的传热面积和投资费用，存在一个使设备费用和操作费用之和为最小的最优冷却河水出口温度。换热器年总费用和水的出口温度有以下函数关系：lT-1TOC\o"1-5"\h\zln 1C二CKQ +3600CH Q——TAFK[(T-t)-(T-t)] Uyc(t-t)2 1 1 2 pc2 1CQ=GPi(T1-T2)式中G 换热器热介质处理量,21X300X1000/24/2=X105kg/h;Cpi 热流体介质比热容,(kg・°C);T1,T2 热流体的进出口温度,CoCa 换热器单位传热面积的投资费用,4200元/m2Q -换热器的热负荷，X107kJ/h=X106WCu 单位质量冷却水费用，0.4兀/kgkf 换热器的年折旧率，设使用年限为10年，则Kf二0.1Hy 年工作小时24x330二7920h根据流体物性确定总传热系数经验值290~698w/(m2・°C),并结合本工艺实际可取K=450w/(m2・°C)。把T1=85°C,T2=45°c,ti=25°C代入，结合工艺实际计算可得：优化后的河水的出口温度为35C所以，无水乙醇的进出口温度分别为850C、45C；河水的进出口温度分别是250C、35°C。源程序如下:#include<>main(){intQ,t2,tm,km;longdoublea,b,c,d,e,f,g,h,total=000;for(t2=25;t2<=35;t2++){a=(longdouble)t2;b=15/(90-a);c=log(b);d=a-75;e=4200**1221000*c/(1100*d); /*换热器的年固定费用*/f=3600**24*330*1221000/(4187*(a-20));/*换热器的操作费用*/g=e+f; /*换热器的年总费用*/if(g<total){total=g;tm=t2;} /*比较各个总费用之间大小*/}printf("goodoneis%d%d",tm,km);}流速的选择换热器内的流速增加，传热膜系数增大，同时亦减小了污垢在管子表面沉积的可能性，降低了垢层阻力，从而使总传热系数提高，所需传热面积减少，设备投资费减少。但随着流速的增加，流动阻力也相应增加，动力消耗增大，使操作费用增加。因此，选择适宜的流速是十分重要的。经查阅相关资料，经过经济核算，可设定河水在管内的流速为So

计算平均温差按逆流计算时的平均温度差为：无水乙醇 85°C k 45°C河水 35C 25C△t (85-35) (45-25)At1=85-35=50C At2=45-25=20CAt'At'丄-Atm、A [50Ini ln-At 20250-20=32.74二、流程及方案的论证与确定设计方案的论证确定流程；计算定性温度以确定物性数据；计算热负荷；按纯逆流计算平均传热温差，然后按单壳程多管程计算温度校正，如果温差校正系数小于，应增加壳程数；选择适当的总传热系数K以估算传热面积；计算冷却水用量；确定两流体流经管程或壳程，选定管程流体速度，由流速和流量估算单程管的管子根数,由管子根数和估算的传热面积，估算管子长度和直径，再由系列标准选用适当型号换热方器。传热管排列和分程方法；计算壳体内径和折流板间距、折流板数；计算壳程流体传热膜系数；计算管程流体流速，若结果与前面设定的流速不接近，则要从头在设定一个速度，再开始算过，直到两者相互接近；计算管内传热膜系数；确定污垢热阻，计算总传热系数，如果相差较多，应重新估算；壁温核算，结果如果大于50C，要设置温差补偿装置；如果超过105Pa，则要从头开始再设数据算，直到结果不大于105Pa为止。计算壳程接管内径，选取壳程流体进出口接管规格；计算管程接管内径，选取管程流体进出口接管规格；计算传热面积安全系数，必须满足5%—15%的安全度，若不在此范围内，则要再改数据再试算，直到符合要求；2.确定设计方案及流程选择物料本实验选择无水乙醇作为热流体，选择没经过处理的河水作为冷流体.

确定两流体的进出口温度无水乙醇的进出口温度分别为85°C、45°C；河水的进出口温度分别是250C、35Co确定流程由于无水乙醇是被冷却的流体，黏度大，在有折流板的壳程流动时容易达到湍流，同时,为便于清洗污垢，热流酒精应该走壳程；河水应走管程。换热器类型的选择对于列管式换热器，一般要根据换热流体的腐蚀性及其他特性来选择结构与材料，根据材料的加工性能，流体的压力与温度，本设计的是无水乙醇由85C降温到45°C；采用河水冷却。再根据几种列管式换热器类型的比较，选固定板管式换热器，因为其结构比较简单、紧凑、重量轻、造价低廉等优点。设计计算及说明1•流体物性的确定表1无水乙醇与选用河水的物性参数项目密度kg/m3比热容KJ/(Kg尤)黏度pas热导率W/ C)无水乙醇X10-3河水X10-3水的物性t1=25C，t2=35C水的定性温度为：Tm=(25+35)/2=30°C无水乙醇的物性Ti=85C，T2=45C无水乙醇的定性温度为：Tm=(85+45)/2=65C2•初步确定换热器的类型和尺寸计算两流体的平均温度差按逆流计算时的平均温度差为：At'=At'=Ati-At2m/AtIni

At50-20=32.74ln5020白酒85C45C.河水35C25C△t(85-35)C(45-25)CAti=85-35=50CAt2=45-25=20C平均传热温差校正系数t-t85-4535t-t85-4535-25二4.035-2585-25=0.17根据P,R值，查温差校正系数图，£At=>,所以可选用单壳程此时△tm=eAt^tm'=X=^△J,At2——分别是换热器两端冷热流体的温差计算热负荷和冷却水流量根据设计的要求，换热器的处理能力设为21x300=6300t/d。因此无水乙醇的流量为:M二21x300t/d二2.625x10人5kg/hi由于这个处理量比较大，选择用两个换热器并联在一起处理所以，每一个换热器的处理量为：X105/2=X105Kg/h热负荷：Q=MeAt=131300x2.784x(85-45)=1.4622x10?kJ/hiip,iiQi 热负荷，kJ/h；Mj——热流体的流量，kg/h；△ti一一热流体的温度差，。Cc 热流体的比热，kJ/kg・C。河水的流量为：QictpQictpoX107(35-25)X105kg/h△to一一冷流体的温度差，Ccpo 冷流体热容，kJ/kg•C传热面积根据流体物性确定总传热系数经验值290~698w/(m2・C),并结合本工艺实际可取K=450w/(m2・C)。mX101045029.463600选择管子尺寸考虑到无水乙醇与水的黏度接近，而河水与无水乙醇相比更易在管子中结垢，故采用e25mmx2.亦直径的管子较合理。计算管子数和管长,对管子进行排列,确定壳体直径选用标准管长为l=6000mm的管子，取管内流速s单管程所需的管子数

—d2U4—d2U403.14/40.0220・6518根V 管内的流体流量,m3/sd0—管内径，mu 管内流速，m/s306.38=9.41m单程管束长度L306.38=9.41mN兀d0 518x3.14x0.02s0单程管长太长故采用多程，管程数np=L/l~2管程，即设计采用双管程以提高换热器效率。总管数为NT=518x2=1036根壳体直径：采用焊接法连接传热管和管板管心距取a= d°=X25=mm壳体内径应等于或大于(在浮头式换热器中)管板的直径，所以，以管板直径的计算可以决定壳体的内径。通过按下式确定壳径。D=a（b-1）+2e式中：D—壳体内径，mm；管心距，mm；横过管束中心线的管数，管子按正三角行排列：b=11n；管子按正方形排列：b=1.19,n；n为换热器的总管数;e—管束中线上最外层管中心到壳体内壁的距离，一般取e二(1~1.5d)。则D=a(b-1)+2e= (1.^'1036-1)2 25~1151mm查表1-4得对应最小壁厚为14mm。根据管长和壳体直径的比值,确定管程数根据管长和壳体直径的比值,确定换热器放置方式L/D=6/=属于立式的4~6规定范围之间，故采用立式放置。管程数np=L/l~2程，即设计采用双管程以提高换热器效率。3．核算压强降管程压强降管程流体流通截面积Ad2n 0.0225180.162^20 40 4管程流体流速WcAoo995.7雷诺数duPReo二飞严0二duPReo二飞严0二14916.8AP1lPu2九 0—2d0=0.042x6x995.7x0.6022x0.02=2258.2Pa0.02x0.60x995.70.000801YAP=(AP+AP)FNNi12tspF=1.4,N=1,N=2tsp△P1、AP2――分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；Ft――结垢校正系数，无因次，对于巾25X管子，取为。由Re=，取传热管相对粗糙度为，查得入=，所以有:迟=3专=3x沁竺=537.7Pa工AP=(2258.2+537.7)x2x1.4=7828.5Pa<105Pa0壳程压强降ZAP二(AP'+AP')FNi12ss△P；――流体横过管束的压强降，Pa；AP2'――流体通过折流板缺口的压强降，Pa；Fs――壳程压强降的结垢校正因数，无因次，取1。PU2AP二Ffn(N+1 icB 2APAP2二Nb(3・5-普咛F――管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=；fi一一壳程流体的摩擦系数，当Rei>500时，f=；nc横过管束中心线的管子数；n二N广1.R1036二35・41凝ncN -1—^―—1=9NB――折流挡板数；Bh0.6 (块)h——折流挡板间距，m；h=其中有Ns=1，Fs=；流体流经管束的阻力损失：h(Dnd) 0.6(1.151360.025) 0.151cM

A!ii1.3131050.32m/s3600765.70.151ReiduiRei0.0250.32765.70.0008995005.00.228'二Ffn(N+1)怛二0.5X0.67x36x(9+1)x765.7*0.322二4727.98PAP1 icB 2 a流体流过折流板缺口的阻力损失：AP2'二N"-琴)学=9X-错)X76^0^=867-07Pa工AP=(AP'+AP')FN=(4727.98+867.07)x1x1=5595.05<105Pi 1 2SS a计算表明，管程和壳程的压强降都能满足题目要求4．核算总传热面积管程对流传热系数a0当Re0=时，流体流动状态为湍流，所以普兰特数Pr=_^4.174xPr=_^4.174x103x0.801x10-30.6171沁5.42当Re>10000，Pr=~120，L/d==467.>60时0U 06171=0.023fRe0.8Pr0.4=0.023x x14916.80.8x5.420.4=3045W/(m2・°C)0 d0 0 0.020d0――管内径，m；比一一热流体黏度，Pa・S；入i热流体传热系数，w/m•Cai一一管内传热膜系数，W/(m2・C)壳程对流传热系数ai因为管子为正三角形排列，则当量直径为■3 兀 沢4( a2-—d2) 4( x0.03752—0.785x0.0252)3.14x0.025d= 2叫4 = 2 3.14x0.025壳程流通截面积

-AAhD(1-)

a1.151(1 0,025) 0.2302m20.0375壳程流体流速MUA-AAhD(1-)

a1.151(1 0,025) 0.2302m20.0375壳程流体流速MUA1i雷诺数为duRe eiX1050.18m/s3600765.70.23020.0370.18765.70.000899i普兰特数c卩Pr=-^i2.784x103xOh9x10-3二14.70.1696管内水被加热，故取（叮巴）0.14=，此时a二0.36玉Ro.55Pr<■ dee3(占)0-14二0.36x^0^wix5672.5o.55x14.73x1.05二492.5W/(m2・°C)污垢热阻Ri=•K/wR0=Ri=•K/wR0=・K/w1TOC\o"1-5"\h\zd bd 1+R+ +R+—ad0尢d ia00 m i=350.55W/(m=350.55W/(m2・oC)504^+°.00021++0W014+仁Kq1.25则K' ，比值在~范围内，初步设计的换热器合适.传热面积安全系数理论面积：Q 4.01x106S= = 二440.3m2K'At 350.55x29.46m实际面积：S'二兀dlN二3.14x0.025x6x1036二487.9m2T安全系数：S'—S 487.9—440.3F二x100%二 x100%二9.75%S' 487.9可见此安全系数在5%〜15%范围内，满足设计要求。壁温的计算T=0.4T+0.6T=0.4x85+0.6x45=6bCm12t=0.4t+0.6t=0.4x35+0.6x25=29oCm21a2=a0=3045W/(m2・°C) a1=ai=(m2・°C)aT+at492.5x61+3045x29 “=厂t=—1~~m 2m= =33.5oC所以wa+a2 3045+492.5t=33.5oC<50oCw故理论上不需要设置温差补偿，但为了减少热应力，防止管子压弯或管子从管板处拉脱，可考虑添加补偿圈。偏转角计算管外径d0=25mm，管心距a=，查表1-3得偏转角=7°设计结果概要表表2物料特性及设备参数管程壳程物料名称无水乙醇河水流量,kg/hX105X105温度，。C进/出85/4525/35物定性温度C6530密度kg/m3热容kJ/(kgC)4.174性黏度Pa・sX10-3X10-3传热系数w/m・C普兰特数类型固定管板式放置方法,、■_IX立式管程数2壳程数1管径mm巾25x管心距mm设备管长mm6000管子排列正三角型管数目（根）1036折流板数（个）9结构参数传热面积m2折流板间距mm600壳体内径mm1151材料碳钢壳体壁厚mm14偏转角7。主要计算结果管程壳程流速m/s传热膜系数w/(m2K)3045污垢热阻(m2K)/w阻力降Pa传热量W传热温差。C总传热系数w/m2C传热面积安全系数%对设计的评价及问题的讨论1.对设计的评价：1.本设计对冷却水的出口温度采用了优化设计,使换热器的年固定费用和操作费用之和最小。2.创新方面:本实验在优化过程中应用了Excel和C语言编程等进行结合计算。通过本次课程设计，使我们的独立工作能力、设计能力、动手能力得到了极大的提高。在设计的过程中锻炼了我们的统筹、创新、综合运用知识的能力；在反复演算的过程中既锻炼了我们的计算能力又锻炼了耐性。本次课程设计提高了我们互相合作的精神，有谁的数据有问题找不出原因，大家都会一起研究，验算；有谁画图有问题，互相指正，学习。最后要感谢老师在整个设计过程中对我们帮助和指导，使我们能以顺利完成设计。本次课程设计我收获了独立工作能力、设计能力、动手能力，统筹、创新、综合运用知识的能力，在反复演算的过程中锻炼了耐性。令自己掌握如何有效查阅文献资料、搜索有关数据，掌握了CAD工程制图的技术，巩固了自己对这门课程的认知，正确选用公式。增加了知识面，更好地掌握应用所学的化工知识，加强了个人动手能力与独立思考能力，增强了对换热器的认识，为日后在实际生产中工作打下基础。总之,化工生产本身是复杂的,影响因素很多。综合平衡、全面考虑各种复杂的影响因素,是设计成功与否的关键。要获得这方面的知识和能力,唯一的途径是多次进行设计的实践。本次设计当然也必然存在它的不足,但我相信,通过多次的设计训练,所设计出的成果将日趋完善。2.问题的讨论：对于校核中的各项，实际流速、雷诺数、传热面积、安全系数等经过了反复的重新演算，虽然存在误差，但是反复演算下来还是得到了可以接受的数据。列管式换热器具有处理能力大,适应性