化工原理课程设计-固定管板式换热器

aaaaaa化工原理课程设计设计题目：固定管板式换热器指导教师：班级：食品08级姓名：2011年1月20日aaaaaa目录设计题目…………第1页说明书编写要求…………………第5页设计任务书………第6页一、设计方案……………………第8页1.设计方案的选择……………第8页1.1方案简介…………………第8页1.2设计的一般原则…………第9页1.3换热器类型的选择………第10页2.流程安排……………………第13页2.1列管式换热器的选用………………….第13页2.2加热剂或冷凝剂的选择……第14页2.3流体进口温度的确定………第14页2.4流体流速的选择…………第15页2.5管子的规格和排列方法……第16页2.6折流挡板和支承板……….第18页2.7外壳直径的确定…………..第19页aaaaaa2.8材料选用………………第20页2.9流动空间及流速的确定…………………第21页二、确定物性数据……………第20页三、计算总传热系数…………第21页1.热流量……………………第21页2.平均传热温差……………第21页3.冷却水用量………………第22页4.总传热系数K……………第22页四、计算换热面积……………第23页五、工艺结构尺寸……………第23页1.管径和管内流速………第23页2.管程数和传热管数……第23页3．平均传热温差校正及壳程数…………第24页4.传热管排列和分程方法………………第24页5.壳体内径………………第25页6.折流板…………………第25页7.接管……………………第25页六、换热器核算……………第26页1.热量核算………………第26页2.换热器内流体的流动阻力……………第28页3.换热器主要结构尺寸和计算结果……第30页aaaaaa设备结构图（附图）………第31页主要符号说明……………………第32页七、设计心得……………………第33页参考文献…………第36页评语………………第29页aaaaaa广西工学院生物与化学工程系化工原理课程设计说明书设计课题：大豆油换热器的设计说明书编写要求：化工原理课程设计由说明书和图纸两部分组成。设计说明书为打印稿，包括所有论述、原始数据、计算、表格等，设计说明书一般不少于3000字，设计（论文）任务书装订于说明书的前页，其设计说明书具体书写格式及内容如下:1、标题页2、设计任务书3、目录4、设计方案简介5、工艺流程草图及说明6、工艺计算及主体设备设计7、辅助设备的计算及选型8、设计结果概要或设计一览表9、对本设计的评述aaaaaa10、附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）11、参考文献12、主要符号说明化工原理课程设计任务书设计课题大豆油换热器的设计设计任务处理量：2000kg/h大豆油设备型式：列管式（固定管板式）换热器操作条件：大豆油：入口温度133°C，出口温度40°C冷却介质：循环水，入口温度30°C，出口温度40°C允许压降：不大于105Pa设计要求设计一个固定管板式换热器设计内容包括：a.热力设计b.流动设计c.结构设计d.强度设计3．设计步骤：（1）根据换热任务和有关要求确定设计方案（2）初步确定换热器的结构和尺寸（3）核算换热器的传热面积和流体阻力aaaaaa（4）确定换热器的工艺结构四、设计原则：1．传热系数较小的一个，应流动空间较大，使传热面两侧的传热系数接近；2．换热器减少热损失；3．管、壳程的决定应做到便于除垢和修理,以保证运行的可靠性；4.应减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力.从这个角度来讲,顺流式就优于逆流式；5.对于有毒的介质或气相介质,必使其不泄露,应特别注意其密封性,密封不仅要可靠,而且应要求方便及简洁；6.应尽量避免采用贵金属,以降低成本。五、课程要求:1.要求每组成员共同进行查阅资料,在计算、绘图中进行分工合作2.要求在1月20日前完成说明书的编写和绘图过程3.要求每人上交一份说明书,每组一分图纸（用A1图纸绘制装置图一张：一个设备大图，包含设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏）aaaaaa概述换热器设计就是在掌握了基本的传热学、流体力学和换热器结构知识以后，根据所给的任务和条件设计或选定一台或数台换热器。列管式换热器是最常用的换热器，掌握了列管式换热器的设计任务、原则、原理和计算方法以后，对于掌握其他类型的换热器知识也很有帮助。一、设计方案1.设计方案的选择1.1方案简介：列管式换热器称管壳式换热器，是化工生产中应用最为广泛的一种换热设备，结构简单坚固，耐高压，可靠程度高、适应性强，制造材料范围广；单位体积所具有的传热面积大并传热效果好；而且种类多，型号全，制造工艺比较成熟。因此在石油、化工生产中．尤其是高温高压等大型换热器的主要结构形式。因此，本次设计就对传热过程所用设备——列管式换热器进行一次选型设计。列管式换热器抗结构可分为固定管板式，浮头式、U形管式、填料函式换热器、四种类型。选用时可根据应用条件的不同及各自的优缺点设计适宜的换热器。aaaaaa要设计一个较完善的换热器，除了能满足传热方面的要求外，还力求传热效率高，体积小、重量轻、消耗材料少，制造成本低，清洗维护方便和操作安全等。因此列管式换热器的设计，首先必须根据化工生产工艺条件的要求通过化工工艺计算，确定换热器的传热面积，同时选择管径、管长，决定管数，管程数和壳程数，然后进行机械选型设计。aaaaaa列管换热器选型设计过程已有成熟的资料，具体步骤如下：(1)根据流体的物性及生产工艺条件的要求，确定流体通入的空间；(2)确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的型式；(3)计算流体的定性温度，确定流体的物性数据；(4)根据传热任务计算热负荷；(5)依对流传热系数a2和a1，确定污垢热阻Rs2和Rsl。再计算总传热系数K计。据总传热系数的经验值范围，或按实际情况，选定总传热系数K选值；(6)通过化工工艺计算，由总传热速率方程Q=KSΔtm初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸按系列标准选择设备规格；(7)计算管程、壳程；(8)计算初选设备的管、壳程流体的压强降，如超过工艺允许的范围，需调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压降直到压强降满足要求为止。以上设计过程还要牵涉到大量公式，其具体计算式子可以参考文献[1]。1.2设计的一般原则：与任何工艺生产设备一样，换热器设计的优劣最终要看是否适用、经济、安全、运行灵活可靠、检修清理方便等等。当这些原则相互矛盾时应根据具体情况分析主次，很难预先定一个框框。一个传热效率高、紧凑、成本低、安全可靠的换热器的产生，要求在设计时精心考虑各种问题，准确的热力设计和计算，还要进行强度校核和复合要求的工艺制造水平。这就需要各方面的通力合作。aaaaaa1.3换热器类型的选择：两流体温度变化情况：热流体大豆油的入口温度133℃，出口温度40℃；冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。由于两流体的温度不同，所以使管束和壳体的温度也不一样，因此它们的热膨胀程度也有差别。列管式换热器中，由于冷热两流体温度不同，使壳体和管束的温度也不同。因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度相差较大时，就可能由于应力而引起设备的变形，甚至弯曲和断裂，或管子从管板上松脱，因此必须采用适当的温差补偿措施，消除或减小热应力。根据采取热补偿方法的不同。列管换热器可分为以下几种主要型式：(1)固定管板式固定管板式换热器是用焊接的方式将连接管束的管板固定在壳体的两端。它的主要特点是制造方便，紧凑，造价较低。但由于管板和壳体间的结构原因，使得管外侧不能进行机械清洗，另外当管壁温度与壳体壁温之差较大时，会产生很大的热应力，严重时会毁坏换热器。aaaaaa固定板式换热器适用于壳程流体清洁，不易结垢，或者管外侧污垢能用化学处理方法除掉的场合，同时要求壳体壁温与管子壁温之差不能太大，一般情况下，该温差不能大于50℃。若超过此值，应加温度补偿装置。通常是在壳体上家以膨胀节。但这种装置只能用在管壁温与壳体壁温之差低于60-70℃及壳程压力不高的场合。当壳程流体表压超过0.7MPa时，由于膨胀节的材料较厚，难遇伸缩而失去对热变形的补偿作用，此时不宜采用这种结构。(2)U形管换热器这类换热器的管束是有弯成U型的传热管组成。其特点是管束可以自由伸缩，不会产生温差应力，机构简单，造价比浮头式低，管外容易清洗。但管板上排列的管子较少。另外由于管束中心一带存在间隙，且各排管子回弯处曲率不同，长度不同，故壳程流体分布不够均匀，影响转热效果。U型管式换热器适用于壳程流体容易结垢，或壳体壁温与管壁温之差较大的场合，但要求管程流体应较为清洁，不易结垢。(3)浮头式的换热器。浮头式换热器两端管板中有一端不与外壳固定连接，该端称为浮头，这样当管束和壳体因温度差较大而热膨胀不同时，管束连同浮头就可在壳体内自由伸缩，而与外壳无关，从而解决热补偿问题。另外，由于固定端的管板是以法兰与壳体相连接的，因此管束可以从壳体中抽出，便于清洗和检修。所以浮头式换热器应用较为普遍，但结构比较复杂。金属耗量多，造价较高。aaaaaa（4）填料函式换热器这类换热器具有浮头换热器的优点，克服了固定管板式换热器的缺点，结构比浮头式简单，制造方便，易于检修清洗。对于一些腐蚀严重，需要经常更换管束的场合常采用这种换热器。但这种换热器密封性能差，故壳程中不宜处理易燃、易爆或有毒的流体。同时要求壳程流体的压力不宜过高。目前所使用的调料函式换热器的直径一般在700mm以下，很少采用大直径的填料函式换热器。以上换热器是化工生产中常见的几类，在设计中可根据具体条件选用。本设计所需要的换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，当两流体的温度差较大时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，这时就要进行热补偿。固定管板式换热器的补偿方法，即在外壳的适当部位焊上一个补偿圈，当外壳和管束热膨胀不同时，补偿圈发生弹性变形，以适应外壳和管束的不同的膨胀程度。这种热补偿方法简单，但不宜用于两流体的温度差太大和壳方流体压强过高的场合。当两流体的温度差不大于120℃，且壳方流体压强不高于60MPa时，一般应选用固定管板式换热器。因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。而且它具有结构简单和造价低廉的优点。故本次设计初步确定选用固定管板式换热器。一般换热器都用金属材料制成，其中碳素钢和低合金钢大多用于制造中、低压换热器；不锈钢除主要用于不同的耐腐蚀条件外，奥氏体不锈钢还可作为耐高、低温的材料；铜、铝及其合金多用于制造低温换热器；镍合金则用于高温条件下；非金属材料除制作垫片零件外，有些已开始用于制作非金属材料的耐蚀换热器，如石墨换热器、氟塑料换热器和玻璃换热器等。aaaaaa2.流程安排：2.1列管式换热器的选用步骤：哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例)。在列管式换热器设计中，冷。热流体的流程，需进行合理安排，一般应考虑以下原则：(1)易结垢的流体应走易于清洗的一侧。对于固定管板式、浮头式换热器，一般应使易结垢流体流经管程，而对于U型管换热器，易结垢流体应走壳程；(2)又是在设计上需要提高流体的速度，以提到其表面转热系数，在这种情况下，应将需要提高流速的流体放在管程。这是因为管程流通截面积一般较小，且易于采用多管程结构以提高流速；(3)具有腐蚀性的流体应走管程，这样可以节约耐腐蚀材料用量，降低换热成本；aaaaaa(4)压力高的流体应走管程。这是因为管子直径小，承压能力强，能够避免采用耐压的壳体和密封措施；(5)具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳程，便于排出冷凝液；(6)粘度大的液体或流量较小的流体，宜走壳程，因为壳程内的流体在折流板的作用下，流通截面和方向都不断变化，在较低的雷诺数下就可达湍流状态。在选择流体流径时，首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降。应该说明的是，上述要求常常不能同时满足，在设计中应考虑其中的主要问题，首先满足其中较为重要的要求。本设计以油和循环冷却水作为传热媒介，水走管内，油走壳程，因为水的压强高、循环冷却水较易结垢、需要提高流速。为便于水垢清洗，应使循环水走管程，大豆油走壳程，综合考虑做此选择。2.2加热剂或冷凝剂的选择：一般情况下，用作加热剂或冷凝剂的流体是由实际情况决定的。但有些时候需要设计者自行选择。在选用加热剂和冷凝剂时，除首先应满足所能达到的加热或冷凝温度外，还应考虑其来源方便，价格低廉，使用安全。在化工生产中，水是常用的冷凝剂，饱和水蒸汽是常用的加热剂。aaaaaa2.3流体进口温度的确定aaaaaa工艺流体的进口温度是工艺条件所规定的。加热剂或冷凝剂的进口温度也是确定的，但其出口温度有时由于设计者选定。该温度直接影响到加热剂或冷凝剂的用量以及换热器的大小，因而这个温度的确定有一个经济上的优化问题。例如以水为冷凝剂时，由于工艺流体的进口温度及流量都是确定的，所以若冷却水进口温度选择得较高，其用量就可以减少，从而降低了操作费用，但此时由于平均传热温度下降，使得设备较大，增加了设备投资。适宜的出口温度应使操作费用和设备费之和最小。另外，还应该考虑到温度对污垢的影响，比如未经处理的河水作冷凝剂时，其出口温度一般不得超过50℃，否则积垢明显增多，会大大增加传热阻力。本次化工原理课程设计任务书的操作条件给出换热器中冷热流体的温度,因此就不存在确定流体两端温度的问题。2.4流体流速的选择对于无相变的换热，介质流速w高，换热强度大，可使传热面积减小，结构紧凑，投资节省，且有利于抑制污垢的形成。流速高，压降△P大，使泵功率消耗增加，压降增长的速率远超过换热系数。速度的选选取应考虑压降的合理，而合理的压降与系统内的运行压力水平有关。一般经验，对于液体压降应控制在0.1～1.0Pa，气体则在0.01～0.1Pa为宜。与此相应的Re值，液体约为5×103～2×104，气体约为104～105，处在过渡区和湍流状态。对于高粘度液体，为了不使压力损失过大，流速不能很高，常不能不按层流设计。还应指出，设计中应尽量减小管路系统的各种局部流阻，使有条件提高器内流速，从而降低换热器造价。一般情况下，壳程流速约为管程之半。当采用盘管时，合理的管程流速应较直管为低，一般推荐为v：aaaaaa液体0.3～0.8m/s气体3～10m/s增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求：选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，单程变为多程使平均温度差下降。由于本换热器设计，总热负荷小，不需要太高的对流传热系数，油和水又是液体，再加之平均温度的下降影响了换热，所以在常见流速中选择了0.3～0.8m/s。2.5管子的规格和排列方法：(1)各种参数的固定管板式换热器管子均用ф25×2.5mm的管子制造并按正三角形排列，单壳程。食用产品用ф25×2mm（1Cr18Ni9Ti）不锈钢，本设计为大豆油，所以选用ф25×2mm（1Cr18Ni9Ti）不锈钢。(2)管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且易弯曲。一般出厂的标准钢管长为6m，则合理的换热器管长应为1.5、2、2.5、3、4.5或6m。系列标准中也采用这四种管长。此外，管长和壳径应相适应，一般取L/D为4～6(对直径小的换热器可大些)。aaaaaa本设计选用6m以配合管子的排列和管子数量能满足换热要求。(3)如前所述，管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等。等边三角形排列的优点有：管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高；相同的壳径内可排列更多的管子。正方形直列排列的优点是便于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合；但其对流传热系数较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间，即对流传热系数(较直列排列的)可以适当地提高。本设计选用正三角行排列，水对管子的腐蚀程度不高，相对于气体，液体为媒介的换热器更重要的是传热系数高。(4)管子在管板上排列的间距(指相邻两根管子的中心距)，随管子与管板的连接方法不同而异。通常，胀管法取t=(1.3～1.5)do，且相邻两管外壁间距不应小于6mm，即t≥(d+6)。本设计采用焊接法连接，所以排列间距取t=32mm（管间距）。(5)管程和壳程数的确定。当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低，因而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力加大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。为了不影响达到换热要求，本设计选用aaaaaa单壳程双管程。2.6折流挡板和支承板：列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通截面积大，在壳程流体属对流传热条件时，为增大壳程流体的流速，加强其湍流程度，提高其表面传热系数，需设置折流板。折流板有横向折流板和纵向折流板两类，单壳程的换热器仅需设置横向折流板，多壳程换热器不但需要设置横向折流程板，而且需要设置纵向折流板换热器分为多壳结构。对于多壳程结构，设置纵向折流板的目的不仅在与提高壳程流体的流速，而且是为了实现多壳程结构，减小多壳程结构造成的温度损失。横向折流板同时兼有支承传热管，防止产生振动的作用。其常用的型式有弓形折流板和圆盘-圆环折流板。弓形折流板结构简单，性能优良，在实际中最为常用。弓形折流板切去的圆缺高度一般是壳体内径的10％～40％，一般取值为20％～25％，过高或过低都不利于传热。两相邻挡板的距离(板间距)h为外壳内径D的(0.2～1)倍。系列标准中采用的h值为：固定管板式的有150、300和600mm三种；浮头式的有150、200、400、480和600mm五种。板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。aaaaaa本设计为固定管板式换热器，参照GB151—1999中给出的折流板型号，考虑到壳程中为大豆油，折流板间距为100mm可以满足要求。2.7外壳直径的确定换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，一般在初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后，仍应用作图法画出管子排列图。2.8材料选用列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。常用的金属材料有碳钢、不锈钢，低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用。但对于食用产品，要使用不锈钢，以符合食品和卫生安全。aaaaaa本设计壳体、管程均采用不锈钢。参照GB151—1999，不锈钢完全可以承受。2.9.流动空间及流速的确定管径选用ф25×2mm(1Cr18NiTi)不锈钢，管内流速取ui=0.3m/ｓ。二、确定物性数据（1）定性温度：可取流体进口温度的平均值。（大豆油沸点>150℃）壳程大豆油的定性温度为：T=(133+40)/2=86.5(℃)管程流体的定性温度为：t=(30+40)/2=35℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。（2）大豆油在90℃下的有关物性数据如下：密度：ρo=875.2kg/m3定压比热容：cpo=2.052kJ/(kg·℃)导热系数：λo=0.150W/(m·℃)粘度：μo=0.00665Pa·s（3）循环冷却水在35℃下的物性数据：aaaaaa密度：ρi=993.95kg/m3aaaaaa定压比热容：cpi4.174kJ/(kg·℃)导热系数：λi=0.626W/(m·℃)粘度：μi=0.0007225Pa·s三、计算总传热系数1.热流量：Qo=m0CpoΔto=2000×2.052×(133-40)=381672kJ/h=106.02(kW)2．平均传热温差：△tm===37.2(℃)3．冷却水用量：Wi===9144.03(kg/h)4．总传热系数K：管程传热系数：Re===8667aaaaaaPri===4.82aaaaaaαi=0.023Re0.8Pri0.4=0.023(8667)0.8(4.82)0.4=1818W/(m2·℃)壳程传热系数：假设壳程的传热系数：αo=200W/(m2·℃)；污垢热阻：Rsi=0.00034394m2·℃/W,Rso=0.00051590m2·℃/W管壁的导热系数λ=17W/(m·℃)==149.07W/(m·℃)四、计算传热面积S’===19.12(m2)假设考虑15％的面积裕度，则：S=1.15×S′=1.15×19.12=21.99(m2)aaaaaa五、工艺结构尺寸1．管径和管内流速：选用ф25×2mm(1Cr18NiTi)不锈钢，取管内流速ui=0.3m/s。2．管程数和传热管数：依据传热管内径和流速确定单程传热管数：ns===24.61可取ns=28按单程管计算，所需的传热管长度为L===10.00(m)按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长L=6m，则该换热器管程数为：NP===1.67≈2(管程)传热管总根数：N=28×2=56(根)3．平均传热温差校正及壳程数：平均传热温差校正系数R==9.3aaaaaaP==0.097按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。但R=10的点在图上难以读出，因而相应以1/R代替R，PR代替P，查同一图线，可得φΔt=0.84

平均传热温差：Δtm=φΔtΔ′tm=0.84×37.2=31.25(℃)4．传热管排列和分程方法：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。取管心距：t=1.25dO，则t=1.25×25=31.25≈32(mm)横过管束中心线的管数：nC=1.19=1.19=8.67≈9(根)5．壳体内径：采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为D=1.05t=1.05=300.53(mm)可取D＝325mm6．折流板：aaaaaa采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为：h＝0.25×325＝81.5(mm),可取h＝80mm。aaaaaa取折流板间距B＝0.2D，则B＝0.2×325＝97.5(mm)，可取B=100mm折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/100-1=59(块)折流板圆缺面水平装配。7．接管：壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u＝0.5m/s，则接管内径为d===0.040m则取标准管径为40mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u＝2.0m/s，则接管内径为d===0.040m取标准管径为40mm.六、换热器核算1．热量核算：①壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式aaaaaaαo=0.36Reo0.55Pr1/3()0.14aaaaaa当量直径，由正三角形排列得：(m)壳程流通截面积：So=BD(1-)=0.10=0.0071(m)壳程流体流速及其雷诺数分别为uo==0.089m/sReo==235普兰特准数：Pr==90.97粘度校正αo=0.362350.5590.971/3=245W/(m2·℃)②管程对流传热系数aaaaaa管程流通截面积Si=0.785=0.00969m2)管程流体流速：Ui==0.264m/sRei==7616普兰特准数Pr==4.82αi=0.023(7616)0.8(4.82)0.4=1639W/(m2·℃)③传热系数K：=170.42W/(m·℃)④传热面积：S===19.91(m2)该换热器的实际传热面：Sp==3.140.025(6-0.006)(56-9)=21.92(m2)aaaaaa该换热器的面积裕度为：H==(21.92-19.91)/21.92=10.1%aaaaaa传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务.2．换热器内流体的流动阻力①管程流动阻力：∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNpNs=1,Np=2,Ft=1.4由Re＝7616，传热管绝对粗糙度取0.1，根据公式λi=0.100（0.1/21+68/Re）0.23=0.037W/(m·℃)，流速:ui＝0.264m/s，ρ＝993.95kg/m3，所以=367.83Pa=103.62Pa=1320.08Pa<105Pa管程流动阻力在允许范围之内。②壳程阻力∑ΔPo=(ΔP1′+ΔP2′)FtNsaaaaaaNs＝l，Ft＝l.15流体流经管束的阻力:F=0.5;;=59;uo=0.146因为Re0=235do/（t-do）=3.58故查图得ƒ0=1.44ΔP1′=0.51.449（59+1）875.250.0892/2=1356.37Pa流体流过折流板缺口的阻力:B=0.100m;D=0.325m=593.74Pa总阻力:∑ΔPo＝（1356＋594）11.15＝2242.62(Pa)＜105Pa壳程流动阻力也比较适宜。aaaaaa3.换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果见表2-13。表2-13换热器主要结构尺寸和计算结果换热器形式：固定管板式管口表换热面积，m2:21.92符号尺寸用途连接型式工艺参数aDN60循环水口平面名称管程壳程bDN60循环水口平面物料名称循环水大豆油cDN60油品入口凹凸面操作压力，MPa0.40.3dDN60油品出口凹凸面操作温度，℃30/40133/40eDN20排气口凹凸面aaaaaa流量，kg/h9144.032000fDN20放净口凹凸面流体密度，kg/m3993.95875.2流速，m/s0.0890.264传热量，kW106.02总传热系数，W/m2·K149.07对流传热系，W/m2·K245170.42污垢系数，m2·K/W0.000343940.00051590阻力降，MPa0.0013200.002242程数21推荐使用材料不锈钢不锈钢管子规格ф25×2管数：56管长mm:6000管间距，mm32排列方式正三角形折流板型式上下间距，mm100切口高度：25%aaaaaa壳体内径，mm325保温层厚度，mm设备结构图（附图）主要符号说明英文字母B——折流板间距，mC——系数，无量纲；△P——压降，Pa；Q——热负荷，W；R——热阻，㎡·℃/W；因数；Re——雷诺准数；S——传热面积，㎡；t——冷流体温度，℃；管心距，m；T——热流体温度，℃；u——流速，m/s；W——质量流量，Kg/sPr——普朗特系数；b-----板厚，mm；K——总传热系数，；d——管径，m；D——换热器外壳内，m；Wh----煤油处理量，kg/s；f——摩擦系数；F——系数；h——圆缺高度，m；aaaaaaL——管长度，m；m――程数；n——指数；管数；程数；N——管数；p——压力，Pa；因数；q——热通量，W/m2；Q——传热速率，Wr——半径，m；汽化潜热，KJ/Kg。希腊字母——对流传热系数W/(㎡·℃)；△——有限差值；——导热系数，W/(m·℃)；——粘度，Pa·s；——密度，㎏/m3；——校正系数。下标C——冷流体；h——热流体；i——管内；m——平均；o——管外；s——污垢。七、设计心得列管式换热器(固定管板式)，具有结构简单、紧凑、布管多，管内便于清洗，更换、造价低的特点。适用于壳程介质清洁，不易结垢，管程需清洗以及温差不大或温差虽大但是壳程压力不大的场合。本文提出的换热器的设计，在工艺设计上考虑了传热系数、管壳程压降等对换热器设计的影响，同时对管壳式大豆油冷却器的结构及相关的技术参数进行了设计和计算．虽然所列公式繁多，但严格按照化工原理的公式计算，能满足设计要求，符合有关技术规范(GB151aaaaaa—1999)。(1)根据换热器的特性，比较散热结构、材料确定了大豆油冷却器结构形式设计方案。(2)计算大豆油冷却器传热部分如传热系数、平均温度等，以及校核相关设计参数。(3)根据设计参数和传热计算数据确定了大豆油冷却器具体结构尺寸，如壳程数、壁厚、管束数、内径、管长、折流板数、折流板间距等。回顾本次设计的整个过程，以及我们的设计成果，现总结如下：从设计的过程和结果来看，我小组通过工艺计算、选型过程是比较严谨的、合理的；所选换热器的型号、结构也能满足工艺的要求，达到了设计任务的要求，认真的完成了