食品工程原理课程设计花生油换热器的设计

1食品工程原理课程设计任务书

1.1 设计题目

年处理量为31万吨花生油换热器的设计

1.2 操作条件

（1）花生油：入口温度110℃，出口温度40℃。

（2） 冷却介质：采用循环水，入口温度20℃，出口温度30℃；井水，入口压强0.3MPa 。 （3）每年按330天计，每天24小时连续生产。 （4）花生油定性温度下的物性数据

c)

w /(m.14.0c)

/(kg.k 22.2c S

.a 1015.7kg/m 8450

c 0

pc 4-c 3

c ==?=λμρJ P ＝

（5）允许压强降：不大于30kPa 。 （6）换热器热损失：以总传热量的5%计。

（7）油侧污垢热阻0.000176 m 2·K /W ，水侧污垢热阻0.00026 m 2·K /W 。

1.3 设计任务

（1）选择适宜的列管式换热器并进行核算。 （2）工艺设计计算

包括选择适宜的换热器并进行核算，主要包括物料衡算和热量衡算、热负荷及传热面积的确定、换热器主要尺寸的确定、总传热系数的校核等。（注明公式及数据来源）

（3）结构设计计算

选择适宜的结构方案，进行必要的结构设计计算。主要包括管程和壳程分程、换热管尺寸确定、换热管的布置、折流板的设置等。（注明公式及数据来源）

（4）绘制工艺流程图

绘制设备工艺条件图一张或设备装配示意图（2号图纸）； CAD 绘制。

（5）编写设计说明书 设计说明书的撰写应符合规范与要求。

2 概述与设计方案的选择

2.1概述

在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器,简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体,一种流体温度较高,放出热量;另一种流体则温度较低,吸收热量。

在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,它们也是这些行业的通用设备,并占有十分重要的地位。

随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。

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、折流挡板和封头等组成。一种流体在管内流动，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，因此必须考虑这种热膨胀的影响。

列管式换热器有以下几种：

1、固定管板式

固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈，（或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。

特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。

2、U 形管式

U 形管式换热器每根管子均弯成U 形，流体进、出口分别安装在同一端的两侧，封头内用

隔板分成两室，每根管子可自由伸缩，来解决热补偿问题。

特点：结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。

U 形管式换热器

1—中间挡板；2—U 形换热管；3—排气口；4—防冲板；5—分程隔板

3、浮头式

换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。

特点：结构复杂、造价高，便于清洗和检修，消除温差应力，应用普遍。

固定管板式换热器

1—封头；2—法兰；3—排气口；4—壳体；5—换热管；6—波形膨胀节；7—折流板（或支持板）；8—防冲板；9—壳程接管；10—管板；11—管程接管；12—隔板；13—封头；14—管箱；15—排液口；16—定距管；17—拉杆；18—支座；19—垫片；20、21

—螺栓、螺母

浮头式换热器

1—防冲板；2—折流板；3—浮头管板；4—钩圈；5—支耳

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。

2.2 设计方案的选择

2.2.1 选择换热器的类型

本次设计为花生油冷却器的工艺设计，工艺要求花生油（热流体）的入口温度110℃，出口温度40℃。采用循环冷却水作为冷却剂，冷却水的入口温度20℃，出口温度30℃。

根据列管式换热器的分类与特性表，结合上述工艺要求，选用固定管板式换热器或浮头式

换热器，而鉴于浮头式换热器的造价一般比固定管板式换热器的造价高出二十多个百分点，以降低投资成本为目的，故因选用带膨胀节的固定管板式换热器。

2.2.2 流动空间及流速的确定

根据流体流径选择的基本原则，循环冷却水易结垢，而固定管板式换热器的壳程不易清洗，且循环冷却水的推荐流速大于花生油的推荐流速，故选择循环冷却水为管程流体，花生油为壳程流体。根据流体在直管内常见适宜流速，管内循环冷却水的流速初选为s

=,管子选用

0.1

m

u i/

φ的较好级冷拔换热管（换热管标准：GB8163）。

25?

5.2

mm

3.工艺设计计算

3.1 确定物性数据

定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程流体的定性温度为：

752

40

110=+=

T ℃ 管程流体的定性温度为；

252

30

20t =+=

℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。（食品工程原理附录一：3水的物理性质）

花生油在75℃下的有关物性数据 循环冷却水在25℃下的物性数据

密度

ρo =845 kg/m 3

密度 ρi =996.95kg/m 3 定压比热容 Cp o =2.22kJ/(kg ·K) 定压比热容

Cp i =4.18kJ/(kg ·K)

导热系数 λo=0.140 W/(m ·K) 导热系数 λi=0.6078 W/(m ·K) 粘度

μo=0.000715 Pa ·s

粘度

μi =0.0009027 Pa ·s

3.2 热负荷及传热面积的确定

3.2.1 热流量

h kg /3914124

3301031m 70=??=-

热流量kw h kJ t C m Q p 6.1689/6082511)40100(22.239141'0000==-??=?=（化工单元工程及设备课程设计式3—1）

换热器热损失以总传热量的5%计，则

kw h kJ Q Q O O 1744/55.6386636%1056082511'%105==?==

3.2.2 平均传热温差

3.4320

4030110ln )

2040()30110(ln 2121=-----=???-?=

?t t t t t m ℃（化工单元工程及设备课程设计式3—6）

3.2.3 传热面积

3.2.3.1 管程传热系数：

假设22088i e =R

206.66078

.00009027.0101784.43=??==

i

i

p r u c P i i λ（食品工程原理表2—2）

2.4334206.62208802

.06078

.0023.0023

.04.08.03

.08.0e i =???

==i

r i

i

i P R d λαw/（㎡·k ）（食品工程原理式2—10a ）

3.2.3.2 壳程传热系数：

假设壳程的传热系数是：700=o α w/（㎡·k ）

污垢热阻：00026.0=i s R ㎡·k/w 000176.0=o s R ㎡·k/w 管壁导热系数：50=λw/(m ·k)

管壁厚度：b=0.025m

内外平均厚度：0225.0=m d m

在下面的公式中，以外管为基准，代入以上数据得

o

s m o i o s i i o o i R d bd d d R d d K αλα1

1

++++=

C m W ?=+

+??+?+?=

2/440700

1

000176.00225.050025.00025.002.0025.000026.002.02.4334025.01

(化工单元工程

及设备课程设计式3—21)

则估算的传热面积为235.913.43440101744'm t K Q S m =??=?=（化工单元工程及设备课程设计式3—35）

考虑15%的面积裕度则：2'1055.9115.115.1m S S =?==

3.3 换热器主要结构尺寸的确定

3.3.1 管径和管内流速

选用5.225?φ较高级冷拔传热管(碳钢10)，取管内流速s m u i /0.1=

3.3.2 管程数和传热管数

冷却水用量 kw h kg t C Q i p i i 5.42/152863)

2030(178.46386636

m 0==-?=?=（化工单元工程及设备课程设计式3—5）

依据传热管内径和流速确定单程传热管数

1360

.102.0785.0)

95.9963600/(1528634

22

=???=

=

i

i i s u d V n π

根（化工单元工程及设备课程设计式3—9）

按单程管计算，所需的传热管长度为：

m n d S L s 10136

025.014.3105

0=??==

π（化工单元工程及设备课程设计式3—10） 按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构，根据本设计实际情况，采用非标准设计，现取传热管长为l=6m ，则该换热器的管程数为：

26/10/≈==l L N p 根（化工单元工程及设备课程设计式3—11）

传热管总根数：

2722136=?=T N 根（化工单元工程及设备课程设计式3—12）

3.3.3 平均传热温差校正及壳程数

平均传热温差校正系数：

R=(110-40)/(30-20)=7（化工单元工程及设备课程设计式3—13a ） P=(30-20)/(110-20)=0.11（化工单元工程及设备课程设计式3—13b ）

按单壳程，2管程结构，温差校正系数查表得85.0=?t ε（食品工程原理图2—13a ） 平均传热温差

373.4385.0=?=??=?m m t t t ε℃（食品工程原理式2—59）

由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。

3.3.4 传热管排列和分程方法

管子在管板上的排列方式有：正三角形排列、正方形排列、正方形错列，采用正三方形排列可以在同样的管板面积上排列最多的管数，应用最为普遍，但管外不易清洗，常采用清洁流体。正方形排列或正方形错列，由于可以用机械方法清洗，因此适用与结垢的流体。

(a) 正方形直列 （b ）正方形错列 (c) 三角形直列

（d ）三角形错列 （e ）同心圆排列

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（化工单元工程及设备课程设计图3—13）。取管心距025.1d t =，则 t=1.25×25=31.25≈32mm 通过管束中心线的管数：

2027219.119.1≈?==T c N n 根

3.3.5 壳体直径

采用多管程结构，取管板利用率7.0=η，则壳体内径为

mm N

t

D 33.6627

.0272

32

05.105.1=?==η

（化工单元工程及设备课程设计式3—19） 按卷制壳体的进级档，圆整可取mm D 700=

3.3.6 折流板

设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。常用的有弓形折流板（图1-20）和圆盘-圆环形折流板（图1-21），弓形折流板又分为单弓形[图1-20（a ）]、双弓形[图1-20（b ）]、三重弓形[图1-20（c ）]等几种形式。

单弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h 为壳体公称直径Dg 的15%～45%，最好是20%，见图1-22（a ）；在卧式冷凝器中，折流板底部开一90°的缺口，见图1-22（b ）。高度为15～20mm ，供停工排除残液用；在某些冷凝器中需要保留一部分过冷凝液使凝液泵具有正的吸入压头，这时可采用堰的折流板，见图1-22（c ）。

在大直径的换热器中，如折流板的间距较大，流体绕到折流板背后接近壳体处，会有一部分液体停滞起来，形成对传热不利的“死区”。为了消除这种弊病，宜采用双弓形折流板或三

弓形折流板。

综合上述，本设计采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20％，则切去的圆缺高度为

h ＝0.2×700=140（mm ）（化工单元工程及设备课程设计P69折流板和支承板） 折流板间距B=0.3D,则

B=0.3×700=210mm ，B 可取250mm 。 折流板数N B

块折流板间距传热管长231250

6000

1=-=-=

B N

3.3.7 接管

壳程流体进出口接管：取接管内花生油流速u ＝1.0m/s ，则接管内径为：

m u V D 128.01

14.3)

8453600/(391414411=???==

π，取管内径为130mm 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u ＝1.0 m/s ，则接管内径为

mm m u V D 233233.00

.114.3)

95.9963600/(1528634422==???==

π 圆整可取mm D 2402=

4 换热器核算

4.1传热面积校核

4.1.1 壳程表面传热系数

可采用克恩公式：（化工单元工程及设备课程设计式3—22）

14

.031

55.0Pr Re 36.0???

? ??=w o o e o o o

d μμλ

α

当量直径，由正三角排列得：（化工单元工程及设备课程设计式3—23b ）

m d d t d o o e 020.0025

.014.3025.0785.0032.023442342

222=????? ???-??=

???? ??-=ππ

壳程流通截面积：（化工单元工程及设备课程设计式3—25）

2

038.0032.0025.017.025.01m t d BD S o o =??? ??-??=??? ?

?-=

壳程流体流速及其雷诺数分别为：

u 0=33.0038.0)

8453600(39141

=?=o o S V （m/s ）

Re 0=

7800000715

.0845

33.002.0=??=

o

o

o i u d μρ

普朗特准数

34.11140

.010*******.2Pr 63=???==

-o

o

o o C λμ

粘度校正 1

14

.0≈?

??

?

??w μμ

7.78213134.1155.0780002

.0140.036.0Pr Re 36.014

.03155

.0=????=???

? ??=w o o o i o d o μμλαW/(m 2·K)

4.1.2管内表面传热系数

管内表面系数：（化工单元工程及设备课程设计式3—32）

3.08.0Pr Re 023

.0i

i d λ

α=

管程流体流通截面积：（化工单元工程及设备课程设计式3—33）

222

04.02

272

02.0785.04

m N N d S P T i

i =??==

π

管程流体流速及其雷诺数分别为：

s m u i /06.104.0)

95.9963600/(152863=?=

5.234130009027

.095

.99606.102.0Re =??=

i

普朗特准数

Pr=2.66087

.00009027.0101785.43=??

45392.65.2341302

.06078

.0023.0Pr Re 023

.04.08.03.08.0=???

==i

i

i d λα W/ (m 2·

K) 4.1.3污垢热阻和管壁热阻

管外侧污垢热阻 o R =0.000172 m 2·K/W 管内侧污垢热阻 i R =0.000344m 2·K/W

管壁热阻 查有关文献知碳钢在该条件下的热导率为λ=50W/(m·K)。（化工单元工程及设备课程设计表3—11）

4.1.4计算传热系数

4.1.5计算传热面积

传热面积S: （化工单元工程及设备课程设计式3—35）

239937

474101744m t K Q S m =??=?=

1

1

αλα++++=

so m o i o si i i o R d bd d d R d d K C

m W ?=+

+??+?+?2/4747

.7821

000176.00225.050025.00025.0020.0025.000026.002.04539025.01

=

该换热器的实际传热面积：

205.117)20272()06.06(025.014.3)(m n N L d S c P =-?-??=-=π 面积裕度：（化工单元工程及设备课程设计式3—36）

%7.18%10099

99

5.117%100=?-=?-=

S S S H P 4.2壁温核算

因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按式h

c h

m i m w t T t αααα11++=

计算。由于传热管内测污

垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。

h

c h

m i m w t T t αααα11++=

式中冷却水的平均温度和花生油的平均温度可由式

24206.0304.06.04.012=?+?=+=t t t m ℃（化工单元工程及设备课程设计式3—44） 68406.01104.06.04.021=?+?=+=T T T m ℃（化工单元工程及设备课程设计式3—43）

)/(45392k m w i c ?==αα

)/(7.7822k m w o h ?==αα 传热管平均壁温5.307

.7821453917

.78224453968=++=

t ℃

壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=68℃ 壳体壁温和传热管壁温之差为

5.375.3068=-=?t ℃

根据温差确定本设计的换热器为带膨胀节的固定管板式换热器或浮头式换热器，而鉴于浮头式换热器的造价一般比固定管板式换热器的造价高出二十多个百分点，以降低投资成本为目的，选择带膨胀节的固定管板式换热器。

4.3换热器内压降的核算

4.3.1管程流体阻力

()S P S r i t F N N p p p ?+?=?（化工单元工程及设备课程设计式3—47）

2

2

u d l p i i

i ρλ=?（化工单元工程及设备课程设计式3—48） 2

2

u p r ρξ

=?（化工单元工程及设备课程设计式3—49）

i p ?为单程直管阻力；r p ?为局部阻力；S N 为壳程数；P N 为管程数；S F 为管程结垢校正系数，

可近似取1.5；t p ?管程总阻力；i λ为摩擦系数；ξ为局部阻力系数，一般情况下取3。 由Re=22375，传热管对粗糙度0.2/20=0.01，查莫迪图得i λ=0.04，流速u=1.06m/s ，ρ=996.95kg/3m 所以

pa p i 6721206.195.99602.0604.02=???=?

pa p r 16802

06.195.99632

=??=?

()Kpa pa p t 30252035.12116806721<=???+=?

管程流体阻力在允许范围之内

4.3.2壳体阻力

()S S i o s N F p p p ?+?=?（化工单元工程及设备课程设计式3—50） S F 为壳程结垢阻力校正系数，液体取1.15

流体流经管束的阻力

()

2

12

o B TC o o u N N Ff p ρ+=?（化工单元工程及设备课程设计式3—51）

式中F 为管子排列形式对阻力的影响，正三角形排列是取0.5；

o f 为壳程流体摩擦因子，65.078000.5Re 0.5228.0228

.0=?=?=--o

o f ；

182721.11.15.05

.0=?==T

TC N N （正三角形排列时）

； B N =23；o u =0.33；

pa p o 64602

33.0845241865.05.02

=?????=?

流体流经折流板缺口的阻力

225.32

o B i u D B N p ρ?

?? ?

?

-=?（化工单元工程及设备课程设计式3—52） B=0.25，D=0.7

所以pa p i 2948233.08457.025.025.3232

=??

??? ?

?

?-?=? ()()Kpa pa N F p p p S S i o s 301411215.129486460<=??+=?+?=?

壳程阻力在允许范围之内。

5设计结果汇总表

参数管程壳程流量kg/h 152863 39141进/出口温度/℃20/30 110/40 压力/MPa 0.3 ——

物性定性温度/℃25 75

密度/（kg/m3）996.95 845

定压比热容/[kj/（kg?k）] 4.18 2.22

粘度/（Pa?s）0.00090270.000715热导率（W/m?k）0.6078 0．14

设备结构参数

形式固定管板式壳程数 1

壳体内径/㎜700 台数 1

管径/㎜Φ25×2.5 管心距/㎜32 管长/㎜6000 管子排列△

管数目/根272 折流板数/个23 传热面积/㎡117.5 折流板间距/㎜250 管程数 2 材质碳钢主要计算结果管程壳程

流速/（m/s） 1.06 0.33

表面传热系数/[W/（㎡?k）] 4539 782.7

污垢热阻/（㎡?k/W）0.00026 0.000178

压降Pa 2520314112

热流量/KW 1689.6

传热温差/K 37.5

传热系数/[W/（㎡?K）] 474

裕度/% 18.7%

6结果与讨论

作为食品科学与工程专业的学生，我深知《食品工程原理》是一门非常重要的专业基础课程，进行适当的设计训练对于加深我对课程的理解是非常重要和有意义的。这是我第一次做食品工程原理课程设计，通过本次设计，我认为自己已经初步掌握食工设计的一些基本知识了。本次设计的是花生油冷却器，根据温差和物性确定本设计的换热器为带膨胀节的固定管板式换热器或浮头式换热器，而鉴于浮头式换热器的造价一般比固定管板式换热器的造价高出二十多个百分点，以降低投资成本为目的，选择带膨胀节的固定管板式换热器。

通过本次设计，我学会了如何根据工艺过程的条件查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料，根据资料确定主要工艺流程，主要设备，及计算出主要设备及辅助设备的各项参数及数据。了解到了工艺设计计算过程中要进行工艺参数的计算。通过设计巩固了对主体设备图的了解和制法。通过本次设计不但熟悉了食工原理课程设计的流程，加深了对冷却器设备的了解，而且学会了更深入的利用图书馆及网上资源，对前面所学课程有了更深的了解。但由于时间较为仓促，查阅的文献有限，本次设计还有很多不完善的地方。

7致谢

本次设计非常感谢李飞老师和尹佳老师的指导，有了她们的指导使得我们更快的进入课程设计的状态，使我们少走弯路。同时非常感谢我的同学，正是有他们在一起讨论，才使我较快及顺利地在较短时间内完成本设计。

8参考文献

⑴．李云飞，葛克山.《食品工程原理》，中国农业大学出版社，2009年8月，第二版；

⑵．匡国柱.史启才.《化工单元过程及设备课程设计》，化工工业出版社，2002年2月，第一版；

⑶．贾绍义，柴诚敬.《化工原理课程设计》，天津大学出版社，2002年8月，第一版。