食品工程原理课程设计-

课

食品工程原理设计说明书

列管式换热器的设计

姓名：学号：班级：

年月日

程

一、设计任务和设计条件.............................................. 3

1、设计题目 ..................................................... 3 2、设计条件 ..................................................... 3 3、设计任务 ..................................................... 5 二、设计意义........................................................ 6 三、主要参数说明.................................................... 6 四、设计方案简介.................................................... 9

1、选择换热器的类型 ............................................. 9 2、管程安排 ..................................................... 9 3、流向的选择 .................................................. 10 4、确定物性系数据 .............................................. 10 五、试算和初选换热器的规格......................................... 11

1、热流量 ...................................................... 11 2、冷却水量 .................................................... 11 3、计算两流体的平均温度差 ...................................... 11 4、总传热系数 .................................................. 11 六、工艺结构设计.................................................. 12

1、计算传热面积 ................................................ 12 2、管径和管内流速 .............................................. 12 3、管程数和传热管数 ............................................ 12 4、平均传热温差校正及壳程数 .................................... 13 5、传热管排列和分程方法 ........................................ 14 6、壳体内径 .................................................... 14 7、折流板 ...................................................... 14 8、接管 ........................................................ 15 9、热量核算 .................................................... 16 10、换热器主要结构尺寸和计算结果如下表： ...................... 20 七、参考文献....................................................... 22 八、浮头式换热器装配图............................................. 22

一、设计任务和设计条件

1、设计题目

列管式换热器设计

2、设计条件

设计内容

设计要求

3、设计任务

用循环水将牛奶冷却

(1)根据设计条件选择合适的换热器型号，并核算换热面积，压力降是否满足要求，并设计管道与壳体的连接，管板与壳体的连接，折流板等。

(2)绘制列管式换热器的装配图。 (3)编写课程设计说明书。

二、设计意义

换热器是各种工业部门最常见的通用热工设备，广泛应用于化工，能源，机械，交通，制冷，空调及航空航天等各个领域。换热器不仅是保证某些工艺流程和条件而广泛使用的设备，也是开发利用工业二次能源，实现余热回收和节能的主要设备。

在食品工业中的加热，冷却，蒸发和干燥等的单元操作中，经常见到食品物料与加热或冷却介质间的热交换。各种换热器的作用，工作原理，结构以及其中工作的流体类型，数量等差别很大，而换热器的工作性能的优劣直接影响着整个装置或系统综合性能的好坏，因此换热器的合理设计极其重要。

目前国内外在过程工业生产中所用的换热器设备中，管壳式换热器仍占主导地位，虽然它在换热效率，结构紧凑性和金属材料消耗等方面，不如其他新型换热设备，但她具有结构坚固，操作弹性大，适应性强，可靠性高，选用范围广，处理能力大，能承受高温和高压等特点，所以在工程中仍得到广泛应用。

三、主要参数说明

T1---热流体的初始温度，℃

T2---热流体的最终温度，℃ t1------冷流体的初始温度，℃

t2------冷流体的最终温度，℃ o---牛奶的密度，kg/m3

cpo

---牛奶的定压比热容，kJ/(kg·℃)

o---牛奶的导热系数， W/(m·℃) o---牛奶的粘度，Pa·s i---冷盐水的密度，kg/m3

cpi

---冷盐水的定压比热容，kJ/(kg·℃)

i---冷盐水的导热系数，W/(m·℃) i---冷盐水的粘度，Pa·s Q----热流量，kW

K----总传热系数，W/(㎡·℃)

tm----进行换热的两流体之间的平均温度差，℃ Wi----冷却水用量，kg/s

----雷诺准数

Pr---普兰特准数

i----管程传热系数，W/（㎡·℃） 0----壳程传热系数，W/（㎡·℃） Rsi----冷盐水污垢热阻，㎡·℃/W;

Rso

----牛奶污垢热阻，㎡·℃/W

----管壁的导热系数，W/（㎡·℃）

---传热管数，（根）

L---传热管长度，m

NP---换热器管程数 N---传热管总根数 ---温度校正系数 nc---横过管束中心线的管数 t---管心距，mm D---壳体内径，mm

h---弓形折流板圆缺高度，mm B---折流板间距，mm N---折流板数



d---接管内径，mm de---当量直径，m

---壳程流体流速，m/s

ui---管程流体流速，m/s S---传热面积，m

p---换热器实际传热面积，m

H---换热器面积裕度 P---管程压降，Pa

P1---管内摩擦压降，Pa P2---管程的回弯压降，Pa Ns---壳程串联数

t---管程压降的结垢修正系数 P---壳程压降，Pa

P1---流体流经管束的阻力，Pa

P2---流体流过折流板缺口的阻力，Pa

四、设计方案简介

换热器是化工、石油、动力、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。化工生产中，换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用甚为广泛。

1、选择换热器的类型

两流体温度变化情况:热流体（牛奶）140℃出口温度50℃；冷流体（水）进口温度20℃，出口温度40℃，由两流体的温差来看，由于两流体温差（140+50）/2-（20+40）/2=55℃

2、管程安排

从两物流的操作压力看，应使牛奶走管程，循环冷却水走壳程。所设计换热器用于冷却牛奶，牛奶粘度较大，易结垢，易腐蚀管道，所以选用浮头式换热器，浮头便于拆卸、清洗。综上所述，

换热器选择浮头式，牛奶走壳程，循环冷却水走管程。

3、流向的选择

当冷，热流体的进出口温度相同时，逆流操作的平均推动力大于并流，因而传递同样的热流体，所需要的传热面积较小。逆流操作时，冷却介质温升可选择得较大因而冷却介质用量可以较小。显然在一般情况下，逆流操作总是优于并流。

4、确定物性系数据

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。管层牛奶的定性温度为： T=（140+50）/2=95 ℃ 壳程冷却水的定性温度为： t=（20+40）/2=30 ℃ 牛奶在90℃下的有关物理数据如下：密度

1040kg/m

定压比热容cp

2.11kJ/(kgC)

导热系数

0.14W/(mC) 粘度01.10310

4

Pas

循环冷却水在30℃下的物性数据：密度

995.7kg/m

定压比热容cp

4

4.174kJ/(kgC)

导热系数

0.6171W/(mC) 粘度i8.01210

Pas

五、试算和初选换热器的规格

1、热流量

Q0w0cp0t06400/36002.11(14050)337.6(kW)

2、冷却水量

wi

Q0Cpti



337.64.17420

4.044(kg/s)

3、计算两流体的平均温度差

逆流时平均温差为：

tm

t1t2lnt1t2



(14040)(5020)

140405020

58.14(C)

4、总传热系数

管程传热系数：

Re

diuii

i



0.021.5995.78.01210

0.8

4

37282.83

i0.023

0.61710.02

idiuiidi

i





0.8

cpuii

i

0.4

0.02337282.83

4.174108.012100.6171

34





0.4

6336.3W/(mC)

壳程传热系数假设壳程的传热系数污垢热阻Rs

800W/(mC)

0.000172mC/W

0.000516mC/W

管壁的导热系数

K

dodi

45.4W/(mC/W)

idi

Rsi



bdo

dm

Rso

o



0.0256336.30.020

0.000172

0.0250.020



0.00250.02545.40.0225

0.000176

1800

526.5W/(mC)

六、工艺结构设计

1、计算传热面积

s'

QKtm



337.610

526.558.14

11.03m

㎡

考虑15％的面积裕度S1.15s'=1.15×11.03=12.68

2、管径和管内流速

选用25mm2.5mm传热管（碳管），取管内流速ui

1.1m/s

3、管程数和传热管数

根据传热管内径流速确定单程传热管数

ns





4.044/995.70.7850.021.1

11.7512(根）

diu

按单管程计算，所需的传热管长度为

L

d0ns



12.683.140.02512

13.5(m)

按单程管设计，传热管过长，宜采用多程管结构。现取传热管长l=9m。则该换热器的管程数为：

Np



13.59

2（管程）

则传热管的总根数为：N=12×2=24（根）

4、平均传热温差校正及壳程数

平均传播换热温差校正系数

P

T1T2t1t2t2t1T1t1



140504020402014020

4.5

0.167

按单壳程，双管程结构，温度校正系数应查有关图表，但R=4.5的

点在图上难以读出，因而相应的以1/R代替R，PR代替P，查同一图线，

0.91。

平均传热温差tm

tm0.9158.1452.19C

5、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=1.25×25=32（mm）各程相邻管的管心距为44mm 横过管束中心线的管数nc

1.1N

=1.1246（根）

6、壳体内径

采用多管程结构，取b'25mm，则壳体内径为

Dtnc12b'32(61)225210mm

圆整可取D=325mm

7、折流板

采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为h＝0.25×325=81.25mm，故可取h＝100mm。折流板与壳体之间的间隙为2.0mm 初取折流板的间距h

l0.1h

150mm

则NB

1

90.10.15

159(块）

所以ho



l0.1NB1



90.1591

=148.3mm

折流板厚度取5mm 折流板圆缺面水平装配。

8、接管

壳程流体进出口接管：取接管内牛奶流速为 u＝2.0m/s，则接管内径为

d

u



46400/(36001040.1)

3.142.0

0.033(m)

圆整后的管径38mm

2.5mm

的冷拔无缝钢管。

实际牛奶进出口管内流速为

4qv

46400

104036003.140.038

u1

d1



1.51(m/s)

管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u＝1.1m/s，则接管内径为

wi/

44.044995.71.1

d

u4



=0.069（m）

圆整后为63mm

2mm

9、热量核算

（1）壳程对流传热系数

对圆缺形折流板，可采用克恩公式，由于Re

0.55

o0.36RePr3de

w

2000

，所以



0.14

当量直径，由正三角形排列得

322324tdo40.0320.0252244de

do3.140.025





0.020m

壳程流通截面积

d0.0252

SohoD1o=0.15×0.325×10.011m

t0.032

壳程流体流速及其雷诺数分别为

qm/0

6400/(36001040)

0.011

uo

0.17(m/s)

Reo

dpuoo

o



0.0200.171040.1

0.0001103

32061.1

普兰特准数

cpoo

2.110.00011031000

0.14

Pr

o

1.662

粘度校正

w

0.14

1

o0.36

e

Reo

0.55

Pr

o

0.14

0.36

0.1432061.1

0.55

1.662

897.9W/(mC)

w

0.020

（2）管程对流体传热系数

.023i

i0dR0.80.4

ePr

管程流通截面积

Si

4

0N/Np



0.022

24/20.00377

管程流体流速

uwi/i

S

0.4044i995.70.00377

=1.08m/s Rdiuii

021.08995.7

e



0.0.0008012

=26843.6

普兰特准数:

P0008012

ri

cpii



41740.0.6171

5.42



0.61710.02

26843.6

0.8

5.42

0.4

i0.023=4872.2W/㎡ˑ(3)传热系数K

K

idi



Rsi

dodi



bdo

dm

Rso

o

0.00250.025450.0225

1897.9

0.0254872.20.020

0.000172

0.0250.020

0.000172

601.7

（4）传热面积S

S

QKtm

337.610

601.752.91

10.60

㎡

该换热器的实际传热面积Sp

SpNNpdol0.13.140.025(90.1)(246)12.57m

该换热器的面积裕度为

H

SpSS

100

％=

12.5710.60

10.60

18.6％

该传热面积的裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 (5)换热器管程和壳程压力降 管程流压力降

P=（P

P2）FtNsN

Ns=1， Np=2，Ft=1.4

P1i

lud

，P2



u2

由Re=26843.6，传热管相对粗糙度0.2/20=0.01，

查莫狄图得i=0.04W/㎡·℃,流速ui=1.08m/s i=995.7kg/m3,所以

P1=0.04

90.02



995.71.08

2995.71.08

10452.5(Pa)

P2

u2

31742.1(Pa)

P=(10452.5+1742.1）×1.4×2=34144.9Pa

管程流动阻力在允许范围之内。 壳程压力降

P

(P1P2)FtNs

Ns=1，Ft

1.15

Ft为液态污垢修正系数流速流经管束的阻力

P1Ff0nc(NB1)

u02

F=0.5

f05.0Reo

0.228

526843.6

0.228

0.489

nc=7，NB=59 u0=

h(Dncdo)



6400/36001040

148.310

3



3

32510

3

62510

0.066

m/s

P10.50.4896(591)

10400.066

199.4（Pa）

流体流过折流板缺口的阻力

2hu0

PNB(3.5)

B=0.15m ,D=0.325m

2Buo

PNB3.5

D2

59(3.5

20.150.325

)

10400.066

344.4(Pa)

总

阻力：P0=1.15×1×（199.4+344.4）=625.4（Pa）﹤105Pa 壳程流动阻力也比较适宜。

10、换热器主要结构尺寸和计算结果如下表：

七、参考文献

1、化工设备设计全书编委会.换热器设计.上海：上海科学技术出版社，1988

2、中华人民共和国国家标准.GB151-89钢制管壳式换热器.国家技术监督局发布，1989

3、钱颂文主编.换热器设计手册.

北京：化学工业出版社，2002.8 4、钱颂文等著.换热器管束流体力学与传热.中国石化出版社,2002 5、余国琮等主编.化工容器及设备.天津：天津大学出版社，1980

八、浮头式换热器装配图

课

食品工程原理设计说明书

列管式换热器的设计

姓名：学号：班级：

年月日

程

一、设计任务和设计条件.............................................. 3

一、设计任务和设计条件

1、设计题目

列管式换热器设计

2、设计条件

设计内容

设计要求

3、设计任务

用循环水将牛奶冷却

(1)根据设计条件选择合适的换热器型号，并核算换热面积，压力降是否满足要求，并设计管道与壳体的连接，管板与壳体的连接，折流板等。

(2)绘制列管式换热器的装配图。 (3)编写课程设计说明书。

二、设计意义

三、主要参数说明

T1---热流体的初始温度，℃

T2---热流体的最终温度，℃ t1------冷流体的初始温度，℃

t2------冷流体的最终温度，℃ o---牛奶的密度，kg/m3

cpo

---牛奶的定压比热容，kJ/(kg·℃)

o---牛奶的导热系数， W/(m·℃) o---牛奶的粘度，Pa·s i---冷盐水的密度，kg/m3

cpi

---冷盐水的定压比热容，kJ/(kg·℃)

i---冷盐水的导热系数，W/(m·℃) i---冷盐水的粘度，Pa·s Q----热流量，kW

K----总传热系数，W/(㎡·℃)

tm----进行换热的两流体之间的平均温度差，℃ Wi----冷却水用量，kg/s

----雷诺准数

Pr---普兰特准数

i----管程传热系数，W/（㎡·℃） 0----壳程传热系数，W/（㎡·℃） Rsi----冷盐水污垢热阻，㎡·℃/W;

Rso

----牛奶污垢热阻，㎡·℃/W

----管壁的导热系数，W/（㎡·℃）

---传热管数，（根）

L---传热管长度，m

NP---换热器管程数 N---传热管总根数 ---温度校正系数 nc---横过管束中心线的管数 t---管心距，mm D---壳体内径，mm

h---弓形折流板圆缺高度，mm B---折流板间距，mm N---折流板数



d---接管内径，mm de---当量直径，m

---壳程流体流速，m/s

ui---管程流体流速，m/s S---传热面积，m

p---换热器实际传热面积，m

H---换热器面积裕度 P---管程压降，Pa

P1---管内摩擦压降，Pa P2---管程的回弯压降，Pa Ns---壳程串联数

t---管程压降的结垢修正系数 P---壳程压降，Pa

P1---流体流经管束的阻力，Pa

P2---流体流过折流板缺口的阻力，Pa

四、设计方案简介

1、选择换热器的类型

2、管程安排

换热器选择浮头式，牛奶走壳程，循环冷却水走管程。

3、流向的选择

4、确定物性系数据

1040kg/m

定压比热容cp

2.11kJ/(kgC)

导热系数

0.14W/(mC) 粘度01.10310

4

Pas

循环冷却水在30℃下的物性数据：密度

995.7kg/m

定压比热容cp

4

4.174kJ/(kgC)

导热系数

0.6171W/(mC) 粘度i8.01210

Pas

五、试算和初选换热器的规格

1、热流量

Q0w0cp0t06400/36002.11(14050)337.6(kW)

2、冷却水量

wi

Q0Cpti



337.64.17420

4.044(kg/s)

3、计算两流体的平均温度差

逆流时平均温差为：

tm

t1t2lnt1t2



(14040)(5020)

140405020

58.14(C)

4、总传热系数

管程传热系数：

Re

diuii

i



0.021.5995.78.01210

0.8

4

37282.83

i0.023

0.61710.02

idiuiidi

i





0.8

cpuii

i

0.4

0.02337282.83

4.174108.012100.6171

34





0.4

6336.3W/(mC)

壳程传热系数假设壳程的传热系数污垢热阻Rs

800W/(mC)

0.000172mC/W

0.000516mC/W

管壁的导热系数

K

dodi

45.4W/(mC/W)

idi

Rsi



bdo

dm

Rso

o



0.0256336.30.020

0.000172

0.0250.020



0.00250.02545.40.0225

0.000176

1800

526.5W/(mC)

六、工艺结构设计

1、计算传热面积

s'

QKtm



337.610

526.558.14

11.03m

㎡

考虑15％的面积裕度S1.15s'=1.15×11.03=12.68

2、管径和管内流速

选用25mm2.5mm传热管（碳管），取管内流速ui

1.1m/s

3、管程数和传热管数

根据传热管内径流速确定单程传热管数

ns





4.044/995.70.7850.021.1

11.7512(根）

diu

按单管程计算，所需的传热管长度为

L

d0ns



12.683.140.02512

13.5(m)

按单程管设计，传热管过长，宜采用多程管结构。现取传热管长l=9m。则该换热器的管程数为：

Np



13.59

2（管程）

则传热管的总根数为：N=12×2=24（根）

4、平均传热温差校正及壳程数

平均传播换热温差校正系数

P

T1T2t1t2t2t1T1t1



140504020402014020

4.5

0.167

按单壳程，双管程结构，温度校正系数应查有关图表，但R=4.5的

点在图上难以读出，因而相应的以1/R代替R，PR代替P，查同一图线，

0.91。

平均传热温差tm

tm0.9158.1452.19C

5、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=1.25×25=32（mm）各程相邻管的管心距为44mm 横过管束中心线的管数nc

1.1N

=1.1246（根）

6、壳体内径

采用多管程结构，取b'25mm，则壳体内径为

Dtnc12b'32(61)225210mm

圆整可取D=325mm

7、折流板

l0.1h

150mm

则NB

1

90.10.15

159(块）

所以ho



l0.1NB1



90.1591

=148.3mm

折流板厚度取5mm 折流板圆缺面水平装配。

8、接管

壳程流体进出口接管：取接管内牛奶流速为 u＝2.0m/s，则接管内径为

d

u



46400/(36001040.1)

3.142.0

0.033(m)

圆整后的管径38mm

2.5mm

的冷拔无缝钢管。

实际牛奶进出口管内流速为

4qv

46400

104036003.140.038

u1

d1



1.51(m/s)

管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u＝1.1m/s，则接管内径为

wi/

44.044995.71.1

d

u4



=0.069（m）

圆整后为63mm

2mm

9、热量核算

（1）壳程对流传热系数

对圆缺形折流板，可采用克恩公式，由于Re

0.55

o0.36RePr3de

w

2000

，所以



0.14

当量直径，由正三角形排列得

322324tdo40.0320.0252244de

do3.140.025





0.020m

壳程流通截面积

d0.0252

SohoD1o=0.15×0.325×10.011m

t0.032

壳程流体流速及其雷诺数分别为

qm/0

6400/(36001040)

0.011

uo

0.17(m/s)

Reo

dpuoo

o



0.0200.171040.1

0.0001103

32061.1

普兰特准数

cpoo

2.110.00011031000

0.14

Pr

o

1.662

粘度校正

w

0.14

1

o0.36

e

Reo

0.55

Pr

o

0.14

0.36

0.1432061.1

0.55

1.662

897.9W/(mC)

w

0.020

（2）管程对流体传热系数

.023i

i0dR0.80.4

ePr

管程流通截面积

Si

4

0N/Np



0.022

24/20.00377

管程流体流速

uwi/i

S

0.4044i995.70.00377

=1.08m/s Rdiuii

021.08995.7

e



0.0.0008012

=26843.6

普兰特准数:

P0008012

ri

cpii



41740.0.6171

5.42



0.61710.02

26843.6

0.8

5.42

0.4

i0.023=4872.2W/㎡ˑ(3)传热系数K

K

idi



Rsi

dodi



bdo

dm

Rso

o

0.00250.025450.0225

1897.9

0.0254872.20.020

0.000172

0.0250.020

0.000172

601.7

（4）传热面积S

S

QKtm

337.610

601.752.91

10.60

㎡

该换热器的实际传热面积Sp

SpNNpdol0.13.140.025(90.1)(246)12.57m

该换热器的面积裕度为

H

SpSS

100

％=

12.5710.60

10.60

18.6％

该传热面积的裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 (5)换热器管程和壳程压力降 管程流压力降

P=（P

P2）FtNsN

Ns=1， Np=2，Ft=1.4

P1i

lud

，P2



u2

由Re=26843.6，传热管相对粗糙度0.2/20=0.01，

查莫狄图得i=0.04W/㎡·℃,流速ui=1.08m/s i=995.7kg/m3,所以

P1=0.04

90.02



995.71.08

2995.71.08

10452.5(Pa)

P2

u2

31742.1(Pa)

P=(10452.5+1742.1）×1.4×2=34144.9Pa

管程流动阻力在允许范围之内。 壳程压力降

P

(P1P2)FtNs

Ns=1，Ft

1.15

Ft为液态污垢修正系数流速流经管束的阻力

P1Ff0nc(NB1)

u02

F=0.5

f05.0Reo

0.228

526843.6

0.228

0.489

nc=7，NB=59 u0=

h(Dncdo)



6400/36001040

148.310

3



3

32510

3

62510

0.066

m/s

P10.50.4896(591)

10400.066

199.4（Pa）

流体流过折流板缺口的阻力

2hu0

PNB(3.5)

B=0.15m ,D=0.325m

2Buo

PNB3.5

D2

59(3.5

20.150.325

)

10400.066

344.4(Pa)

总

阻力：P0=1.15×1×（199.4+344.4）=625.4（Pa）﹤105Pa 壳程流动阻力也比较适宜。

10、换热器主要结构尺寸和计算结果如下表：

七、参考文献

1、化工设备设计全书编委会.换热器设计.上海：上海科学技术出版社，1988

2、中华人民共和国国家标准.GB151-89钢制管壳式换热器.国家技术监督局发布，1989

3、钱颂文主编.换热器设计手册.

八、浮头式换热器装配图

食品工程原理课程设计-

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