列管式换热器(化工原理课程设计).doc

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：2022 年-2022 年学年第 1 学期目录3设计任务书3前言4一工艺说明及流程示意图51. 工艺流程51.1 酒精的工艺流程51.2 冷却流程图51.2.1 白酒加工工艺流程51.2.2 冷却流程52. 工艺说明62.1 流体流入空间的选择62.2 出口温度确实定(含算法程序)62.3 流速的选择72.4 计算平均温差8二流程及方案的论证与确定81. 设计方案的论证82. 确定设计方案及流程82.1 选择物料82.2 确定两流体的进出口温度92.3 确定流程92.4 换热器类型的选择9三设计计算及说明91. 流体物性确实定91.1 水的物性91.2 无水乙醇的物性92. 初步确定换热器的类型和尺寸92.1 计算两流体的平均温度差92.2 计算热负荷和冷却水流量102.3 传热面积102.4 选择管子尺寸112.5 计算管子数和管长,对管子进展排列,确定壳体直径112.6 依据管长和壳体直径的比值,确定管程数123. 核算压强降123.1 管程压强降123.2 壳程压强降124. 核算总传热面积144.1 管程对流传热系数0144.2 壳程对流传热系数i144.3 污垢热阻154.4 总传热系数 K154.5 传热面积安全系数154.6 壁温的计算154. 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争辩171. 对设计的评价172. 问题的争辩17六参考文献18七致谢八附录：固定管板式换热器的构造图、花板布置图设计任务书一、设计题目：列管式换热器设计。二、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 处理力量G = 学生学号最终 2 位数×300t/d；物料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2030；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 515%；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展简要论述；2. 物料衡算、热量衡算；3. 确定列管式冷却器的主要构造尺寸；4. 计算阻力；5. 选择适宜的列管换热器并进展核算；6. 用 Autocad 绘制列管式换热器的构造图(3 号图纸)、花板布置图(3 号或 4 号图纸)；7. 编写设计说明书(包括：封面；名目；设计题目任务书；流程示意图；流程及方案的说明和论证；设计计算及说明包括校核；主体设备构造图；设计结果概要表；对设计的评价及问题争辩；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,1996,7090陈之瑞,张志耘. 桦木科植物叶表皮的争辩. 植物分类学报, 1991,29(2):127135前言酒精工业是格外重要的有机根底化学工业之一,又是兴的能源工业之一 。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 , 依据各厂的治理水平 、 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,水除了局部用于工艺配料外, 大局部是用于冷却物料,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。乙醇是一种重要的根底化工原料，用于合成乙醛、乙醚、醋酸乙酯等根本有机原料， 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行少。又由于是流体的大生产量冷却，故使用列管式换热器将其进展冷却以到达肯定的贮存温度。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学问来解决常规化工设计中的问题的一次很好地、全面地熬炼过程。通过设计可以不断增加学生运用综合学问的力量,解决工程实际问题的力量和全面分析问题的力量。换热器是进展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。随着化学工业的快速进展，各种换热器进展很快，型构造不断消灭，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，其构造也较完善。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，构造紧凑、结实、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，构造简洁，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】一. 工艺说明及流程示意图1. 工艺流程图1.1 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响化合成为葡萄糖，对葡萄糖进一步进展化学反响生成酒精。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:淀粉调浆蒸煮糖化酶糖化发酵酒精1.2 冷却流程图1.2.1 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1.2.2 冷却流程图 1 乙醇冷却示意图2. 工艺说明2.1 流体流入空间的选择固定管板式换热器要求不干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；依据冷热流体的特性，本设计选择让酒精走壳程而让冷河水走管程。这是由于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削减水垢；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。2.2 进出口温度确实定及本钱计算酒精将由 85冷却到 45 ，取冷却河水入口温度为 25。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。本试验以河水为冷却介质，且河水的进口温度肯定，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：C= C KQT - tln21T - t12+ 3600C HQTAFK (T2- t ) - (T11- t )2Uy c(tpc2- t )1Q=G Cpi (T 1T 2 )式中 G换热器热介质处理量,21×300×1000/24/21.313×105 kg/h;Cpi 热流体介质比热容, 2.784kJ/(kg);6T 1，T 2 热流体的进出口温度,。CA - - - -换热器单位传热面积的投资费用，4200元/ m2Q-换热器的热负荷，1.46×107kJ/h=4.01×106WCu - - - -单位质量冷却水费用，0.4元/ kgKF - - - -换热器的年折旧率，设使用年限为10年，则KF = 0.1H y - - - -年工作小时24 ´ 330 = 7920h依据流体物性确定总传热系数阅历值290698 w/(m2 · ), 并结合本工艺实际可取K=450w/(m2·)。把T1 = 85 °C , T2 = 45 ° C , t1 = 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 35所以，无水乙醇的进出口温度分别为 850C、45；河水的进出口温度分别是 250C、35。源程序如下: #include <math.h>mainint Q,t2,tm,km;long double a,b,c,d,e,f,g,h,total=1000000000000000;for (t2=25; t2<=35; t2+)a=(long double)t2; b=15/(90-a);c=log(b); d=a-75;e=4200*0.1*1221000*c/(1100*d);/*换热器的年固定费用*/f=3600*0.4*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);2.3 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外表沉积的可能性，降低了垢层阻力，从而使总传热系数提高，所需传热面积削减，设备投资费削减。但随着流速的增加，流淌阻力也相应增加，动力消耗增大，使操作费用增加。因此，选择适宜的流速是格外重要的。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0.6m/s。72.4 计算平均温差按逆流计算时的平均温度差为： 无水乙醇8545河水3525t85-3545-2512Dt =85-35=50Dt=45-25=20Dt ” =mDt - Dt1 Dt 2= 50 - 20 = 32.7450Dlnt1ln 202二、流程及方案的论证与确定1. 设计方案的论证1) 确定流程；2) 计算定性温度以确定物性数据；3) 计算热负荷；4) 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，假设温差校正系数小于 0.8，应增加壳程数；5) 选择适当的总传热系数 K 以估算传热面积；6) 计算冷却水用量；7) 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器。8) 传热管排列和分程方法；9) 计算壳体内径和折流板间距、折流板数；10) 计算壳程流体传热膜系数；11) 计算管程流体流速，假设结果与前面设定的流速不接近，则要从头在设定一个速度， 再开头算过，直到两者相互接近；12) 计算管内传热膜系数；13) 确定污垢热阻，计算总传热系数，假设相差较多，应重估算；14) 壁温核算，结果假设大于 50，要设置温差补偿装置；假设超过 105Pa，则要从头开头再设数据算，直到结果不大于 105Pa 为止。15) 计算壳程接收内径，选取壳程流体进出口接收规格；16) 计算管程接收内径，选取管程流体进出口接收规格；17) 计算传热面积安全系数，必需满足 515的安全度，假设不在此范围内，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2.1 选择物料本试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.2.2 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、45； 河水的进出口温度分别是 250、35。2.3 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淌时简洁到达湍流， 同时，为便于清洗污垢，热流酒精应当走壳程；河水应走管程。2.4 换热器类型的选择对于列管式换热器，一般要依据换热流体的腐蚀性及其他特性来选择构造与材料， 依据材料的加工性能，流体的压力与温度，本设计的是无水乙醇由85降温到 45；承受河水冷却。再依据几种列管式换热器类型的比较，选固定板管式换热器，由于其构造比较简洁、紧凑、重量轻、造价低廉等优点。三. 设计计算及说明1. 流体物性确实定KJ/(Kg)无水乙醇765.72.7840.899×10-30.1696河水995.74.1740.801×10-30.6171表 1 无水乙醇与选用河水的物性参数工程密 度 比热容kg/m3黏度 Pa S热导率 W/m1.1 水的物性t1=25，t2=35水的定性温度为：Tm=(25+35)/2=301.2 无水乙醇的物性T 1=85，T 2 =45无水乙醇的定性温度为：Tm=(85+45)/2=652. 初步确定换热器的类型和尺寸2.1 计算两流体的平均温度差按逆流计算时的平均温度差为：白酒8545河水3525t85-3545-2512Dt =85-35=50Dt=45-25=2010Dt” =mDt - Dt1 Dt2= 50 - 20 = 32.7450ln Dt1ln 202平均传热温差校正系数2TR =1 - Tt- t21t- t= 85 - 45 = 4.0 35 - 2535 - 251P =2T - t11= 0.1785 - 25依据 P，R 值，查温差校正系数图，t0.90>0.8,所以可选用单壳程此时tm=ttm=0.90×32.74=29.46t ，t 分别是换热器两端冷热流体的温差122.2 计算热负荷和冷却水流量依据设计的要求，换热器的处理力量设为 21´ 300 = 6300t / d 。因此无水乙醇的流量为：M= 21´ 300t / d = 2.625 ´105kg / 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：2.625×105/2=1.313×105Kg/h热负荷：Q = MicDtip,ii= 131300´ 2.784´ (85 - 45) = 1.4622´107 kJ / hQi热负荷， kJ / h ；Mi热流体的流量，kg/h；ti热流体的温度差， c,i热流体的比热，kJ/kg·。河水的流量为：=QicWcDtp001.4622×107= 4.174 ´ (35 - 25)=3.50×105 kg/h= 97.22kg/sto冷流体的温度差， cp,o冷流体热容，kJ/kg·2.3 传热面积依据流体物性确定总传热系数阅历值 290698 w/(m2·),并结合本工艺实际可取K=450w/(m2·)。QS = KDitm=1.462. 2×1010450 ´ 29.46 ´ 3600=306. .38m22.4 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，故承受f 25mm ´ 2.5mm 直径的管子较合理。2.5 计算管子数和管长,对管子进展排列,确定壳体直径选用标准管长为 l=6000mm 的管子，取管内流速 0.6m/s单管程所需的管子数pN=V=97.22/995.7.= 518 根sd 2u403.14 / 4 ´ 0.022 ´ 0.6V管内的流体流量,m 3 /sd 0 管内径，m u管内流速，m/s单程管束长度 L 为：L =SsN p d 0=306.38518 ´ 3.14 ´ 0.02= 9.41m单程管长太长故承受多程，管程数 np=L/l2 管程，即设计承受双管程以提高换热器效率。总管数为 NT=518x2=1036 根壳体直径：承受焊接法连接传热管和管板管心距取 a=1.25d =1.25×25=31.25 mm0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打算壳体的内径。通过按下式确定壳径。D=ab-1+2e式中：D壳体内径，mm；a管心距，mm；b横过管束中心线的管数，管子按正三角行排列： b = 1.1 n ； 管子按正方形排列： b = 1.19n ；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 = (1 1.5d ) 。则 D=ab-1+2e=31.25 ´ (1.1 1036-1+ 2 ´1.5 ´ 25 =1150.21151mm查表 1-4 得对应最小壁厚为 14mm。2.6 依据管长和壳体直径的比值,确定管程数依据管长和壳体直径的比值,确定换热器放置方式L/D=6/1.151=5.2属于立式的 46 规定范围之间，故承受立式放置。管程数 np=L/l2 程，即设计承受双管程以提高换热器效率。3. 核算压强降3.1 管程压强降管程流体流通截面积= ppAd 2 n =´ 0.022 ´ 518 = 0.162m20404管程流体流速u= Wc=97.22= 0.60m/s0A r995.7 ´0.16200雷诺数d u r0.02 ´ 0.60 ´ 995.7Re=00m00 =00.000801= 14916.8åD P= ( D P+ D P) F NNi12tspF= 1 . 4 , N= 1, N= 2tspP1、P2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25×2.5mm 管子，取为 1.4。由 Re=14916.8，取传热管相对粗糙度为 0.01，查得=0.042， 所以有:DP =l lru02 = 0.042 ´ 6 ´ 995.7 ´ 0.602 = 2258.2Pa12d02 ´ 0.02DP = 3r u 2 = 3´ 995.7 ´ 0.602 = 537.7Pa0222åDP = (2258.2 + 537.7) ´ 2´1.4 = 7828.5Pa < 105 Pa03.2 壳程压强降SDP = (DP¢ + DP ¢)F Ni12ssP ”流体横过管束的压强降，Pa；1P ”流体通过折流板缺口的压强降，Pa；2Fs壳程压强降的结垢校正因数，无因次，取 1。DP¢ = Ff n ( N+ 1) r u 2ii1 icB2¢2hr u 2DP= N(3.5 -)i i2 BD2F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列 F=0.5； f 壳程流体的摩擦系数，当 Re >500 时，f =5.0 Re -0.228；iiiin 横过管束中心线的管子数； n = 1.1N= 1.1 1036 = 35.41 » 36ccTl6NN 折流挡板数； BB=-1 =-1 = 9h0.6块h折流挡板间距，m；h=0.6m 其中有 Ns=1，Fs=1.15；流体流经管束的阻力损失：A = h(D - nicd ) = 0.6´ (1.151 - 36´ 0.025)= 0.151MA riu =1 .313´105= 0.32m / si3600 ´ 765.7 ´ 0.151iiRe =i= 0.025´ 0.32´ 765.7 = 6813.> 500 0.000899du rmiiif= 5.0 Re -0.228 = 5.0 ´ 6813. -0.228 = 0. 7ii” = Ffn (N+1) r iui 2= 0.5´ 0.67 ´ 36 ´ (9 +1´ 765.7 ´ 0.322= 4727.98PDP1i cB22a流体流过折流板缺口的阻力损失：DP ” = N(3.5 -2h ) r iui 2= 9 ´ (3.5 -2 ´ 0.6) ´ 765.7 ´ 0.322= 867.07P2BD21.1512aåDP = (DP ”+DP ”)F N = (4727.98 + 867.07) ´1´1 =5595.05 < 105 Pi12SSa计算说明，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4.1 管程对流传热系数0当 Re =14916.8 时，流体流淌状态为湍流，所以：0普兰特数Pr =0c mpl000= 4.174 ´103 ´ 0.801´10-30.6171» 5.42当 Re>1000l0，Pr=0.7120，L/d0=9.34/0.02=467.>60 时=´´´a = 0.02300d0Re 0.8 Pr000.40.61710.02314916.80.85.420.40.02= 3045 W/m2·d 管内径，m；0 热流体黏度，Pa·S；i* 热流体传热系数，w/m·i 管内传热膜系数，W/(m2·)i4.2 壳程对流传热系数i由于管子为正三角形排列，则当量直径为3p323.14 ´ 0.0254(a2 -d 2 )4(´ 0.03752 - 0.785´ 0.0252 )pd=24=ed= 0.037m壳程流通截面积d0.025A = hD(1-) = 0.6´ 1.151 ´ (1-) = 0.2302m2a0.0375壳程流体流速u = M=1.313×105= 0.18m / sArii雷诺数为3600 ´ 765.7 ´ 0.2302Re = 0.037 ´ 0.18 ´ 765.7d uremi0.000899i= 5672.52.784 ´103 ´ 0.899 ´10-30.1696普兰特数c mPr =pliii= 14.7管内水被加热，故取 (mm )0.140w=1.05，此时lm0.16961a = 0.36i RPr 1 ()= 0.36 ´´ 5672.50.55 ´14.73 ´1.05 = 492.5de0.55ie3m0.14w0.037W/(m2·)4.3 污垢热阻管外侧污垢热阻 Ri=0.00014m2·K/w 管内侧污垢热阻 R0=0.00021m2·K/w4.4 总传热系数 K”15K ” =da d00=1+ R+ bd0ldm+ R + 1iai1= 350.55W/(m 2×o C)0.025+ 0.00021 +2.5 ´10-3 ´ 25 + 0.00014 +13045 ´ 0.02045 ´ 22.5492.5K » 1.25则 K ”,比值在 1.151.25 范围内，初步设计的换热器适宜.4.5 传热面积安全系数理论面积：Q4.01´106S = 440.3m2K ” Dtm350.55 ´ 29.46实际面积：S ” = p dlNT= 3.14 ´ 0.025 ´ 6 ´1036 = 487.9m 2安全系数：S ”-S487.9 - 440.3F =´100% =´100% = 9.75%S ”487.9可见此安全系数在 515范围内，满足设计要求。4.6 壁温的计算T= 0.4Tm1+ 0.6T2= 0.4 ´ 85 + 0.6 ´ 45 = 61o Ct= 0.4tm2+ 0.6t1= 0.4 ´ 35 + 0.6 ´ 25 = 29o Ca2=a0=3045W/(m2·ºC)a1=ai=492.5W/(m2·ºC)a Tt=1m+ a t2 m492 .5 ´ 61 + 3045 ´ 29= 33 .5 o C所以 wa+ a123045 + 492 .5t= 33.5o C < 50 o Cw故理论上不需要设置温差补偿，但为了削减热应力，防止管子压弯或管子从管板处拉脱，可考虑添加补偿圈。4.7 偏转角计算管外径 d =25mm,管心距 a=31.25，查表 1-3 得偏转角=7°0四. 设计结果概要表表 2物料名称物料特性及设备参数管程无水乙醇壳程河水流量,kg/h1.313×1053.50×105温度， 进/出85/4525/35定性温度6530密度 kg/m3765.7995.7热容 kJ/kg2.7844174黏度 Pa·s0.899×10-30.801×10-3传热系数 w/m·0.16960.6171普兰特数14.75.42类型固定管板式放置方法立式管程数2壳程数1管径 mm25×2.5管心距 mm31.25物性设 管长 mm备结管数目根构传热面积 m2数壳体壁厚 mm 主要计算结果14管程偏转角7o壳程流速 m/s0.600.18传热膜系数 w/(m2·K)3045492.5污垢热阻(m2·K)/w0.000140.00021阻力降 Pa2258.2537.7传热量 W 传热温差4.01x10629.46总传热系数 w/m2·350.55传热面积安全系数9.75%参壳体内径 mm60001036487.91151管子排列 折流板数个 折流板间距 mm材料正三角型9600碳钢五. 对设计的评价及问题的争辩1. 对设计的评价：1. 本设计对冷却水的出口温度承受了优化设计 ,使换热器的年固定费用和操作费用之和最小。2. 创方面:本试验在优化过程中应用了 Excel 和 C 语言编程等进展结合计算。3. 通过本次课程设计，使我们的独立工作力量、设计力量、动手力量得到了极大的提高。在设计的过程中熬炼了我们的统筹、创、综合运用学问的力量；在反复演算的过程中既熬炼了我们的计算力量又熬炼了耐性。4. 本次课程设计提高了我们相互合作的精神，有谁的数据有问题找不出缘由，大家都会一起争辩，验算；有谁画图有问题，相互指正，学习。最终要感谢教师在整个设计过程中对我们帮助和指导，使我们能以顺当完成设计。5. 本次课程设计我收获了独立工作力量、设计力量、动手力量，统筹、创、综合运用学问的力量，在反复演算的过程中熬炼了耐性。令自己把握如何有效查阅文献资料、搜寻有关数据，把握了 CAD 工程制图的技术，稳固了自己对这门课程的认知，正确选用公式。增加了学问面，更好地把握应用所学的化工学问，加强了个人动手力量与独立思考力量，增加了对换热器的生疏，为日后在实际生产中工作打下根底。6. 总之,化工生产本身是简单的,影响因素很多。综合平衡、全面考虑各种简单的影响因素,是设计成功与否的关键。要获得这方面的学问和力量,唯一的途径是屡次进展设计的实践。本次设计固然也必定存在它的缺乏,但我信任,通过屡次的设计训练,所设计出的成果将日趋完善。2. 问题的争辩：1. 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演算，虽然存在误差，但是反复演算下来还是得到了可以承受的数据。2. 列管式换热器具有处理力量大,适应性强,牢靠性高,设计和制造工艺成熟,生产本钱低,清洗较为便利等优点。是目前生产工具中广泛应用的一种换热器。固然，这就要求这种换热器在设计上要满足：1) 换热效率高；2) 流体流淌阻力小，即压力降小；3) 构造牢靠，制造本钱低；4) 便于安装，检修。3. 传热强化，就是指提高热，冷流体间的传热速率。传热过程中，可从三个方面强化传热：1) 增大传热面积；2) 增大平均温差；3) 增大总传热系数。4. 在整个设计的过程中，最大的困难就是不知道哪里有我需要的参数，我只能依据师兄师姐的指导下找到他们曾经用过的文献，但是这些参考文献都比较长远，这给运算带来了极大的不确定性；查到图书馆有我需要的文献，但是在全部的馆内都找不到原书， 代借也借不到，给整个设计进程造成极大的困难；不同的参考资料的对同一个参数也有差异，这使没有阅历的我们很难做出正确的选择。5. 在设计换热器的时候应当从以下几点动身： 1构造安全牢靠，造价低； 2在允许范围内尽可能增大传热面积、平均温差与总传热系数； 3换热效率高，流体流淌阻力小；4便利装设与修理。六.参考文献1曹静.谈酒精生产中换热器的选择及应用J.中国酿造第五期.2022， 2930. 2赵汝博，管国锋，徐南平.化工原理第三版.南京工业大学.2022，136186. 3孙文达，牛国静.论如何优化酒精的生产工艺J. 科技论坛.2022，1213. 4宋贤良 李雁化工原理课程设计指导书2022，826.5 吴志全等编著 化工设计华东理工大学出版社 2022，6364.6 祝建章.Excel 在换热器设计中的应用.广州化工第十八期.2022，3839.7 林慧珠.列管式换热器管子与管板连接方式J. 化学工业与工程技术,2022,(03). 8徐元敏.列管式换热器设计的几个问题J.贵州化工第四期.1997,34379范梅梅，马喜成.换热器应用案例选型分析J.广东化工第十二期.2022，153155 10杨成业.探究列管式换热器设计时的问题及措施J.河南科技.2022,141七. 致谢在这次课程设计的撰写过程中，我得到了很多人的帮助。感谢李璐教师在课程设计上赐予我的指导以及对我设计初稿提出的建议；感谢师姐供给应我的指导、支持和帮助， 这是我能顺当完成这次报告的主要缘由，更重要的是她帮我解决了很多技术上的难题； 感谢丁非同学指导我完成 CAD 制图。在此期间，我不仅学到了很多的学问，而且也开阔了视野，提高了自己的设计力量。固然，我也要感谢其他帮助过我的同学，他们也为我解决了不少我不太明白的设计上的难题。同时也感谢学院为我供给良好的做毕业设计的环境。最终再一次感谢全部在设计中曾经帮助过我的良师益友和同学。八. 附录：固定管板式换热器的构造图、花板布置图见后面