移动方向可逆的彩灯控制器设计(编辑修改稿)

移动方向可逆的彩灯控制器设计(编辑修改稿)内容摘要：

了新型换热器的挑战 ,但由于管壳式热交换器具有结构简单、牢固、操作弹性大、应用材料广等优点 ,管壳式换热器目前仍是化工、石油和石化行业中使用的主要类型换热器 ,尤其在高温、高压和大型换热设备中仍占有绝对优势。 本设计要用到的 热交换器 是 固定管板 式换热器 ，它是 管壳式换热器 最为广泛使用的。 管壳式换热器又称列管式换热器。 是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。 这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（ 主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。 现简述一下 管壳式换热器 的结构和类型。 结构 由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。 壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。 进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。 为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。 挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次 横向通过管束，增强流体湍流程度。 换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。 等 边三角 形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。 流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。 为提高管内流体速度 ,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。 这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。 同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。 多管程与多壳程可配合应用。 类型 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。 如果两温度相差很大，换热器内将产 生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。 因此，当管束与壳体温度差超过 50℃ 时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。 根据所采用的补偿措施，管壳式换热器可分为以下几种主要类型： ① 固定管板式换热器 管束两端的管 板与壳体联成一体，结构简单 ,但只适用于 冷热流体温度差不大 ,且壳程不需机械清洗 时的换热操作。 当温度差稍大而壳程压力 又不太高时，可在壳体上安装有弹性的补偿 圈，以减小热应力。 其结构如 图 11 所示： ② U 型管换热器 每根换热管皆弯成 U 形， 两端分别固定在同一管板上下两区，借 助 于管箱内的隔板分成进出口两室。 此种换 热器完全消除了热应力，结构比浮头式简 单，但管程不易清洗。 其结构如 图 12 所示： ③ 浮头式换热器 浮头式换热器的特点是有 一端管板不与外壳连为一体，可以沿轴向 自由浮动。 这种结构不但完全消除了热应 图 11 固定管板式换热器 图 12 U 型管换热器 力的影响，且由于固定端的管板以法兰与 壳体连接，整个管束可以从壳体中抽出， 因此便于清洗和检修。 故浮头式换热器应 用较为普遍，但它的结构比较复杂，造价较高。 其结构如 图 13 所示： 第二章 工艺流程及设计方案 一、设计相关工艺流程 工业上采用的双酶法一 水α 口服葡萄糖液化常用以下工艺流程图来进行大批生产，该过程主要是将处理好的淀粉浆先通过离心泵输送到液化罐液化，经过了五个液化罐工序，得到了 1050C 的液化液。 然后通过蒸汽分离器后输入另一液化罐，再次用离心泵将已冷却为 900C 的液化液通过换热器冷却为 600C，以达到糖化所需要温度，达到了生产目的。 图 14 双酶法一水α 口服葡萄糖液化工艺流程示意图 可见在生产过程中，需要进行冷却这一单元操作，这一操作就与 换热器紧密相连。 其实，化工生产过程中，其操作环境大都是在高于或者低 于正常环境温度下发生的。 无论是在能源、宇航、化工、动力、冶金、机械、建筑等工业，还是在农业、环境保护等其他部门中都涉及到许多有关传热问题。 所以，换热器的设计与选型是工程上一大重点问题。 本设计是通过 双酶法一水α 口服葡萄糖液化工艺流程，主要针对传热操作中 冷却换热器的设计。 二、设计方案 淀粉浆 涉 及 冷 却换热器的设计 图 13 浮头式换热器 C0105 C095 600C 设计任务 设计任务要求设计 双酶法一水 α 口服葡萄糖液化液冷却用换热器 ，指定年生产量 111100 吨，年开工时间为 8000 小时，用循环冷却水将其从 95℃进一步冷却至 60℃之后，进入糖化罐糖化，管程壳程压降不大于 30Kpa ，循 环水的入口温度为 34℃，出口温度为 42℃ ，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。 2．设计方案的确定 （ 1）、选择换热器的类型 ① 在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则： a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。 b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。 c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。 d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。 e) 流量小而粘度大（ ）的流体一般以壳程为宜，因在壳程 Re100 即可达到湍流。 但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。 f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热 应力。 g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。 ②两流体温的变化情况：液化液（热流体）进口温度 95℃ 出口温度 60℃；冷流体进口温度 34℃，出口温度为 42℃，该换热器用冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用最为广泛使用的浮头式换热器。 （ 2）、管程安排确定 由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，水适合走管程；并且待冷却的液化液流体黏度比较大，适合走壳程。 故综上分析流程选择冷 却水走交换器的管程，液化液走其壳程。 （ 3）冷热流体物性数据的确定 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。 故壳程液化液的定性温度为： T=26095 =℃ 管程流体的定性温度为： t= 382 4234  ℃ 而壳程和管程流体的有关物理性质数据设计条件已经给出，为方便设计，现将在定性温度下流体物性列于附表 1— 1 中： 流体 流程安 排 定性温度（℃） 密度（ kg/m3） 比热容KJ/(kg.℃) 黏度 （ ） 导热系数KJ/(m.℃ ) 液化液 壳程 1076 103 冷却水 管程 38 103 附表 1— 1 壳程和管程流体的有关物理性质数据 （ 4）、设计方案思路 第三章 设备计算及 设计 一、传热面积的估算 计算热负荷和冷却水的流量 按照设计任务， 液化液处理量： 100000 吨 /年 ＋ 班号 10000 吨 /年 ＋ 学号 100 吨 /年，而本人学号为 11号，故设计的处理量为 ： 年吨 /1 1 1 1 0 01 0 0111 0 0 0 011 0 0 0 0 0 W 而年开工时间为 8000 小时，所以实际 设计的处理量为 ： hkgh kg /138888000 10111100 W 3h  根据 0S 选用换热器型号 选取一合适 K 计算实际的sosiic RRK , 0  mcc tKQA 需 由传热任务确定换热器型式、流程并计算 Q、mt 确定传热面积 20 mtKQS  面积裕度需需实ccp A AAH  15~20% 选用结果 计算管、壳程压强降 否 是 N Y K 不符 K 符 热负荷量 WTTCWQ phh 2430403600 )6095()( 321  所需冷却水的流量： hkgttc Qw pcc /26202)3442( 3600243040)( 312 ＝  平均 传热温差 先按逆流来计算，由逆流时的平均温差公式： Ctttttm 34604295ln。