万吨煤油冷却器

1、吉林化工学院 油气储运专业课程设计 题目 处理量27万吨/年煤油冷却器的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 油气0901 学生姓名 学生学号 09160114 指导教师 21321 2011 年 12 月 9 日 吉林化工学院化工原理课程设计 课程设计任务书1、设计题目：处理量27万吨/年煤油冷却器的设计2、操作条件：（1）煤油：入口温度140；出口温度40；（2）冷却介质：采用循环水，入口温度30，出口温度40； （3）允许压降：不大于105Pa；（4）煤油定性温度下的物性数据：（5）每年按330天计，每天24小时连续生产，时间按每小时为计算基准。3、设计任务：（1）处理能力：

2、27×104t/a煤油；（2）设备型式：列管式换热器；（3）选择适宜的列管换热器并进行核算；（4）绘制带控制点的工艺流程图和设备结构图，并撰写设计说明书。 摘要本次课程设计对国内外换热器技术、发展及工业应用作了介绍，并根据工艺要求通过查阅技术资料，选用设计计算公式，搜集数据，确定了煤油换热器使用的类型、流体流动通道及工艺结构尺寸；绘制出工艺流程和换热器CAD装配图等内容。关键词：煤油 ；换热器；结构尺寸AbstractThis curriculum design has an introduction to heat exchangers development and indust

3、rial application. Determining the type ，the proper cold and hot fluid flow channels and structure size of it by collecting relative data and Selection of calculation formula. Draw a process flow and heat exchanger assembly etcKey words: kerosence ； heat exchanger ； structure size II 吉林化工学院化工原理课程设计目录

4、课程设计任务书摘要IAbstractII第一章 绪论11.1 换热器技术概况11.2 换热器技术的发展21.3 换热器在工业中的应用3第2章 设计方案72.1 换热器类型的选择72.2 流程的安排72.3换热管的选则7第3章 换热器的工艺计算83.1 基础物性数据83.2 换热器面积的估算83.2.1传热热负荷Q83.2.2 平均传热温差83.2.3 冷却水用量83.2.4 计算传热面积83.3 换热器工艺尺寸的计算93.3.1管径和管内流速的计算93.3.2 管程数和传热管数的计算93.3.2平均传热温差校正系数93.3.3 传热管排列和分程的选择93.3.4 壳体内径的计算93.3.5 折

5、流板的选择93.3.6 接管103.4 换热器结构核算103.4.1 热量核算103.4.1.1 壳程对流传热系数103.4.1.2管程对流传热系数103.4.1.3 污垢热阻和管壁热阻113.4.1.4 传热系数K113.4.2 壁温核算113.4.3换热器流体动力阻力的计算123.4.3.1管程流动阻力123.4.3.2壳程流动阻力123.5换热器主要结构尺寸和计算结果143.6设计中使用的符号及说明15参考文献16附录17结束语24图纸（工艺流程图、换热器装配图）教师评分表 IV 吉林化工学院化工原理课程设计第一章 绪论1.1 换热器技术概况换热器（英语翻译：heat exchanger

6、），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在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，应用更加广泛。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。下面简单介绍三种常用换热器。固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同

7、时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于6070和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。 浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上

8、连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。U型管式换热器U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的

9、管子少。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件11.2 换热器技术的发展换热器是国民经济和工业生产领域中应用十分广泛的热量交换设备，随着现代新工艺、新技术、新材料的不断开发和能源问题的日趋严重，世界各国已普遍把石油化工深度加工和能源综合利用提到十分重要的位置。换热器因而面临着新的挑战。换热器的性能对产品质量，能量利用率以及系统运行的经济性 和可靠性起着重要的作用有时甚至是决定性的作用。目前在发达的工业国家热回收率已达到96%，换热设备在现代装置中约占设备总重的30%左右，其中管壳式换热器仍占有绝对的优势，约70%。其余30%为各类高效紧凑式换热器、新型热管热泵和蓄热等设备，其中板式螺旋板式

10、、板翘式以及各类高效传热元件的发展十分迅速。再继续提高设备热效率的同时，促进换热设备的结构紧凑型，产品系列化、标准化和专业化、并朝大型化的发展1.2.1大型化及能耗研究 换热器将随装置的大型化而大型化，直径将超过5m，传热面积将达到单位10000m2，紧凑型换热器将越来越受欢迎。板壳式换热器、折流杆换热器、板翅式换热器、板式空冷器将得到发展，振动损失将逐渐克服，高温、高压、安全、可靠的换热器结构将朝着结构简单、制造方便、重量轻发展。随着全球水资源的紧张，循环水将被新的冷却介质取代，循环将被新型、高效的空冷器所取代。保温绝热技术的发展，热量损失将减少到目前的50以下。61.2.2强化技术研究目前

11、各国在提高该类换热器性能所开展的研究主要是强化传热，适应高参数和各类有腐蚀介质的耐腐材料以及为大型化的发展所作的结构改进。提高传热系数，扩大传热面积。增大传热温差是强化传热的三种途径，其中提高传热系数是当今强化传热的重点它包括有源强化（利用外部能量的机械和流体振动，电场、磁场冲击的办法，改善流动状态而强化传热）和非源强化（即改变传热元件本身的表面形状和表面处理方法，获得粗糙表面和扩展表面;也有用内插物增加流体本身的扰流来强化传热)两种 采用强化传热管提高传热强度，减少换热面积，使换热器提高紧凑程度，节省材料，减缓结垢速度国内外换热器用强化传热管通常使用螺纹管和低翅管，我国螺纹管的翅化率一般小于

12、3,该类管子适用于管内介质给热系数比管外介质给热系数大于2倍以上的换热器，试验证明可以提高传热系数30%左右。德国Hde公司的螺旋槽管当2300Re100000时，传热效率比光管提高2.311.1倍，当300Re1500时，传热效率比光管提高2.022倍，充分证明对于粘性介质Re不太高的条件，使用螺旋槽管有明显的效果1.2.3新材料研究$ f4 r, ?% p9 材料将朝着强度高、制造工艺简单、防腐效果好、重量轻的方向发展。随着稀有金属价格的下降，钛、钽、锆等稀有金属使用量将扩大，CrMo钢材料将实现不预热和后热的方向发展1.2.4.控制结垢及腐蚀的研究! 8 U& n/ 国内污垢数据

13、基本上是20世纪6070年代从国外照搬而来。四十年来，污垢研究技术发展缓慢。随着节能、增效要求的提高，污垢研究将会受到国家的重视和投入。通过对污垢形成的机理、生长速度、影响因素的研究，预测污垢曲线，从而控制结垢，这对传热效率的提高将带来重大的突破。保证装置低能耗、长周期运行，超声防垢技术将得到大力发展。腐蚀技术的研究将会有所突破，低成本的防腐涂层特别是金属防腐镀层技术将得到发展，电化学防腐技术成为主导。21.3 换热器在工业中的应用1.3.1在酸洗行业中，聚四氯乙烯换热器的应用聚四氟乙烯换热器亦称为塑料王换热器，超强的耐蚀防老化性能使其广泛应用于化工、酸洗、电镀、医药、阳极氧化等行业，同时，由

14、于其耐温性能极佳，既适用于蒸汽加热，亦适用于热水加热或冻水冷却。聚四氟乙烯塑料它具有无以伦比的化学稳定性和冷热稳定性（-250260）。F4换热器管板和管束(4mm毛细管)均是采用先进的焊接工艺烧结而成，各种性能优异。聚四氟乙烯换热器形式多种，其中有包括W型、L型、U型、O型、平板型及环绕型等形状的沉浸式换热器，还有塔式换热器以及管壳式换热器，其中塔式换热器和管壳式换热器(亦称为壳管式换热器)的外壳根据不同的换热流程和换热媒体既可采用金属材料或高分子材料制作；聚四氟乙烯换热器既可用于蒸汽加热也可用于热水加热或冷水冷却。采用聚四氟乙烯换热器既可用于蒸汽加热也可用于热水加热或冷水冷却1）表面处理中

15、酸洗工序速度加快是利于成本降低。由于酸液加热后H+氧化能力加强，有利于与氧化物的反应，化学平衡向正方向加快。2）表面处理行业中酸洗工序的铁酸比提高，就是降低了生产成本，3） 聚四氟乙烯换热器是置于酸洗槽内（或槽外）的，将蒸气（或热水）打入换热器的毛细管内，在管壁传导的作用下，迅速平稳地加热酸洗液，酸洗时产生的酸雾不会象蒸汽直冲时液体翻腾将酸雾大量地带出。而冷却后的冷凝水从毛细管内导出酸洗槽体。此方式有利于酸雾的治理其次，板式换热器在重油催化裂化装置中的应用管壳式换热器是一种传统的换热设备,具有制造方便、选材面广、适应性强、处理量大、清洗方便、运行可靠及能承受高温、高压等优点。板式换热器的优点：

16、1）传热系数高 2）对数平均温差大 3）NTU大 4）耐温承压能力强 5）占地面积小 6）重量轻7）污垢系数低 8)清洗方便全焊接板式换热器于2007年12月在800kt/a重油催化裂化装置产品精制部分投用,连续运行3个月后完全达到设计标准,期间运行数据及关键指标见表2。表2数据说明,全焊接板式换热器作为重油催化裂化装置产品精制部分贫液/富液换热器完全可以达到设计要求。此次尝试,一方面设备的占地面积仅为管壳式换热器的1/10,投资仅为管壳式换热器的1/6,另一方面提高了换热效率,为全装置的节能降耗工作奠定了基础。1.3.2热管换热器在石油化工企业中的应用安庆石化炼油厂减压炉于1995年运用热管

17、式空气预热器回收烟气余热，烟气从365降至165，空气从进口温度20升至220，每小时回收热量8.82 GJ，此热管式空气预热器的成功运用说明热管式换热器完全可以用于石化行业中一些燃用高含硫燃料的恶劣工况。石油化工企业中的许多加热炉和裂解炉，例如制造乙烯用的石脑油裂解炉，排烟温度一般在200400之问，并且燃烧后的废气往往不利于排空，采用热管式空气预热器利用这部分废气预热助燃空气，可以达到很好的节能效果。国内外许多加热炉采用了两种或三种热管式换热器相结合的流程来回收烟气的高温余热。即首先将高温烟气通过余热锅炉降至500600，产生1.93 MPa的蒸汽，降温后的烟气通过空气预热器将空气预热至2

18、50，烟气温度降至300以下进人热管省煤器，将105的脱氧水加热至250左右，烟气温度降至300以下，经引风机送至烟囱排放。这种流程具有很大的经济优越性。选择既经济又高效的烟气换热装置是脱硫工艺中的关键环节，利用未脱硫的高温烟气通过换热器去加热脱硫后的净烟气，使净烟气从40被加热到提升烟气的抬升高度。利用脱硫换热器既可以回收高温烟气的热量、节省能源，又可以保证脱硫塔的正常工作、减少水消耗，同时提高脱硫塔的脱硫效率、降低对大气的二次污染。该换热器有一个矩形的外壳，内部由许多单根热管组成，热管的布置形式可以是错列呈三角形的排列，也可以是顺列呈正方形的排列。在矩形壳体内部的中央有一块管板（中孔板）把

19、壳体分成两部分，形成高温流体（原烟气）和低温流体（净烟气）的通道。当高、低温流体同时在各自的通道中流过时，热管就将高温流体（原烟气）的热量传给低温流体（净烟气），实现了两种流体的热交换，使原烟气的温度降低达到去吸收塔的温度，净烟气的温度升高满足排放的要求。在换热器中，热管数量的多少取决于换热量的大小，为提高换热系数，在热管上缠绕翅片，这样可使所需的热管数目大大减少。因此，采用热管式换热装置具有较强的经济意义和社会意义。1.3.3热管换热器在石油化工企业中的应用随着我国对乙烯产品需求量的不断增大,为降低能耗,发挥出规模效应的优势,新建乙烯装置大多是800 kt/a以上甚至百万吨级别的。高通量换热

20、器(1)高通量管换热器的结构特点。高通量管是采用特定的喷涂设备,将具有较高结合强度的复合粉末高速地通过火焰喷射到经过严格清洁处理并预热过的被加工管表面基体上,在普通换热管表面基体上附着一层多孔金属层,形成多孔表面,用以显著提高沸腾给热系数的强化换热管。根据不同的强化需求可加工成管内多孔表面或管外多孔表面。其强化机理是改变沸腾表面,多孔的表面形成了众多能够长期稳定存在的泡核沸腾中心,使膜状沸腾改变为泡核沸腾。液体在微孔中以薄液膜的形式处于四周受热状态,气泡内气体升温后迅速膨胀破裂,脱离沸腾表面,此时液体借助表面张力作用不断吸入微孔,并在孔穴中受热、蒸发,使沸腾设备保持在泡核沸腾的状态下。由于改变

21、了沸腾状态,使总传热效率得到大幅度的提高。同时,液体在孔穴内受气泡不断膨胀、收缩而持续循环作用,故孔穴也不易被油垢或脏物堵塞。图1为多孔表面微观结构。1）高通量管换热器的优点。1)传热系数高。由于沸腾始终保持在泡核沸腾状态,沸腾给热系数为光管的38倍,从而大幅提高了沸腾设备的总传热系数。2)传热温差小。由于液体是以薄液膜形式传热和汽化,在相同热负荷下传热温差仅为普通表面的1/41/7,在0.61.0传热温差下即可开始沸腾。并可以应用于生物和医药工程中不宜高温沸腾的物料。3)临界热负荷高。多孔表面管的临界热负荷比光管高1.52.0倍。4)防结垢能力强。由于是多孔表面管,流体在多孔表面的循环量为光

22、管的1015倍。大量的液体循环对换热管表面起到清洗作用,因而有比光管更强的抗污特性,不易结焦。5)性能价格比高。由于提高了传热效率,减小了设备体积,在降低设备投资的同时也减少了相应的建设费用,体现出较高的性价比。从高通量管换热器的结构特点、强化传热原理上可以推断出它所适合使用的场所,其工艺参数见表1。因为该换热器壳层的温差非常小,且壳程流体有相变的要求(由液态转化为气态),故非常适合采用有表面多孔层的高通量的换热管的形式,使膜状沸腾改变为泡核沸腾状态,增大传热系数。2工业应用对于乙烯装置的几个大的冷凝换热器如第一脱丙烷塔冷凝器、丙烯精馏塔冷凝器、丙烯冷剂冷凝器等在壳程有相变要求,且换热介质温差

23、较小,表面张力较低,适合采用螺纹翅片管换热器,可有效减少占地面积、节约大量的金属材料,降低设备费用。3采用高效换热器应注意壳程和管程对流传热系数的均衡总传热系数简化后可以由3部分组成:同时增加管程和壳程的对流传热系数,使壳程和管程传热系数相对均衡,消除管程传热的瓶颈,显著地提高传热效果。在总的传热量不变的情况下,降低了换热面积,使设备的总重量减少,达到减少占地和节约投资的目的。4结论传统的换热器存在占地面积大,换热效率低,需要较大的传热温差,易结垢等缺点,不适合大换热量的情况下使用。高效换热器采用特殊的多孔的喷涂层,传热温差小,总传热系数高,抗污防结垢能力强,传热系数高,能适应临界热负荷高的场

24、所,而且特别适合有相变的场所。同时由于提高了传热效率,减小了设备体积,在降低设备投资的同时也减少了相应的建设费用,有较高的性能价格比。随着技术的日益成熟,将会在大乙烯装置上有越来越广泛的应用。总之，热交换器在石油化工有着多样的应用，随着科学技术的发展，热交换器的发展也必然走向多元化，高效化的行列。3第2章 设计方案2.1 换热器类型的选择换热器的种类繁多，选择时应根据操作温度、操作压力、换热器的热负荷、管程与壳程的温度差、换热器的腐蚀性及其特性、检修与清洗的要求等因素进行综合考虑固定管板式换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外

25、装置一系列垂直于管束的挡板管束，管板，和壳体成为一个不可拆卸的整体固定管板式换热器结构简单、紧凑、制造成本低；管北部以结构，即使产生了污垢也便于清洗U型管式换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少浮头式换热器结构复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质混合。在满足生产的前提下，考虑到经济上的合理性，我选用固定管板式换热器。 根据两流体温度变化情况：热流体进口温度140，出口温度40；冷流体(自来水)进口温度30，出口温度40。该换热器用自来水冷却，冬季操作时进口温度会降

26、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（仍小于50），因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。2.2 流程的安排 在固定管板式换热器中，对于流体流径的选择一般可以考虑以下几点： (1) 不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子。 (2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子便于清洗和检修。 (3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。 (4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。 (5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。

27、 (6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。 (7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。2.3换热管的选则换热管的材料有钢、合金钢、铜、铝和石墨等，应根据操作压力，温度和介质的腐蚀性能选定不同材质的管子。其中最常用的管子规格有：25mm×2.5mm和19mm×2mm两种。对于洁净流体，可以选择

28、较小的管径；对于易结垢或不洁净的流体可选择较大管径。此外，小直径的管子可以承受更大的压力，而且管比较薄；对于相同的壳径，可以排列较多的管子。因此，选择小直径管子单位体积所提供的传热面积更大，设备紧凑，但管径小，流动阻力大，机械清洗困难，设计时可根据具体情况选用适宜的管径。本设计选用25mm×2.5mm的碳钢管。第3章 换热器的工艺计算3.1 基础物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值。壳程煤油的定性温度为： 管程循环冷却水的定性温度：根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。煤油在110下的有关物性数据循环冷却水在35下的物性数据密度o=825 kg/m3密度i=99

29、4 kg/m3定压比热容Cpi=2.22kJ/(kg·)定压比热容Cpi=4.08kJ/(kg·)导热系数i=0.140 W/(m·)导热系数i=0.626W/(m·)粘度o=0.000715 Pa·s粘度i=0.000725Pa·s3.2 换热器面积的估算3.2.1 传热热负荷QWc=/330/24=34090.9kg/hQ=WcCp()=34090.92.22 (140-40)=7568179.8KJ/h=2102.3KW3.2.2 平均传热温差 3.2.3冷却水用量43.2.4计算传热面积假设总传热系数K=370 W/(m

30、83;)(参见附表一)考虑 15的面积裕度，S=1.15×S=1.15×145.7=167 3.3 换热器工艺尺寸的计算3.3.1管径和管内流速的计算选用25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速=1.5m/s(参见附表二)3.3.2管程数和传热管数的计算依据传热管内径和流速确定单程传热管数（根）按单程管计算，所需的传热管长度为按单管程设计，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（管程） 传热管总根数N=110x4=440（根）3.3.2平均传热温差校正系数：R=(140-40)/(40-30)=10; P=(40-30)/(140-4

31、0)=0.091按单壳程，四管程结构，温差校正系数应查有关图表(参见附表三)。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 t=0.82平均传热温差tm= =0.82×39=32 由于平均传热温差校正系数大于0.8，故取単壳程合适53.3.3 传热管排列和分程的选择采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。采用焊接法取管心距t=1.25 dO，则t=1.25×25=31.2532 mm管束中心线的管子采用正方形排列 管数 采用正三角型排列横过管束中心线的管数= 根3.3.4 壳体内径的计算采用多管程结构，取管板利

32、用率0.7，则壳体内径为D=1.05t=mm 圆整可取D900mm63.3.5 折流板的选择折流挡板的主要作用是引导壳程流体反复的改变方向做错流流动，以加大壳程流体流速和湍动速度，致使壳程对流传热系数提高。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h0.25×900225 mm 故可取220mm取折流板间距B0.3D，则B0.3×900=270 mm 圆整到到标准值取B=300mm折流板数 NB=（L-0.1）/h -1=（6000-0.1）/300-1=19 块查相关图表折流板厚度=6mm。(参见附表四)折流板圆缺面水平装配。3.3.6 接管

33、壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为 u0.5 m/s，则接管内径为 d=0.17m取标准管径为200mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径为d=0.21m取标准管径为200mm。3.4 换热器结构核算3.4.1 热量核算3.4.1.1 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用克恩公式当量直径，由正三角形排列得m壳程流通截面积So=BD(1-)=0.05906壳程流体流速及其雷诺数分别为普兰特准数粘度校正3.4.1.2管程对流传热系数管程流通截面积管程流体流速普兰特准数3.4.1.3 污垢热阻和管壁热阻管外侧污垢热阻 R0=0.00017 m2·K

34、/W(参见附表五)管内侧污垢热阻 Ri=0.00034 m2·K/W(参见附表六)3.4.1.4 传热系数K=传热面积SS=该换热器的实际传热面积换热器的面积裕度为3.4.2 壁温核算因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按金属薄壁壁温粗略估计7 tw=热流体定性温度：冷流体定性温度：管壁温度壳体温度可近似取壳程流体的平均温度 T=90 该温差较大，需设温度补偿装置83.4.3换热器流体动力阻力的计算3.4.3.1管程流动阻力由Re=41130传热管相对粗糙度=0.01/20=0.005，查莫狄图得(参见附表七)无=0.005时的摩阻系数，当4000<Re<100000

35、 时 可用布拉修斯公式 计算流速=1.5m/s，=994kg/所以Pa，PaPa<0.1MPa管程流动阻力在允许范围内。3.4.3.2壳程流动阻力流体流经管束的阻力 F=0.5=25，=19，=0.2Pa流体流经折流板缺口的阻力B=0.3, D=0.9Pa总阻力 Pa<0.1MPa壳程流体阻力也比较适宜。3.5换热器主要结构尺寸和计算结果换热器型式：固定管板式换热器换热器面积（）：195.4工艺参数名称管程壳程物料名称循环水煤油操作压力，MPa0.10.1操作温度，30/4040/140流量，kg/h185494.634090.9流体密度，kg/994825流速，m/s1.50.2

36、传热量，kw2102.3总传热系数，w/·k391.96裕度 %16.6%对流传热系数，W/·K6584586.47污垢系数，·K/W0.0003440.000172阻力降MPa0.06011290.0039376程数41使用材料碳钢碳钢管子规格.5管数 440管长，mm6000管间距，mm32排列方式正三角形折流挡板型式上下间距，mm3000切口高度25%壳体内径，mm900保温层厚度，mm3.6设计中使用的符号及说明英文字母 Re雷诺准数；B折流板间距，m；S传热面积，m2；C系数，无量纲量；t冷流体温度，；d管径，m；管心距，m；D换热器外壳内径，m；T热流

37、体温度，；f摩擦系数；u流速，m/s；F系数；W质量流量，kg/s；h-圆缺高度m；希腊字母K总传热系数，W/( m2·)对流传热系数，W/(m2·)；L管长，m；有限差值；N管数；导热系数，W/(m·)N程数粘度，Pa·s；NB折流板数密度，kg/m；3P压力，Pa；校正系数；因数；下标Pr普兰特准数；c冷流体q热通量，W/ m2；h热流体Q传热速率，W；i管内；q热通量，W/ m2；m平均；汽化潜热，kJ/kg；o管外；R热阻，m2·/W；s污垢；因数；t温度差；参考文献：1王卫东主编.化工原理课程设计M.北京： 化学工业出版社，2011：

38、137163 2周明霞.国内外换热器技术发展.第一届全国换热器学术年会论文集C.北京：机械部通用机械研究所，1995:19233石强，孔博阳.换热器在石油化工领域应用D: 硕士学位论文.北京：北京化工大学，1998:25294贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002：37595谭天恩.麦本熙.化工原理上册M.北京：化学工业出版社出版，1990:2662776 汤善甫，朱思明主编.化工设备机械基础m.上海：华东理工大学出版社，2004：2733587陈敏恒等编化工原理上册M.北京：化学工业出版社，2006：2222368燕山石油化学总公司设计院，兰州化学工业公司化工

39、设计院.钢制列管式固定管板换热器结构设计手册M.北京：化学工业部设备设计技术中心站，1985:1188附录4.1 附录一4.1.1流体流动阻力(压强降)的计算(1) 管程流体阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力 pi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为: 式中 p1、p2-分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，N/m2； Ft-结垢校正因数，无因次，对于25×2.5mm的管子，取为1.4 Np-管程数； Ns-串联的壳程数 根据这个公式求 4.1.2壳程流体阻力 现已提出的壳程流体阻力的计算

40、公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，使所得的结果相差很多。下面介绍埃索法计算壳程压强的公式 即: 式中 p1-流体横过管束的压强降，N/m2； p2-流体通过折流板缺口的压强降，N/m2； Fs -壳程压强降的结垢校正因数，无因次，对液体可取对气体或可凝蒸气 可取 式中 F-管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5fo-壳程流体的摩擦系数，当Reo500时， -横过管束中心线的管子数；当管子按正三角形排列时，有，当管子按正方形形排列时（其中，n为换热管的总根数） -折流板数； h -折流板间距，m； 一般来说，液体流经换热器的压强降为 0.11atm，气体的为0.01

41、0.1atm。设计时，换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间予以权衡，使既能满足工艺要求，又经济合理。4.1.3多管程换热器壳体内径多管程换热器内径和管程数有关用下式近似估算取值范围 管子按正三角形排列时，2管程 4管程以上 正四边形排列 2管程 4管程以上 4.2附录二表1列管式换热器中的总传热系数冷流体热流体总传热系数K水水850-1700水气体17-280水有机溶剂280-850水轻油340-910水重油60-280有机溶剂有机溶剂115-340表2换热器内常用流速范围流体流速，管程壳程循环水1.0-2.00.5-1.5新鲜水0.8-1.50.5-1.5低粘度油0.8-1.80.4-1

42、.0高粘度油0.5-1.50.3-0.8气体5-302-15 表2 粘性流体最大流速表流体粘度，最大流速，流体粘度，最大流速，>1.50.60.035-0.11.50.5-1.00.750.001-0.0351.80.1-0.51.1<0.0012.4表3对流平均温差校正系数表4折流板厚度壳体内直径Di/mm相邻折流板间距/mm300300-450450-600200-400356400-7005610700-10006810100061012表5壳程流体的污垢热阻表6管程流体的污垢热阻莫狄图表8 常用换热管的规格和尺寸偏差材料钢管外径×厚度级换热器级换热器外径偏差厚度偏

43、差外径偏差厚度偏差碳钢GB81368710×1.5±0.15+12%-10%±0.20+15%，-10%14×2±0.20±0.4019×225×225×2.532×3±0.30±0.4538×345×357×3.5±0.8%±10%±1%±12%，-10%不锈钢GB22708010×1.5±0.15+12%-10%±0.20±15%14×2±0.20±0.4019×22