列管换热器课程设计报告书

1、目录一.设计任务书2二设计方案简介 31. 概述32. 选择换热器类型 43管程安排84. 流向的选择95. 流速的选择96. 材质的选择97管程结构98.壳程结构10三. 工艺计算及主要设备设计 121确定物性数据 122估算传热面积 13 3. 选择管径和管内流速14 4. 选取管长、确定管程数和总管数155. 平均传热温差校正及壳程数 15 -6. 传热管的排列和分程方法167壳体内径168.折流板17四. 换热器主要传热参数核算 171热流量核算172. 壁温核算203. 换热器内流体的流动阻力 21 五. 换热器主要结构尺寸和计算结果24六. 附图25七. 主要符号介绍 26七.自我

2、评价26八参考资料27列管式换热器设计任务书(一) 设计题目列管式换热器设计(二) 设计任务及操作条件1、处理能力 1.8 x 10吨/年2、设备型式 列管式换热器3、操作条件(1) 釜残液：重油，入口温度102 C,出口温度40 C(2) 冷却介质：井水(3) 换热器的管程和壳程压强降：不大于50k Pa(4) 重油平均温度下的物性参数：名称P(kg/m 3)Cp (kJ/kg上)卩(Pa.s)z(W/m. C)重油9861.992.9 X10-30.136(5) 年工作时间按330天计算，每天工作24小时二、设计方案简介1概述完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求 ：（1）合理地

3、实现所规定的工艺条件传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性 质（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条 件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可 能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。其具体做法如下： 增大传热系数。在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 提高平均温差。对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因 为这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件 时，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度 。 妥善布置传热面。例如在管壳式换热器中，

4、采用合适的管间距或排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积 ，还可以改善流体的流动特性。错列 管束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为 气相，可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积 ，更有利于热量的传递（2）安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时， 应遵照我国钢制石油化工压力容器设计规定与蜡冈制管壳式换热器设计规定 等有关规定与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。（3）有利于安装、操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与 装拆，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液

5、排 放口，检查孔与敷设保温层。（4）经济合理评价换热器的最终指标是在一定的时间内 （通常为1年）固定费用（设备 的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费等）的总和为最小 在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为 重要。动力消耗与流速的平方成正比，而流速的提高又有利于传热，因此存在一 最适宜的流速。传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，传热量随之而减少， 故有必要停止操作进行清洗。在清洗时不仅无法传递热量，还要支付清洗费， 这部分费用必须从清洗后传热条件的改善得到补偿 ，因此存在一最适宜的运行 周期。严格地讲，如果孤立地仅从换热器本身来进行经济核算

6、以确定适宜的操作 条件与适宜的尺寸是不够全面的，应以整个系统中全部设备为对象进行经济核 算或设备的优化。但要解决这样的问题难度很大，当影响换热器的各项因素改 变后对整个系统的效益关系影响不大时，按照上述观点单独地对换热器进行经 济核算仍然是可行的。2、选择换热器的类型1. 换热器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。在工程实践中有时也会存在两种以上流体 参加换热的换热器，但它的基本原理与上述情形并无本质上的差别。在食品、化工、石油、动力、制冷等行业中广泛使用各种换热器，它不仅

7、 可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设 备，因此在化工生产中占有重要地位。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， 不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺 要求选择适用的类型然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。2. 换热器的选择换热器的种类很多，根据其热量传递的方法的不同，可以分为3种形式： 坚壁式、直接接触式和蓄热式。列管式换热器的应用已有很悠久的历史，现在，它被当作一种传统的标准 换热设备在很多工业部门中大量使用，尤其在石油、化工、能源设备等部门所使用的换热设备中，列管式换热器仍处于主导地位

8、。虽然列管式换热器在传热 效率、紧凑性和金属耗量等方面不及某些新型换热器，但它具有结构简单、坚固耐用、适应性强、制造材料广泛等独特的优点，因而在换热设备中仍处于主 导地位。列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普 通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进 入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的 接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体

9、的流速，增大管内一侧 流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子， 即采用多管程结构。其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔 板，便成二管程；在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程；如 此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积， 而使传热面积减小列管换热器主要特点：(1) 耐腐蚀性：聚丙烯具有优良的耐化学品性，对于无机化合物，不论酸，碱、盐溶液，除强氧化性物料外，几乎直到100 C都对其无破坏作用，对几乎 所有溶剂在室温下均不溶解，一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使 用。(2) 耐温性：聚丙烯塑料熔点为164-1

10、74 C, 般使用温度可达110-125 °C。(3) 无毒性：不结垢，不污染介质，也可用于食品工业。(4) 重量轻：对设备安装维修极为方便。列管换热器(又名列管式冷凝器)，按形式分为固定管板式、浮头式、U型管式换热器、填料函式换热器。分别如下：固定管板式换热器：图1-2 風纜常議威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，

11、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 C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 C和壳程流体压强不高的 情况。一般壳程压强超过 0.7Mpa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：Pl i-i秤弘戌噸坯詐图2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，但在这块管板上连接一个顶盖 ，称之为 浮头”，所以这种换热器叫做浮头式

12、换热器。结构特点：两端管板只有一端与壳体完全固定，另一端则可在壳体内沿轴 向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是当换热管与壳体间有温差 存在，壳体或换热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体 内抽搐，便与管内管间的清洗。缺点：结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严 易发生泄漏，造成两种介质的混合。适用于管壁间温差较大或易于腐蚀和易于结垢的场合。U型管式换热器：I皓曽式城熬肅图3U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

13、困难 ，管子更换 困难，管板上排列的管子少。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压 条件。填料函式换热器填料函式换热器的结构如图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。缺点：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。图42)选择在本次设计任务中，两流体温度变化情况为：热流体(煤油)进口温度102 C,出口温度40C；冷流体(井

14、水)进口温度10C,出口温度30C。该换热 器用井水冷却介质，受环境影响，进口温度会降低，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，管束与管壳之间的温差较大会产生不同 热膨胀，并且压强降不大于50kPa，因此初步确定选用固定管板式换热器。3、管程安排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内，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，而且管子也便于 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

15、宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效 果。(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。选择：从两物流的操作压力看，应使煤油走管程，冷却水走壳程。但由于 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，所以从总体考虑，应使水走管程，煤油走壳程。4、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

16、 而传递同样的热流体，所需的传热面积较小。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。5、流速的选择当流体不发生相变时，介质的流速高，换热强度大，从而可使换热面积减 小、结构紧凑、成本降低，一般也可以抑制污垢的产生。但流速大也会带来 些不利的影响，诸如压降厶P增加，泵功率增大，且加剧了对传热面的冲涮<换热器常用流速的范围如表1 :X循环水新鲜水般液体易结垢液低高气体粘度油粘度油体管程流速，1.00.0.5m/s2.081.53壳程流速，0.50.0.2m/s1.551.51.5>1.0.80.5501.81.530>

17、0.0.40.3251.00.8156. 材质的选择一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。(1) 碳钢价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管其常用的材料为10号和20号碳钢。(2) 不锈钢奥氏体系不锈钢以1Crl8Ni9Ti为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有 稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能7管程结构介质流经传热管内的通道部分称为管程。(1)换热管布置和排列问距常用换热管规格有 巾19X2 mm巾25X2 mm巾25X2.5 mm>标准管子的长度常用的有 1500mm，20

18、00mm，3000mm，6000mm 等。当选用其他尺寸的管长时，应根据管长的规格，合理裁用，避免材料的浪费换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列，如下图所示。(b)正方形错列(c)三角形直列(d)三角形错列正三角形排列结构紧凑径换热器，外圆管布管均匀，按其不同Ek/ : (e)同心圆排列；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳 ，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式 多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。(2).管板管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。 管板与管子的连接可胀接或焊接

19、。8壳程结构介质流经传热管外面的通道部分称为壳程壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。由于各种换热器的工艺性能、使用的场合不同，壳程内对各种元件 的设置形式亦不同，以此来满足设计的要求。各元件在壳程的设置 的作用可分为两类：一类是为了壳侧介质对传热管最有效的流动 ，来提高换热 设备的传热效果而设置的各种挡板，如折流板、纵向挡板。旁路挡板等；另一 类是为了管束的安装及保护列管而设置的支承板 、管束的导轨以及缓冲板等。(1) 壳体壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进人和排出之用直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mrn的可用钢板卷焊

20、而成。 壳体材料根据工作温度选择，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。介质在壳程的流动方式有多种型式，单壳程型式应用最为普遍。如壳侧传 热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。用两个换热器串联 也可得到同样的效果。为降低壳程压降，可采用分流或错流等型式。壳体内径D取决于传热管数N、排列方式和管心距t。计算式如下：单管程 D “(nc -1) (2 3)d。式中t管心距，mm ；d0换热管外径，mm ；nc横过管束中心线的管数，该值与管子排列方式有关。正三角形排列：-正方形排列：一；多管程-小式中N排列管子数目；n管板利用率。正角形排列：2管程 n=0.70.85>4 管程

21、n=0.60.8正方形排列：2管程 n=0.550.7>4 管程 n=0.450.65壳体内径D的计算值最终应圆整到标准值。(2) 折流板在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增 加流体速度，以增强传热；同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用 折流板的型式有圆缺型、环盘型和孔流型等。圆缺形折流板又称弓形折流板，是常用的折流板，有水平圆缺和垂直圆缺 两种。切缺率(切掉圆弧的高度与壳内径之比)通常为20%50 %。垂直圆缺用 于水平冷凝器、水平再沸器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等。垂直圆缺时，不凝气不能在折流板顶部积存，而在冷凝器中，排水也不能在折流

22、板底部积存。弓形折流板有单弓形和双弓形，双弓形折流板多用于大直径的换 热器中。折流板的间隔，在允许的压力损失范围内希望尽可能小 。一般推荐折流板 间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50 mm，最大值决定于支持管所必要的 最大间隔。(3) 壳程接管壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。当加热蒸汽或高速流体流入壳程时，对换热管会造成很大的冲刷，所以常将壳程接 管在入口处加以扩大，即将接管做成喇叭形，以起缓冲的作用；或者在换热器 进口处设置挡板。三.工艺计算及主要设备设计（一）确定物性数据壳程流体重油的定性温度为：密度102 402= 71Cpo = 986kg/ m3定压比

23、热容Cpo= 1.99kJ/kg C热导率2o = 0.136W/m C粘度曲=2.9 xi0-3Pa - s管程流体水的定性温度为：密度10 0220 Cp0=998.2kg/ m3定压比热容Cp0=4.183 kJ/kg C热导率？o=0.599W/m C粘度(4=1.004 X10-3Pa - s（二）估算传热面积每年按330天计，每天24小时运行1. 换热器的热流量4091 101 = m 1 1121 991021 |112024002、冷却水流量9W=-7770 9 12 214 10103、计算两流体的平均传热温差并修正 tmi =( ti- t2” In ( ti/ t2)=(

24、62-20)/ In (62/20)式中：=102-4° =62C , 201020 °C求得m 12 C4、估算传热面积求传热面积需要先知道K值，根据资料查得重油和水之间的传热系数K值为 200 w m2 ? c% 11人值主致范列母冋tiS輕）替曲豪锐K儒w'/CQ/、Kk£il/Q'Jh C水 W 1. Sn/ai)申就LOL r 0. tm/n>MT -硕KO AM时】SJ4 - |1細700 g 1 DAO牡耳M牌严叱0. 5 X 1D Tk 46? - AL4冷水中百杠忖 ar (IJH 5 -w |) x 1C -Pji + 3

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28、 &鰹水、河水等易结垢 的液体> 1> 0. 5弋休5宀30-3-15（四）选取管长、确定管程数和总管数依据传热管内径和流速确定单程管子数为09 1 99 220 022 1 24按单管程计算，所需的管子长度为L=-010 490 02544 54 m 45m如果按单程计算的管子太长，则应采用多管程，此时应按实际情况选择每程管于的长度。国标GBI5I 89推荐的传热管长度为1 . 0，1.5，2.0, 2 . 5，3.0，4. 5，6.0，7. 5，9.0，12.0m .在选取管长时应注意合理利用材 料，还要使换热器具有适宜的长径比。列管式换热器的长径比可在425范围内，一

29、般情况下为6 10，竖直放置的换热器，长径比为4-6现取传热管长1=7.5，则该换热器管程数为45= 6 （管程）5传热管总根数为N=1 根（五）平均传热温差校正及壳程数102 400 100210 10102 10按单壳程，双管程结构得：J-0.90 所以修正后的传热温度差为m、诂=0 91240 Cm逆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。（六）传热管的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=1.25d 0,则 t=1.25 X25=31.25 "32 mm隔板中心到离其最近一排管中心距

30、S=t/2+6=32/2+6=22 伽各程相邻管的管心距为44伽。横过管束中心线的管数 1 1 一 115根（七）壳体内径采用多管程结构，取管板利用率n=0.8 ,得壳体内径为1 05 n 1 05210159 mm计算的到的壳体直径应按换热器的系列标准进行圆整。壳体直径经常用的标准有 159mm、273mm、400mm、500mm、600mm、800mm 等。根据以 上标准可取D=159mm 。（八）折流板采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的 25% ,h = 0.25D = 39.75mm h 取 50mm取折流板间距B=0.3D ,贝U B=0.3 X159=47.7mm ,

31、可取 B 为 50mm。折流板数目传热管长1149折流板间距四.换热器核算1、热流量核算用克恩法计算得：（1）壳程表面传热系数叫“36护。f逍严. 3 2 J 24可t -do 当量直径：de=240.02m兀d。壳程流通截面积：0 201-0 001 4m 2壳程流体流速及其雷诺系数分别为1100240090 001 4普朗特准数为10 020 59242029101 992942 4粘度校正：0.950 10 020 55242042 410 95(2) 管内表面传热系数由于水在管程中是被加热，所以。略：秽计4管程流体流通截面积20 50 0229 414210 m2管程流体流速以及其雷诺

32、数分别为0 9 1盅L 1.01m/S0 02 1 01991 0041024-=1.97104普朗特数Pr=101 004 100 599010 020 5990 0219 00 001044092 4 W m2 C(3) 污垢热阻和管壁热阻：*3-6流体的芳垢想皑小于11511530*小予25大于2S水的建度,凶&小-T1.G丈于1.0小于1 0大于LGDhjo*41,71? ?k nr*自来术用*阑炉轶水L71l 7x JO-11i.4394x 10*0 859 i*L0 45.159 Ox )0'48,5980m JO-15.1W0X m-*3r!W4x io fl氐的

33、EExltr'列gg 4*3-7就体的汚垢旃隠战低罢称污旺黑用nr-r/u忖诟热阻nr- U/W有机比台輛蒸吒0 tW g* ID “有机讹洽轉1.7197k IDm1.7L9 7W； K)-J.?1»7m10-*1.71 7 m 10 *1,719 7 n |0-11.7!97« fQ-40肿冃k ioftftb 11.719 7k tO -魚炉吒1.7197x10-* I占59。筑。-4-8.59fiOM()-4(LBWAxlF*3卷仏口询w IL.71»71u 卩空13 -LW4m IO-4婆油1加4利4亠艮15« 0 xMK"一

34、 1管内侧污垢热阻Ri=1.7197 10 4m2 ? CW管外侧污垢热阻Ro=8.59810 4m2 ? CW管壁热阻按碳钢在该条件下的热导率为50w/(mC常用金属材料的昴热系数见嵌11LS1-1L需用金鹰的耳熱基费律翻疑藪宝U1轴200300406227.曲227. Df-227. C5H- 123T« 弱22L 063*1. 7SS79. P72,1(3fl7,51議 Z. Sfift73.27g 4SSi-4St诙4段龄130. IS31. 4fl阳."J72, 1?17. rS21H.1T93, D1 32. 5773. 2759.11I 414.曲| 40.

35、3S3TX 3Z旳，砖35D. 37锌112. S1109.H0105.1OL 1&9乱<H52. M4A. as44.1941.17比翡16,2S17.451?. m1乩紂一所以：F00025 = 0.00005m2 k/w50(4) 总传热系数K 二出 R.匹.处.R:'ois di >'-dm 015T59105 100 0250 02251 1910 40 0250 0214092 40 0250 02=316.9 W m2 ? c5)传热面积裕度计算得传热面积为=占mm 1940实际传热面积为0=0=8.83 m2该换热器的面积裕度为：F= 199

36、为保证换热器操作的可靠性，一般应使换热器的面积裕度大于1520%。满足此要求，则所设计的换热器较为合适，否则应予以调整或重新 设计，直到满足要求为止。传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。2. 壁温计算因为管壁很薄，而且壁热阻很小。冬季操作时，循环水的进口温度将会 降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为10 C,出口温度为30 C计算传 热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，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，应该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。于是有：tw 二m0

37、 4 102m0 4 201110204c1c ：-040nn40004 C101 C式中1干热流体进口温度CT2热流体出口温度，C1冷流体进口温度，C；2冷流体出口温度，40924 Wm2C05 1Wm2C传热管平均壁温t=23.83 C壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=7C。壳体壁温和传热管壁温之差为 124 1 C3、换热器内流体的流动阻力(1)管程流体阻力刀 Pi=( Pi+ P2) Ft Ns Np其中：工Pi管程总压力降,Pa;Pi、 P2分别为单程直管阻力与局部阻力，Pa ;Ft污垢校正系数，对于19mm X2mm 管子，取Ft = 1.5。对于25mm X2.5mm

38、 管子，取Ft = 1.4;Ns壳程数,=1 ; Np管程数，Np =6流体流过直管段由于摩擦所引起的压力降I沁2di 2流体流过回弯管(进、出口阻力忽略不计)因摩擦所引起的压力降，其中 =0.5+1+0.5+1=3由Re=19700 ,传热管相对粗糙度 0.005 ,参考图 -Re双对数坐标图得入00 5 ,流速1 01 m , p99 2m2,所以599 2 1 012100 50 0222Pap 2992 1 0122 2 =215240Pa(6682.36+1527.40)11 4492 0 1<50000Pa符合要求0 05 a 040.03a Q20. &J5<

39、?300况何加0.OQ0.0 010.0Q80.0060.008a 00Q20.W0)a 00000 0000J摩擦系数与雷诺数及相对粗糙度的关系2、壳程流动阻力(压强降)刀 P°=( P/+ P2') Fs Ns其中：工P0壳程总压力降,Pa ;P1'、P2'分别为流体流过管束和折流板缺口的压力降，Pa;Fs结垢校正系数,对于液体,Fs = 1.15 ;对于气体或可凝蒸汽Fs = 1.0。这里取 Fs = 1.15;Ns壳程数，Ns=1。流体流过管束的压力降：P, Ff°nc Nbouo2流体通过折流板缺口的压力降：aD N| 口 2B1 P0u0

40、2AP2 = Nbi3.50,其中F管子排列方式对压力降的校正因数,对于正三角形排列，F=O.5;fo壳程流体的摩擦系数，当Reo> 500时, fo = 5.0Re o- 0.2280。所以这里 fo = 0.53Po =( ：RP2 )FtNs，其中 Ns =1, Ft =1.15流体流经管束的阻力-P1=Ffo nc (N b1)M2F=0.500 510505149500 5 m/s15012410流体流过折流板缺口的阻力P2Nb(3.52h) ?uo2D )22149520 05290 5 22 240241以符合要求五换热器

41、主要结构尺寸和计算结果见下表：附表1 换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程流率 / (Kg/h)3351.62272.7进（出）口温度厂c10(30)102 (40)压力/ MPa4.50.3物性定性温度/r2071密度/Kg/m 3998.2986定压比热容/kJ/(kg/ C)4.1831.99黏度/Pa s1.004*10-32.9*10-3热导率/w/（m r0.5990.136普朗特数7.0142.4设备结构参数形式固定管板式壳程数1壳体内径/mm159台数1管径/mm25*2.5管心距/mm32管长/mm7500管子排列正三角形管数目/根18折流板数/个149传热面积/m 28

42、.83折流板间距/mm50管程数6材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/ （ m/s）1.010.356表面传热系数W/(m 2C)4092.46581.76污垢热阻/(m2*C /W)1.719710 48.59810 4阻力/Pa49260.245018.7热流量/kW77.89传热温差/K47.17传热系数/W/m 2*C316.9裕度/%19.97五附图1.换热器生产流程简图生产流程图吸忻=塔六主要符号说明希腊字母对流传热系数，W/(m2°C) 有限差值；X导热系数，W/(m CP密度，kg/m 3；书一一校正系数。下标c冷流体；h热流体；i管内；m平均；o管外；s污垢。英文字母B折流板